萬噸年產(chǎn)量的環(huán)己酮生產(chǎn)工藝設(shè)計研究目錄TOC\o"1-3"\h\u31758摘要 26745第1章緒論 359701.1環(huán)己酮的主要性質(zhì) 3300291.2環(huán)己酮的用途 3299171.3項目背景 3202871.4發(fā)展前景 427284第2章方案選擇 5143572.1環(huán)己酮的制備方法 5215742.1.1苯酚加氫法[3] 520572.1.2苯法制環(huán)己酮[4] 5205862.1.3環(huán)己烯水合法[6] 656912.2工藝路線的確定 7189762.3工藝條件的選擇 8142982.3.1催化劑 8179522.3.2反應(yīng)溫度 9311992.3.3反應(yīng)壓力 9215312.3.4空速 929039第3章物料衡算與能量衡算 9123023.1物料衡算 982713.1.1物料衡算的任務(wù) 9152003.1.2物料衡算的原則 1056623.1.3物性方法 10296353.1.4系統(tǒng)物料衡算 10317853.2能量衡算 13322933.2.1能量衡算的任務(wù) 13269033.2.2能量衡算的原則 14200313.2.3系統(tǒng)能量衡算 14704第4章設(shè)備設(shè)計與選型 15305914.1塔設(shè)備 15266024.1.1塔設(shè)備概述 15231394.1.2塔型比較 15268174.1.3板式塔性能比較 16147124.1.4設(shè)計實例 1731454.2反應(yīng)器 22234614.2.1設(shè)計任務(wù) 2246314.2.2反應(yīng)器的選型 22198104.2.3設(shè)計實例 23233114.3換熱器 2584564.3.1換熱器類型的選擇 25146034.3.2設(shè)計實例 2520075第5章設(shè)備工藝匯總 30257305.1精餾塔工藝匯總 3051965.2換熱器工藝匯總 314272結(jié)論 3326238參考文獻 33摘要環(huán)己酮是人們社會生產(chǎn)中較為常見的有機化學(xué)品，有著良好的溶解性與黏度等物化性能。它可以加工制作為一種特殊的溶劑，作為某些聚合物的溶劑十分理想，如纖維素等；同時，作為一種傳統(tǒng)的有機的化工原料，通過貝克曼重排反應(yīng)它可以制備己內(nèi)酰胺，在工業(yè)上也可以通過環(huán)己酮和環(huán)己醇的混合體（KA油）在硝酸或者空氣的氧化作用下制取己二酸等。在最近的幾年，環(huán)己酮作為其它方面的用途不斷被人們開發(fā)，特別是將其制作成為一些較為高級的有機溶劑后，可以看到，在膠粘劑、油墨與涂料等行業(yè)被大批量的應(yīng)用，不再單單作為中間體的環(huán)己酮形成了一種新興市場，逐漸在世界各地成為了一種大宗石化產(chǎn)品。設(shè)計工作來自于某化工廠的KA油生產(chǎn)環(huán)己酮的項目。本項目的任務(wù)是設(shè)計一套適用于年產(chǎn)6萬噸質(zhì)量分率在99%以上的環(huán)己酮溶劑的工藝和裝置。對此，本次設(shè)計采用ASPENPLUS這一流程模擬軟件進行工藝流程的簡畫和數(shù)據(jù)的模擬，利用其自帶的優(yōu)化系統(tǒng)得出最為合適得工藝參數(shù)，然后輔以計算，選出現(xiàn)有工藝條件下最優(yōu)的設(shè)備類型與結(jié)構(gòu)尺寸，畫出PID圖、典型設(shè)備的裝配圖，PFD圖與管道平面布置圖。盡量使設(shè)計的工藝流程，在獲得環(huán)己酮的前提下，生產(chǎn)效率較為理想，產(chǎn)品質(zhì)量達到預(yù)期目標(biāo)，設(shè)備類型和尺寸都較為合適。關(guān)鍵詞：環(huán)己酮，合成工藝，設(shè)備選型第1章緒論1.1環(huán)己酮的主要性質(zhì)環(huán)己酮[1]作為一種常見的有機化合物，分子式包括6個碳、10個氫與1個氧原子，為羰基碳原子包括在六元環(huán)內(nèi)的飽和環(huán)酮。純凈物為無色透明液體；當(dāng)含有少量的的酚時，則會散發(fā)出刺激性氣味；其不純物顯淺黃色，但存放時間增長，顯色會從白色到黃色轉(zhuǎn)變，此時氣味更加刺鼻。環(huán)己酮在遇到高溫或者火源時十分容易引起燃燒。環(huán)己酮的熔點較低，在零下45攝氏度左右，沸點為155.6攝氏度，相對與水的密度為0.95。1.2環(huán)己酮的用途環(huán)己酮早期作為一種重要化工原料，是被用于制造錦綸、己內(nèi)酰胺[2]與己二酸的主要中間體。在最近的幾年，環(huán)己酮作為其它方面的用途不斷被人們開發(fā)，例如，作為一種特殊的工業(yè)溶劑，可以將其用于油漆的制造行業(yè)，特別是含有某些聚合物，如硝化纖維、PVC類聚合物或者PMMA類聚合物（有機玻璃）時，環(huán)己酮是一種優(yōu)良的溶劑；此外，環(huán)己酮作為溶劑的用途還有很多。它可以作為一些含有有機磷的殺蟲劑或者其它相似農(nóng)藥的良好溶劑，也將其用于生活中衣服染料。隨著科技的進步，人們對高品質(zhì)航空潤滑油不斷探索，科學(xué)家們發(fā)現(xiàn)高壓環(huán)境下環(huán)己酮可以作為相關(guān)航空發(fā)動機的黏度溶劑。同時，其具有相似相溶的能力，可以成為橡膠的溶劑，是制作尼龍用作染色和褪光絲的均化劑、金屬的脫脂劑，當(dāng)木材需要脫除表面的油漆時，環(huán)己酮也常常被用著它的溶劑。1.3項目背景在19世紀(jì)90年代，人們首次通過石灰與庚二酸干餾的方法成功合成了環(huán)己酮。隨后，人們首次實現(xiàn)建成了量產(chǎn)環(huán)己酮的裝置，其主要通過苯酚加氫的方法合成。在此之后，德國巴斯夫公司也成功實現(xiàn)了量產(chǎn)環(huán)己酮的工藝，其主要通過環(huán)己烷氧化法的方式合成環(huán)己酮。