苯为原料生产8万吨年环己酮车间工艺设计说明书

苯为原料生产8万吨年环己酮车间工艺设计说明书苯为原料生产8万吨年环己酮车间工艺设计说明书第第④生成的杂质量为:m杂=m输入-m输出=15858.26-（5550。39+10000+203.77)=104。1kg/h表3.14环己醇催化脱氢反应器的物料衡算表输入输出组分质量，kg/h摩尔，kmol/h组分质量,kg/h摩尔,kmol/h汽化环己醇15858。26158。329未反应的环己醇5550。3955。415环己酮10000101。885氢气203。77101。885杂质104。1总计15858。26kg/h总计15858.26kg/h3。7.1醇酮精制工段-轻组分塔物料衡算轻组分塔的物料衡算的流程简图如图3-11所示。图3-11轻组分塔的物料衡算的流程表3.15轻组分塔的物料衡算输入输出F1F2F3组成m，％m，kg/h组成m，kg/h组成m,％m,kg/h环己醇35.465550。39轻组分36.57环己醇35。545550.39环己酮63。8810000环己酮64。0310000杂质0.66104.1重组分0.4367.53总计10015654。49总计10015617.92总计15654.49kg/h总计15654.49kg/h3。7.2醇酮精制工段-环己酮塔物料衡算环己酮塔的物料衡算的流程简图如图3—12所示图3-12环己酮塔的物料衡算的流程简图表3.15环己酮塔的物料衡算表输入输出F3F4F5组成m,%m，kg/h组成m，%m,kg/h组成m,%m,kg/h环己醇35.545550。39环己醇0。055环己醇98.805545。39环己酮64。0310000环己酮99.9510000重组分0.4367。53重组分1。267.53总计10015617.92总计10010005总计1005612.92总计15617.92kh/h总计15617。92kh/h3.7.3醇酮精制工段-环己醇精制塔物料衡算环己醇精制塔的物料衡算的流程简图如图3-13所示图3—13环己醇精制塔的物料衡算的流程表3.16环己醇精制塔的物料衡算表输入输出F5F6F7组成m,％m，kg/h组成m,kg/h组成m，kg/h环己醇98。805545。39环己醇5539。85环己醇5.45重组分1.267.53重组分7。23重组分60。3总计1005612.92总计5547。08总计65。75总计5612。92kg/h总计5612.92kg/h4热量衡算本设计的热量衡算，主要包括苯部分加氢搅拌反应器、环己烯水合反应器、环己醇脱氢反应器和干燥器。经查文献的各组分的比热及生成焓,如表4.1所示。表4.1各组分的比热容组分比热容/[kJ/kgK]生成焓/(kJ/mol)苯1.9环己烯1。810—95环己烷1.97-215水4.2059氢气7.24环己醇1。68745—348。19环己酮2。00062-230.144。1热量衡算依据根据能量守恒定律，进出系统的能量恒算式为：（4—1）本设计为为连续的反应过程，系统中能量积累为零，能量衡算式为：（4—2）在不考虑能量转换而只计算热量的变化时，热量衡算也就是计算在指定条件下反应过程成的焓变。根据热力学原理，化学反应过程的焓变可通过图4-1所示的途径求取。图4-1化学反应过程总焓变的计算示意++（4-3）式中，为反应过程的总焓变；为进反应器物料在等压变温过程中的焓变和有相变时的焓变；（4-4）为出反应器物料在等压变温过程中的焓变和有相变时的焓变；(4—5）为标准状态下反应热总和,包括反应和副反应。式中，分别为进出反应器物料i的物质的量；,分别为进出反应器物料i的等压摩尔热容；，分别为进出反应器物料i的相变热。4.2苯部分加氢反应器的热量衡算苯部分加氢水合反应没有相变化所以，。为原料由413K到298K的焓变，为原料由298K到413K的焓变。为298K状态下的反应热。=（16244.471。9+536。577。24+461504。2059）(298—413)=—2。6317928(kJ/h)=(6497。791。9+1571.171。97+8712.121.810+461504。