由于當(dāng)時環(huán)己烷原料較苯酚原料更易獲取且價格相對便宜，于是，環(huán)己烷氧化的技術(shù)在世界各地得到了迅速的發(fā)展，也使得己內(nèi)酰胺等聚酰胺纖維產(chǎn)業(yè)開啟了快速發(fā)展的道路。20世紀(jì)初期，中國國內(nèi)也生產(chǎn)環(huán)己酮，但是大都作為生產(chǎn)己內(nèi)酰胺的中間產(chǎn)品。當(dāng)時，國內(nèi)環(huán)己酮的生產(chǎn)能力不足且環(huán)己酮并未得到社會足夠的關(guān)注，工廠內(nèi)己內(nèi)酰胺的裝置與環(huán)己酮的生產(chǎn)裝置掛鉤。作為產(chǎn)品，己內(nèi)酰胺的獲利遠高于環(huán)己酮，環(huán)己酮的開發(fā)利用并沒有得到充分的發(fā)展，所以，只有少量的廠商將生產(chǎn)多余的環(huán)己酮當(dāng)作商品出售。如今，環(huán)己酮已經(jīng)作為一個獨立的市場成長并發(fā)展起來，有兩個主要的方面使得原有的情況得以發(fā)生扭轉(zhuǎn)：其一是環(huán)己酮的用途被不斷的擴大，特別在染料、油墨與制作膠粘劑等方面被廣泛應(yīng)用，且對某些聚合物來講是它一種十分理想的溶劑，因此近年來形成了良好的商品市場；其二是國內(nèi)原有生產(chǎn)己內(nèi)酰胺的裝置大多存在著設(shè)備老化、規(guī)模零散、工藝陳舊、產(chǎn)品質(zhì)量良莠不齊、生產(chǎn)成本較高等的問題，導(dǎo)致國產(chǎn)化己內(nèi)酰胺步入了進退維谷的境地。面對國外同行更加優(yōu)秀與廉價的產(chǎn)品沖擊，不少廠商相繼對自己己內(nèi)酰胺的生產(chǎn)裝置進行了改造，許多人選擇擴大環(huán)己酮的產(chǎn)品量，而削去了原有的己內(nèi)酰胺生產(chǎn)，并在行業(yè)里形成了相當(dāng)大的規(guī)模，最終促使環(huán)己酮成為了一種大宗石化產(chǎn)品。1.4發(fā)展前景早期，由于我國生產(chǎn)環(huán)己酮主要是作為生產(chǎn)己內(nèi)酰胺的中間產(chǎn)品，因此國產(chǎn)環(huán)己酮不能滿足國內(nèi)的市場需求，這龐大的缺口需要每年從國外進口進行彌補。特別是在1996年到2000年期間，每年環(huán)己酮進口漲幅都在20%以上，而在2000年以后，進口量漸漸趨于穩(wěn)定狀態(tài)，每年4萬噸左右。大量的進口環(huán)己酮勢必會對本國環(huán)己酮生產(chǎn)廠家的生存空間造成壓迫，而且，環(huán)己酮價格波動也主要由國外廠家進行調(diào)整，一定程度上造成了壟斷的局面。近年來，環(huán)己酮的開發(fā)與利用得到了廣泛的發(fā)展，國內(nèi)對環(huán)己酮的需求也會逐漸提高。建立形成擁有先進技術(shù)和先進生產(chǎn)能力的環(huán)己酮出口大國，需要國內(nèi)現(xiàn)有的生產(chǎn)企業(yè)對工藝進行整改，以達到更大的經(jīng)濟規(guī)模和生產(chǎn)效益。一旦國內(nèi)環(huán)己酮工業(yè)化進展得到有效落實，勢必能推動環(huán)己酮下游精細化工產(chǎn)品發(fā)展，而我國自身的巨大市場，同時又將反哺環(huán)己酮生產(chǎn)合成領(lǐng)域。第2章方案選擇2.1環(huán)己酮的制備方法2.1.1苯酚加氫法[3]早期，人們實現(xiàn)工業(yè)量產(chǎn)環(huán)己酮的理論方式為苯酚加氫法。該方法的優(yōu)點是原子經(jīng)濟性能好、產(chǎn)品較為純凈，在整個工藝流程短，因此能量損失少。該工藝技術(shù)路線如圖2-1所示。圖2-1苯酚加氫工藝路線2.1.2苯法制環(huán)己酮[4]中國作為煤炭大國，煤化工[5]的開發(fā)催生了石化產(chǎn)品苯的發(fā)展。現(xiàn)代工業(yè)，石油化工技術(shù)突飛猛進，苯的獲取方式更加寬廣，人們可以從許多反應(yīng)的次級產(chǎn)物中提煉出來。由于苯原料的市場供給相對穩(wěn)定和工藝技術(shù)的較早的普及，因此，在如今苯法制環(huán)己酮依然占據(jù)環(huán)己酮市場的主要地位。該工藝技術(shù)路線如圖2-2所示。圖2-2苯法工藝路線2.1.3環(huán)己烯水合法[6]環(huán)己烯水合法是制備環(huán)己酮的新興工藝，其工藝路線如下圖所示：圖2-3環(huán)己烯水合工藝路線相比于環(huán)己烷氧化工藝，此工藝路線簡潔，碳收率高達99%；反應(yīng)體系中存在水，有利于熱量及時吸收，操作安全性高；產(chǎn)品為高純度的環(huán)己酮，而不是環(huán)己酮與環(huán)己醇的混合物；此工藝路線綠色環(huán)保，但限于技術(shù)未推廣普及，國內(nèi)難以引進。2.2工藝路線的確定上述的環(huán)己酮生產(chǎn)方法各有利弊，本次設(shè)計的原料為環(huán)己酮與環(huán)己醇的混合物（KA油[7]），因此可采用環(huán)己醇脫氫氧化[8]的方法生成環(huán)己酮。項目要求：年產(chǎn)6萬噸環(huán)己酮；產(chǎn)品規(guī)格：環(huán)己酮質(zhì)量分率（純度）≥99％質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)如圖所示：圖2-4環(huán)己酮國家質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)（GB/T10669-2001）工藝流程說明如下：本次工藝設(shè)計采用環(huán)己醇脫氫氧化，主要包括環(huán)己醇脫氫反應(yīng)工段與環(huán)己酮減壓精餾工段。原料為KA油，原料與循環(huán)回來的環(huán)己醇進入混合器進行混合，所得物料與反應(yīng)器出料進行換熱，經(jīng)過E-103,原料轉(zhuǎn)化為氣態(tài)進入R-101反應(yīng)，反應(yīng)器為固定式列管反應(yīng)器，催化劑為銅基氧化鋁催化劑，反應(yīng)溫度為225℃，在一個大氣壓下進行反應(yīng)。在Cu基氧化鋁催化劑的作用下發(fā)生環(huán)己醇脫氫反應(yīng)以及少量環(huán)己醇脫水反應(yīng)，生成粗環(huán)己酮，反應(yīng)后產(chǎn)物冷卻至常溫后分為氣液兩相，氣相主要組成為氫氣與水蒸氣，液相進行多次減壓精餾，T-201精餾塔主要采出環(huán)己烯，T-202精餾塔塔頂采出環(huán)己酮（液體），塔底采出環(huán)己醇，環(huán)己醇經(jīng)過分離器B12一部分回流至原料罐脫氫，另一部分可以直接作為商品采出。工藝路線如圖2-5所示。圖2-5環(huán)己醇脫氫氧化法制環(huán)己酮流程圖2.3工藝條件的選擇2.3.1催化劑環(huán)己醇脫氫氧化需要外界提供所需的熱量，提高反應(yīng)溫度有利于反應(yīng)正向進行。但實際工業(yè)生產(chǎn)必須充分考慮生產(chǎn)成本和安全性，不能盲目提高反應(yīng)溫度，工廠設(shè)計在產(chǎn)品質(zhì)量達到預(yù)期要求后，為了節(jié)省能源可以盡量降低反應(yīng)溫度。環(huán)己醇脫氫反應(yīng)涉及許多復(fù)雜的副反應(yīng)，副反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率和種類在多數(shù)文獻中并未詳細提及，可以了解的是與反應(yīng)過程所使用的催化劑種類相關(guān)。以下是兩種常用的催化劑：鋅基環(huán)己醇脫氫催化劑[9]轉(zhuǎn)化率高，但選擇性差，使用壽命短，操作溫度高（一般在350℃以上）。該反應(yīng)過程存在許多工業(yè)生產(chǎn)中難以理解的副作用，因而逐漸被其它脫氫催化劑所取代。銅基環(huán)己醇脫氫催化劑[10]適宜的反應(yīng)溫度為220~250℃，而環(huán)己醇的轉(zhuǎn)化率約為50%～60%，銅催化劑雖然轉(zhuǎn)化率不高，但其選擇性很高，反應(yīng)溫度低且容易達到，因此在工業(yè)上廣泛分布。本次設(shè)計過程中采用Cu基Al2O3催化劑[11]，其特性如下圖所示。圖2-6催化劑特性2.3.2反應(yīng)溫度一般，提高反應(yīng)溫度，促進環(huán)己醇脫氫反應(yīng)的進行，節(jié)省反應(yīng)所需的時間，但是由于反應(yīng)釜存在氫氣，溫度太高危險系數(shù)就增大。所以，在保持反應(yīng)速率的同時也應(yīng)該盡量提高原料環(huán)己酮的轉(zhuǎn)化率，本次設(shè)計使用催化劑為Cu基氧化鋁催化劑，需要滿足該催化劑的起始反應(yīng)溫度。隨著反應(yīng)的進行，Cu基氧化鋁催化劑對環(huán)己醇的催化效率將降低。故，應(yīng)適當(dāng)提高反應(yīng)溫度最后決定設(shè)計溫度取225℃。2.3.3反應(yīng)壓力增加反應(yīng)壓力，轉(zhuǎn)化率和反應(yīng)速度會上升，但為了達到催化劑的最高反應(yīng)活性，應(yīng)在其適宜在壓力條件下操作，本設(shè)計采用0.1Mpa。2.3.4空速空速對反應(yīng)的影響并不會過于溫度與壓力。催化劑的種類選取間接影響反應(yīng)器空速的選取，其還與工業(yè)上的反應(yīng)器傳熱效率有關(guān)，一般在選擇在1h-1左右。本次設(shè)計選擇1h-1。第3章物料衡算與能量衡算3.1物料衡算3.1.1物料衡算的任務(wù)本次設(shè)計物料衡算的任務(wù)包括：一是記錄已有生產(chǎn)設(shè)備工藝流程的實測數(shù)據(jù)，并根據(jù)現(xiàn)有數(shù)據(jù)計算出另外不能直接測定的物料數(shù)據(jù)，整理結(jié)果進行數(shù)據(jù)分析，檢查生產(chǎn)是否合理并是否達到預(yù)定目的，否則應(yīng)作出判斷，進行工藝的改進。二是設(shè)備選型的主要依據(jù)。通過物料衡算得到精餾塔、反應(yīng)器、換熱裝置的進出物料量與性質(zhì)等。3.1.2物料衡算的原則物料衡算的理論基礎(chǔ)是質(zhì)量守恒定理。它是研究某一體系內(nèi)進出物料量及組成的變化。進行物料衡算時，必須先確定衡算的體系。即：系統(tǒng)中的累計=輸入-輸出+生成-消耗在穩(wěn)定狀態(tài)下有：輸入=輸出-生成+消耗特別地，當(dāng)系統(tǒng)沒有化學(xué)反應(yīng)時，則可簡化為：輸入=輸出3.1.3物性方法根據(jù)孫蘭義[12]等人編著AspenPlus教程可知，示意圖如3-1所示。由于整個流程模擬過程中的壓力較小，且環(huán)己醇與環(huán)己酮的兩相交互參數(shù)可有AspenPlus的物性數(shù)據(jù)庫查得，同時存在環(huán)己醇與環(huán)己酮的液液平衡，因此本流程模擬采用NRTL方程。圖3-1物性方法選擇示意3.1.4系統(tǒng)物料衡算本次設(shè)計采用AspenPlus軟件[13]進行模擬，分別對R-101列管式固定床反應(yīng)器，T-201輕雜質(zhì)分離塔、T-202環(huán)己酮精餾塔等裝置輸入對應(yīng)的參數(shù)。先利用精餾塔的簡潔設(shè)計模塊DSTWU初步計算的物料組成、Ropt、Nopt、D:F與進料塔板，將這些數(shù)據(jù)導(dǎo)入精餾塔的嚴格計算模塊RadFrac,之后考慮實際生產(chǎn)的閾值與進行靈敏度分析，得到精餾塔的最優(yōu)參數(shù)。環(huán)己酮與環(huán)己醇的沸點相差約5℃，普通常壓蒸餾的方式難以將它們分離開來，本次設(shè)計過程我們選擇減壓精餾，在低壓的條件下物料更容易達到沸點。但是，過低的塔壓會加重設(shè)備的投入，本次設(shè)計選擇在4~6kpa下進行減壓精餾。將醇酮精餾塔T-202塔底采出的環(huán)己醇全部回流至環(huán)己醇脫氫工段，故經(jīng)流管路17的物質(zhì)與塔底一致，管路16采出為0。表3-1嚴格精餾塔的操作條件項目精餾塔T-201精餾塔T-202進料溫度T/℃3076.32塔頂壓力P/kpa44塔底壓力P/kpa66回流比R22D:F0.010.65塔板數(shù)N2020進料塔板N512進料量n/kmol.hr-1118.57117.39表3-2物料衡算一覽表單位12345從B1E-101E-102E-103至B1E-101E-102E-103R-101溫度℃3051.9858.22123.18217壓力bar11.61.41.21質(zhì)量密度kg/m3942.42923.39917.73855.912.45體積流量m3/h8.2612.8112.8913.824825.04質(zhì)量流量kg/h7781.0911827.411827.411827.411827.4環(huán)己酮kg/h1531.061531.061531.061531.061531.06環(huán)己醇kg/h6250.0310296.310296.310296.310296.3環(huán)己烯kg/h0.000.000.000.000.00水kg/h0.000.000.000.000.00質(zhì)量分率環(huán)己酮0.200.130.130.130.13環(huán)己醇0.800.870.870.870.87續(xù)表3-2單位678910從R-101E-102E-101E-201F-201至E-102E-101E-201F-201溫度℃225134.57125.813030壓力bar10.80.611質(zhì)量密度kg/m31.581.541.187.490.10體積流量m3/h7483.637656.399989.081577.991565.57質(zhì)量流量kg/h11826.911826.911826.911826.9161.40環(huán)己酮kg/h7584.237584.237584.237584.2329.34環(huán)己醇kg/h4056.564056.564056.564056.562.87環(huán)己烯kg/h50.6650.6650.6650.663.51水kg/h11.1111.1111.1111.111.37氫氣kg/h124.33124.33124.33124.33124.31質(zhì)量分率環(huán)己酮0.64120.64120.64120.64120.1817環(huán)己醇0.35300.35300.35300.35300.0178環(huán)己烯0.00430.00430.00430.00430.0218水0.00090.00090.00090.00090.0085氫氣0.01050.01050.01050.01050.7702續(xù)表3-2單位1112131415從F-201T-201T-201T-202T-202至T-201T-202B12溫度℃3016.0276.3262.1988.42壓力bar10.040.060.040.06質(zhì)量密度kg/m3938.960.0884897.27909.06890.98體積流量m3/h12.42712.7012.938.314.54質(zhì)量流量kg/h11665.563.0311602.57556.154046.3環(huán)己酮kg/h7554.896.127548.777548.770.0015環(huán)己醇kg/h4053.680.00314053.687.384046.3環(huán)己烯kg/h47.1547.150.00020.00020.00水kg/h9.749.740.000.000.00氫氣kg/h0.017610.017610.000.000.00質(zhì)量分率環(huán)己酮0.64760.09710.65060.99900.0000環(huán)己醇0.34750.00000.34940.00101環(huán)己烯0.00400.74810.00000.00000.0000水0.00080.15450.00000.00000.0000氫氣0.00000.00030.00000.00000.00003.2能量衡算3.2.1能量衡算的任務(wù)在本次化工設(shè)計中，我們通過能量衡算主要為了解決以下問題：（1）流程模擬得到各單元操作如蒸餾單元操作、冷卻單元操作、蒸發(fā)單元操作等所需要的熱負荷，便于公用工程的選擇和單元操作設(shè)備的選型；也便于計算熱工程或冷卻工程所需的溫度與流量，從而得知公用工程的費用；（2）由于環(huán)己醇脫氫是個吸熱反應(yīng)，反應(yīng)過程必然會使體系溫度有所波動。為了使原料在恒溫的條件下進行，保持反應(yīng)的較高速率，需要不斷向反應(yīng)器中加入熱量且熱量傳遞速率與散失的速率相平衡，最終為反應(yīng)釜的設(shè)計選型提供參考；（3）從反應(yīng)釜出來的產(chǎn)品蒸汽溫度較高，因此可以利用余熱來預(yù)熱原料液體，從而提高能量利用率，節(jié)省公用工程的用量與開支。3.2.2能量衡算的原則由能量守恒定律可知一段時間內(nèi)體系能量變化公式為：體系在t+Δt時的能量-體系在t時的能量=在Δt通過邊界進入體系的能量由課本知識知：∑Q入=∑Q出+∑Q損即輸入=輸出+損失式中：∑Q入：輸入設(shè)備熱量的總和；∑Q出：輸出設(shè)備熱量的總和；∑Q損：損失熱量的總和。對于連續(xù)系統(tǒng)： Q+W=∑Hout-∑Hin式中：Q：設(shè)備的熱負荷;W：輸入系統(tǒng)的機械能;∑Hout：離開裝置的各物料焓總和；∑Hin：進入裝置的各物料焓總和。3.2.3系統(tǒng)能量衡算表3-3能量衡算一覽表設(shè)備用途熱負荷Q/kwE-101物料預(yù)熱51.0736E-102物料預(yù)熱586.417E-103液相蒸發(fā)2187.75R-101列管式固定床反應(yīng)器1132.37E-201氣相冷卻-2164.12T-101塔頂冷凝器-31.4755塔底再沸器356.836T-102塔頂冷凝器-6475.09塔底再沸器6461.34第4章設(shè)備設(shè)計與選型4.1塔設(shè)備4.1.1塔設(shè)備概述作為化工中傳質(zhì)的主要設(shè)備，例如氣液間吸收塔、液液間的萃取塔或脫吸塔或用于干燥氣體的塔，塔設(shè)備在化企等行業(yè)中被廣泛應(yīng)用。其在化工生產(chǎn)中有著舉足輕重的地位。近代以來，隨著社會生產(chǎn)力的進步，人民對物質(zhì)美好生活的向往，為了滿足不同反應(yīng)與提純的需求衍生出了一批批形態(tài)各異的塔，相信未來塔設(shè)備也會陸續(xù)更新。但是，在已有的塔設(shè)備中，大體上可以根據(jù)塔內(nèi)部結(jié)構(gòu)的差異，將塔分為板式和填料式[14]兩大類。4.1.2塔型比較板式塔：在操作方式上，氣液兩相在每層塔板上成錯流流動，但對于整個塔來說，則氣上液下成逆流流動。塔板作為液體與氣體相互傳質(zhì)、傳熱的基礎(chǔ)裝置。兩相組成沿著塔高做階躍式變化。填料塔：屬于直立型圓筒，填料分為規(guī)整填料和散裝填料且分布在塔底支架之上。氣體從塔底通入，液體由分布器（或再分布器）淋灑在填料層表面，分散成液膜。填料的潤濕表面成為氣、液傳質(zhì)接觸的傳質(zhì)、傳熱的主要場所。兩相的組成沿塔高連續(xù)變化。表4-1板式塔與填料塔的對比序號板式塔填料塔1塔徑較小時安裝較困難造價一般比板式塔低2效率較為穩(wěn)定，且塔徑增大有利于分離塔徑增大不利于分離3空塔速度高空塔速度（生產(chǎn)能力）低4檢修清理操作相對容易檢修費用相對大5壓降相對大壓降小6氣液比大液相噴淋量決定傳質(zhì)效率7多數(shù)采用金屬材料制作，結(jié)構(gòu)較為復(fù)雜可用耐腐蝕非金屬材料制作，結(jié)構(gòu)簡單8持液量大持液量小4.1.3板式塔性能比較性能如下圖所示。圖4-1塔板性能比較注：0—不好；1—尚可；2—合適；3—較滿意；4—很好；5—最好4.1.4設(shè)計實例下面以醇酮分離塔T-202為例，進行塔設(shè)備的設(shè)計說明：醇酮分離塔T-202的操作壓力為4~6kpa，理論板數(shù)20（包括塔頂冷凝器和塔釜再沸器），于第12塊塔板上方進料，進出口物料見表4-2：表4-2丙烯回收塔物料表質(zhì)量流量W/（kg/h）密度/（kg/m3）體積流量V/（m3/h）進料11918.7897.2813.28塔頂產(chǎn)品7749.95909.048.52塔底產(chǎn)品4168.75891.124.68使用RadFrac模型進行塔內(nèi)件設(shè)計，取最大氣液負荷板的水力學(xué)參數(shù)，選擇浮閥塔盤類型FLEX-AO，初選擇塔板間距0.8m，塔徑2.4m進行模擬。得到塔內(nèi)件尺寸。Aspen提取的水力學(xué)參數(shù)如下圖4-2：圖4-2塔板物性參數(shù)（1）塔徑計算已知：汽相的平均質(zhì)量流量、平均密度和平均體積流率為：mV=5.836kg/sρv=0.1737kg/m3V=34.11m3/s液相的平均質(zhì)量流量和平均密度為：mL=5.155kg/sρL=900.2kg/m3L=0.005733m3/s液相表面張力為：σ=0.02838N/m則氣液兩相流動參數(shù)FP=mLmV（ρvρL）0.5=初選塔板間距HT=0.8m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.75m查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖4-3史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.15氣相負荷因子C=C20/(20/σ)0.2=0.15/(20/28.38)0.2=0.161極限空塔氣速umax=CρL?ρvρ為了避免液泛，精餾設(shè)有安全系數(shù)，實際空速u=為極限空速的0.6～0.8倍，在此取安全系數(shù)0.7，空塔氣速u=0.7×11.59=8.113m/s，塔徑D=（4V/πu）0.5=(33.598/(0.785×8.113))0.5=2.297m，圓整后取2.4m。（2）堰設(shè)計本次設(shè)計選取單溢流弓形降液管，單流行l(wèi)w/D=0.5-0.7，取0.6進行設(shè)計。堰長lw=0.6×2.4=1.44m，L/lw2.5=20.64/1.442.5=8.29查弓形堰校正系數(shù)圖（圖4-4）得：E=1.03由弗朗西斯公式，堰上液層高度how=0.00284×E×(L/lw)2/3=0.00284×1.03×(20.64/1.44)2/3=0.0173m減壓塔塔高應(yīng)在15mm~25mm;取板上液層高度hL=0.04m,則堰高hw=hL-how=0.04-0.0173=0.0227m，圓整取23mm，符合減壓塔規(guī)定。圖4-4弓形堰校正系數(shù)降液管設(shè)計降液管底與板距離ho應(yīng)小于堰高，取降液管底隙高度ho=20mm。降液管的寬度Wd與截面積Af可由下圖查取。圖4-5弓形降液管的幾何關(guān)系取lw/D=0.6，由圖得：Wd/D=0.1;Af/AT=0.052。(AT=π.D2/4=4.524m2)所以，Wd=0.1×2.4=0.24m,Af=0.052×4.524=0.2354m2。（4）浮閥數(shù)目n及開孔率Φ取FLEX-AO浮閥的孔徑d0=35mm、按正三角形排列。塔板工作面積Aa指的是板上鼓泡得面積，因湍動可以擴散到邊沿，故此面積并不限于板上開孔的區(qū)域，多數(shù)設(shè)計中，可取Aa=AT-2Af故Aa=4.524-2×0.2354=4.053m2通?？扇】组g距t=（2.5-5）d0，故令t=2.6d0=2.6×0.035=0.091m。故浮閥數(shù)目n=1.155Aa/t2=1.155×4.053/0.0912=566開孔率Φ即：Φ=A0/AT=n(d0/D)2=566×(0.035/2.4)2=0.12在常壓塔、減壓塔中開孔率為0.1-0.14，設(shè)計滿足要求。（5）塔高計算實際塔板數(shù)N=20塊；取塔頂空間高度HD=1m；設(shè)有人孔處的塔板間距取H’T=0.8m；一般可以間隔5塊塔板開一個人孔，故S=4。進料段高度HF與物料狀態(tài)和塔盤結(jié)構(gòu)有關(guān)，且一般大于塔板間距，最終設(shè)定HF=1.0m；塔底空間高度的設(shè)定是為了起到塔液緩沖的作用，以保證塔底料液不至排完。對于塔底產(chǎn)量較大的塔，塔底容量可取小些，取3~5min的儲量。這里取塔底空間高度HB=1m。綜上可知塔總體高度H（不包括裙座）H=HD+(N-2-S)HT+S×H’T+HF+HB=1+(20-2-4)×0.8+4×0.8+1.0+1=17.4m將上述計算數(shù)據(jù)導(dǎo)入AspenPlus進行水力學(xué)校核，如下圖4-6：圖4-6塔板幾何尺寸得到塔板負荷性能圖，如下圖4-7。各塔板液泛率均在合理范圍之類，側(cè)壁降液管停留時間均在4s以上，所有塔板得操作點在正常區(qū)間范圍之類。圖4-7塔板負荷性能圖（6）設(shè)計結(jié)果匯總見下表。表4-3環(huán)己酮與環(huán)己醇分離塔設(shè)計結(jié)果名稱數(shù)值塔型浮閥塔塔徑D2.4m塔板間距HT0.8m溢流型式單溢流空塔氣速u08.113m/s堰型平直堰堰長lw1.44m外堰高hw0.023m板上清液層高度hL0.04m降液管底與板距離h00.02m孔徑d00.035m孔間距t0.091m開孔區(qū)邊緣與塔壁距離Wc0.05m開孔區(qū)邊緣與堰距離Ws0.1m孔數(shù)n566開孔面積A0.5446m2塔高H（不包括裙座）17.4m4.2反應(yīng)器4.2.1設(shè)計任務(wù)本次設(shè)計反應(yīng)器的的主要設(shè)計任務(wù)是選擇反應(yīng)器的類型和操作方法，然后根據(jù)反應(yīng)操作條件和物料性質(zhì)，計算所需反應(yīng)溫度、反應(yīng)壓力、反應(yīng)空速及反應(yīng)器體積，進而進行反應(yīng)器內(nèi)部構(gòu)件的選型與尺寸的計算，此外還應(yīng)考慮經(jīng)濟的可行性和環(huán)境保護等方面因素，即應(yīng)符合“合理、綠色、經(jīng)濟”的原則。4.2.2反應(yīng)器的選型反應(yīng)器是化工生產(chǎn)的關(guān)鍵裝置。由于化學(xué)反應(yīng)有所不同，為了適配各種反應(yīng)的機理，反應(yīng)器的類型同樣繁多。優(yōu)良的反應(yīng)裝置可以提高反應(yīng)轉(zhuǎn)化率，簡化反應(yīng)過程，此外對原料和產(chǎn)品的處理、分離速率也會有所提高。本次設(shè)計使用的催化劑為固體催化劑（Cu基氧化鋁催化劑），原料的物理狀態(tài)為氣態(tài)，常見的氣固反應(yīng)裝置主要有兩類：固體床與流化床。固定床反應(yīng)器作為氣固反應(yīng)裝置在我國被廣泛應(yīng)用，技術(shù)也較為成熟。其催化劑按照一定的堆積方式固定在床層上。氣體原流料經(jīng)床層在催化劑表面進行反應(yīng)，產(chǎn)物隨即離去，床層具有一定的壓降。該反應(yīng)器主要又分為軸向、徑向絕熱式反應(yīng)器和列管式固定床反應(yīng)器。前兩種絕熱裝置適用于反應(yīng)熱不大的場合，并不適合此次設(shè)計。而列管式固定床反應(yīng)器適用于反應(yīng)熱效應(yīng)大的場合。流化床反應(yīng)器，適用于氣固或液固相反應(yīng)的過程。氣體或液體通過催化劑固體層使固體顆粒懸浮，并在流動過程氣體在活性位點進行反應(yīng)。該反應(yīng)器主要應(yīng)用于有催化劑快速失活需要將其及時采出的過程或則催化劑性質(zhì)較為穩(wěn)定的流體相加工過程。由于流化床反應(yīng)器返混嚴重，導(dǎo)致氣體反應(yīng)不夠完全。本次設(shè)計環(huán)己醇脫氫催化反應(yīng)熱效應(yīng)較大，同時固定床反應(yīng)器操作較容易、技術(shù)較成熟。綜上所述，本設(shè)計采用列管式固定床反應(yīng)器。4.2.3設(shè)計實例設(shè)備操作條件：壓力1bar，溫度225℃，液體空速為1h-1。催化劑為球形催化劑[15]dp=5mm,床層孔隙率ε=0.6。設(shè)計生產(chǎn)能力為6萬噸/年；生過程安全系數(shù)：1.05；年操作時間：8000小時。設(shè)備進出口物料的物性參數(shù)見表4-4。表4-4反應(yīng)釜R-101進出物料表質(zhì)量流量W/(kg/h)密度ρ/(kg/m3)體積流量V/(m3/h)溫度℃進口物料12149.32.45112.88217出口物料12149.31.5821614.69225催化劑體積與床層截面積催化劑總體積VR（m3）是決定反應(yīng)器主要尺寸的基本依據(jù)，其計算公式如下所示:VR=V總/Sv式中：V總——原料液體流量，m3/hSv——空速，h-1進入反應(yīng)器得液體原料體積由AspenPlus數(shù)據(jù)可知為：V總=12.88m3/h故VR=12.88÷1=12.88m3床層截面積A計算：A=VR/H式中：H——催化劑床層高度，m。取5.6m。故A=12.88÷5.6=2.3m2反應(yīng)管數(shù)選定38mm×3mm的無縫鋼管。反應(yīng)管內(nèi)徑：d=38-3×2=32mm反應(yīng)管根數(shù)：n=VR/(0.785d2.H)=12.88÷(0.785×0.0322×5.6)=2862，采用正三角形排列。反應(yīng)器內(nèi)徑反應(yīng)管三角形排列，取管心距t=1.4d0=1.4×0.038=0.0532m，則管排總截面積為：At=n.t2sin60°=2862×0.05322×0.866=7.015m2反應(yīng)器內(nèi)徑為：D=4At/π+2e=4×7.015/π床層壓降查得壓降公式如下：?P=fm.ρ.u02H.(1-ε)/(ε3.2dp)修正系數(shù)：fm=150/Rem+1.75其中，Rem=dpu0ρ/(μ.(1-ε))式中，fm——修正得摩擦系數(shù)；u0——空塔線速，m/s；ρ——流體密度，kg/m3；dp——催化劑顆粒直徑，m；ε——床層孔隙率；H——床層高度，m；μ——流體的絕對粘度，pa.s；取u0=1.2m/s，ε=0.6，ρ=2.451kg/m3，μ=1.194×10-5pa.s，dp=5mm故Rem=0.005×1.2×2.451/(1.194×10-5×(1-0.6))=3079修正系數(shù)：fm=150/Rem+1.75=150/3079+1.75=1.799床層壓降：?P=1.799×2.451×1.22×5.6×(1-0.6)/(0.63.2×0.005)=6582Pa壓降小于反應(yīng)總壓力0.1MPa的0.15，所以可行。設(shè)計結(jié)果匯總見下表。表4-5反應(yīng)器設(shè)計結(jié)果項目參數(shù)溫度℃225壓力Mpa0.1催化劑顆粒密度g/ml1.3-1.4催化劑裝填系數(shù)f0.8床層孔隙率0.6床層體積/m312.88床層截面積/m22.3床層高度/m5.6反應(yīng)管長度/m7.0床層壓降/Pa6582反應(yīng)器內(nèi)徑/m3.2列管根數(shù)2862列管尺寸38×3mm4.3換熱器4.3.1換熱器類型的選擇換熱器利用流體溫差在不相互接觸的情況下實現(xiàn)熱量的傳遞，為人熟知的換熱器有塔頂冷凝器和塔底再沸器。在一個反應(yīng)體系引入換熱裝置，一個方面是為滿足生產(chǎn)工藝條件，另一個方面是提高系統(tǒng)的熱效率，例如將高溫產(chǎn)物與低溫原料進行熱交換，節(jié)省了物料加熱或冷卻所需的能源。間壁式換熱器在如今的化工企業(yè)使用頻率最高。該換熱器中兩種流體在兩種管道中流動，通過管壁進行熱交換。間壁式換熱器按照結(jié)構(gòu)不同可分為管殼式、板式、管式、液膜式等型式。其中管殼式換熱器又可以細分為固定管板式、浮頭式與U形管式換熱器?；どa(chǎn)過程中如果冷熱流體的溫差不大時，可采用固定管板式換熱器，當(dāng)溫差較大時殼體可以增設(shè)膨脹節(jié)或者采用浮頭式換熱器。U形管式換熱器由于其清洗管道較為困難且損壞不易換置、熱效率較低等因素成為次要選擇。本次設(shè)計流程中，冷熱物料換熱溫差均不太大，大多可采用固定管板式換熱器，存在個別換熱溫差較大的情況，則采用浮頭式換熱器或者通過增設(shè)殼體膨脹節(jié)、改變材料、增設(shè)殼體厚度等方式實現(xiàn)固定管板式換熱器的可行性。4.3.2設(shè)計實例本次設(shè)計中所用到的換熱器類型有E-102冷凝器、E-103再沸器、蒸發(fā)器、冷卻器和流體間換熱器。下面以換熱器E-102為例，進行選型。換熱器E-102熱流股為反應(yīng)器產(chǎn)品氣相混合物，冷流股為回流的環(huán)己醇與原料的液相混合物。設(shè)定熱流股出口氣相分率為1，換熱過程冷、熱流股均無相態(tài)轉(zhuǎn)變。物性條件如下表所示：表4-6換熱器E-102流股物性項目殼程管程物流產(chǎn)品蒸汽液相原料進口溫度/℃22558.14出口溫度/℃134.6123.1殼程定性溫度：（T1+T2）/2=179.8℃管程定性溫度：（T1+T2）/2=90.62℃由AspenPlus模擬數(shù)據(jù)可知：表4-7殼程與管程物性參數(shù)物性殼程管程溫度/℃179.890.62密度/kg.m-31.6855.9定壓比熱容kJ.kg-1.K-12.02.8熱導(dǎo)率W/(m.k)0.04820.1264黏度mpa.s0.0121.06體積流量m3/h785614.2換熱器初選由Aspen得到該冷凝器熱負荷為：Q=601.984KW；平均傳熱溫差：假定傳熱系數(shù)K=150W/(m2.K)，則換熱面積：初選換熱管規(guī)格為Φ19×2mm假定管內(nèi)液體流量為u=1m/s，則理論所需管數(shù)為n=L/(0.785u.d2i)=14.2/(0.785×1×0.0152)=23根假定為單管程，則理論換熱管長為L=A/(π.d0.n)=45.3/(π×0.019×23)=33.0m顯然，應(yīng)該使用多管程，現(xiàn)取管長l=9m，則需管程數(shù)為4，則總管數(shù)NT=4n=23×4=92根實際換熱面積Ac=π×d0.l.NT==49.3m2由于本設(shè)計中殼程流量較大，故選擇單管程較為合適。一般管心距t為管徑的1.25-1.5倍，這里取t=1.3d0=24.7mm，取整25mm。折流板數(shù)目和間距按照下表的推薦值設(shè)定（見表4-8）由殼體體積流量可以估定，初選：殼體公稱直徑DN=1800mm，折流板間距B=600mm。則折流板數(shù)NB：NB=傳熱管長/折流板間距-1=9/0.6-1=14表4-8折流板間距公稱直徑DN/mm管長/mm折流板間距/mm≤500≤3000100200300450600—4500-6000—600-8001500-1600150200300450600—900-1300<6000—200300450600—7500，90007501400-16006000——3004506007507500，9000—1700-18007500，9000———450600750（2）傳熱系數(shù)校核①殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)由克恩法計算：α0=0.36(λc/de)Re00.55Pr1/3(μ/μw)0.14式中，λc——管程流體熱導(dǎo)率W/(m.K)de——當(dāng)量直徑，mRe0——殼程流體雷諾數(shù)Pr——普朗特數(shù)μ——黏度，Pa.sμw——壁溫下的黏度，Pa.s換熱管當(dāng)量直徑：de=4(3/2t2-π/4d02)/(πd0)=0.0173m殼程流通面積：S0=BD(1-d0/t)=0.1944m2殼程流量為V0=2.16m3/s，則殼程流速:u0=V0/S0=11.1m/s殼程流體的雷諾數(shù):Re0=deu0ρ0/μ=25640普朗特數(shù)：Pr=Cp.μ/λc=0.498粘度矯正：(μ/μw)0.14≈1故殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為：α0=0.36(λc/de)Re00.55Pr1/3(μ/μw)0.14=211.5W/(m2.K)②管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)由《化工原理》[16]下冊查得計算：αi=0.023Rei0.8Pri0.4λi/di式中，Rei——管程流體雷諾數(shù)Pri——普朗特數(shù)λi——管程流體熱導(dǎo)率W/(m.K)di——管道內(nèi)徑，m管程流通截面積Si=0.785n.d2i=0.785×23×0.0152=4.06×10-3m2所以，管程流速：ui=Vi/Si=14.2/(3.64.06)=0.97m/s≈1m/s管程流體的雷諾數(shù):Rei=diuiρi/μi=0.015×1×855.9/(1.06×10-3)=12112普朗特數(shù)：Pri=Cp.μi/λi=2.8×1.06/0.1264=23.48故管程傳熱系數(shù)為：αi=0.023Rei0.8Pr0.4λi/di=0.023×121120.8×23.480.4×0.1264/0.015=1265.4W/(m2.K)③總傳熱系數(shù):根據(jù)經(jīng)驗與化工原理書本知識，本設(shè)計取:管外污垢熱阻R0=0.000086m2.K/W管內(nèi)污垢熱阻Ri=0.000172m2.K/W管道材質(zhì)選擇碳鋼，熱導(dǎo)率λ約為40W/(K.m2)。計算可得管壁熱阻:Rw=b/λ=0.02/40=5×10-4W/(K.m2)故總傳熱系數(shù)K：所需換熱面積A=Q/K.?tm=601984/(164.2×88.57)=41.4m2則換熱器得面積裕度為H=(Ac-A)/A=(49.3-41.4)/41.4=19.1%10%≤H≤25%,換熱器滿足換熱要求。（3）設(shè)計結(jié)果匯總見下表。表4-9換熱器E-102設(shè)計結(jié)果項目單位E-102換熱面積Acm249.3換熱器直徑DNmm1800管程4換熱總管數(shù)NT92管程流通面積Sm24.06×10-3換熱管長度lmm9000換熱管規(guī)格mmΦ19×2折流板間距Bmm600折流板數(shù)NB14換熱管排列方式正三角形管心距tmm管道材質(zhì)碳鋼第5章設(shè)備工藝匯總5.1精餾塔工藝匯總表5-1精餾塔工藝匯總項目單位T-201T-202塔徑Dm1.22.4塔截面積ATm21.134.52實際塔板數(shù)N2020塔頂空間高度HDm1.51塔板間距HTm0.80.8開有人孔的塔板間距HT'm10.8進料段空間高度HFm11塔底空間高度HBm1.51塔的筒體高度Hm19.617.4塔板液流形式單溢流單溢流溢流裝置溢流管形式弓形弓形堰長Lwm1.471.44堰高hwm0.0270.023溢流堰寬度Wdm0.1880.24降液管面積Afm20.2130.235降液管底隙h0m0.0240.02孔徑d0m0.0320.035孔中心距離tm0.0720.091開孔率0.140.12孔數(shù)600566開孔面積A0m20.530.5455.2換熱器工藝匯總本次設(shè)計所需的換熱器個數(shù)與種類較多，換熱器E-101、E-102主要用于原料與反應(yīng)釜出來的高溫蒸汽進行換熱。反應(yīng)要求物料狀態(tài)為氣態(tài)，由于E-101與E-102的熱效率并不能達到100%,故需要添加蒸發(fā)單元，即E-103，讓原料再與公用工程熱流體進行換熱使其全部氣化并達到較高的溫度。反應(yīng)釜R-101中進行環(huán)己醇脫氫反應(yīng)，查閱相關(guān)文獻可知，該反應(yīng)吸熱。故需要添加另一公用工程（這里選擇溫度較高的熱油）維持反應(yīng)溫度的恒定。當(dāng)產(chǎn)品蒸汽經(jīng)過兩次換熱后，溫度降低。但是，體系中因水的存在，會與環(huán)己酮等形成共沸物，極大降低了環(huán)己酮的沸點。此時，產(chǎn)品依然大量以蒸汽的形式存在，此時無法進行減壓精餾。故需要經(jīng)換熱器E-201進行冷卻，再通過氣液分離罐分離無法冷凝的氣體（H2)，液體物料則送入減壓精餾裝置。精餾塔 T-201用于分離輕組分（環(huán)己烯和水），塔頂氣相出料，減小了冷凝器的熱負荷，塔底產(chǎn)品主要為環(huán)己醇與環(huán)己酮送往T-202精餾塔進行分離。T-202精餾塔塔頂為全凝器，有利產(chǎn)品后續(xù)的儲存和運輸。表5-2換熱器工藝參數(shù)項目單位E-101E-102E-103E-201換熱面積m21.6449.3184.3182.3公稱直徑mm180018008001800管程數(shù)4424換熱管數(shù)2092258104管程流通面積m23.5×10-34×10-30.0460.018換熱管長度mm6000900060007500換熱管規(guī)格mm19×219×219×219×2折流板間距mm450600300600折流板數(shù)1314912管道排列方式正三角形正三角形正三角形正三角形管心距mm25252525表5-3