2059)(413-298)=2.5910907(kJ/h)=106。064（-95)+18。669（—215)=—1.40899(kJ/h)=-2。6317928+2.5910907+(—1.40899）=-4。21111（kJ/h）需要移走的热量（1—0。05）（-4.21111）=4。00056（kJ/h）查的2.0MPa饱和水蒸汽的温度=211.4℃，蒸发焓34.1（kJ/mol)。利用此热量可产生的饱和水蒸气=（）=211。174（kg/h）。4。3环己烯水合反应器的热量衡算环己烯水合反应没有相变化所以，。为原料由393K到298K的焓变，为原料由298K到393K的焓变。为298K状态下的反应热。=（31944。451。810+984804。2059)(298-393)=—4.4841567(kJ/h）=（23319。451。810+96607.84.2059+10411.991.6874）（393-298)=4.4279514(kJ/h）=(283.899-388。902)（-95)+（5367.1-5471。11)(-241.83)+103。954（-348.19)=—1067。72(kJ/h）=-4.4841567+4.4279514+（—1067.72）=—5.63121（kJ/h）需要移走的热量（1—0。05）(—5。63121)=—5.34965(kJ/h）查的2。0MPa饱和水蒸汽的温度=211.4℃，蒸发焓34。1(kJ/mol）。利用此热量可产生的饱和水蒸气=（）=282。387(kg/h)。4.4环己醇脱氢反应器的热量衡算环己醇脱氢反应，为原料由523K到298K的焓变，为原料由298K到523K的焓变。为298K状态下的反应热。=（15858。261。68745）(298—523）=-6。021005（kJ/h）=(5550。391。68745+100002.00062+203.777。24）(523-298）=6。940688（kJ/h）=(55.415-158.329)(-348。19）+101.885(-230。14)=—1。23859(kJ/h）=-6.021005+6.940688+—1。23859=9。07297(kJ/h）需要提供的热量（1-0.05）9.07297=8.61933(kJ/h）5主体设备反应釜的设计与计算5。1搅拌反应釜釜体的设计5。1。1釜体容积的确定苯部分加氢在反应器中反应时间为30分钟，所以搅拌反应釜中反应物的总物质的量为：m=35022。92kg搅拌反应釜的反应物体积约为：查文献得装填系数,则搅拌反应釜的体积圆整得.5.1。2釜体DN的确定查文献的，一般反应釜的高径比为1—3，本设计取1。5，则反应釜直径估算如下：由（式中，—反应釜筒体内径；H—反应釜高度)则搅拌反应釜=,根据筒体公称直径的标准，选取反应釜的釜体DN=3400mm。取=3400mm,封头取相同的内径。查文献知当公称直径DN=3400mm时,标准椭圆形的容积5。5080m3，筒体每平米高的容积=12。958。则筒体高度为:(其中—每个釜圆筒的容积，单位为）由的近似值与1.5近似相等,则可得:解得该釜圆筒的容积=60。583，圆整后=613.则需要设计一个反应釜即可。取H=，圆整后H=4800。釜体长径比的复核=4710/3400=1.42，因为=1—3，满足要求。所以筒体高度为4800.5。1.3筒体PN的确定因为搅拌反应釜的操作压力为Pw=4.4MPa，所以采用PN=5.6MPa。5.1。4釜体筒体壁厚的设计设计压力：P=（1。05-1。1）Pw，取P=1。1Pw=4.84MPa液体静压:PL（kgf/cm3)0.0968MPa，==2％≤5%,所以可以忽略PL。计算压力：Pc=P+PL=P=4.84MPa。设计温度：140℃焊缝系数：=1许用应力［］t：根据材料0Cr18Ni10Ti（321，属于奥氏体型不锈钢）、设计温度140℃，由文献查得［］t=137MPa得出:钢板负偏差C1:C1=0.25（GB6654-96)腐蚀余量C2：C2=1。0（双面腐蚀）由文献得公式：=+C2=61.14，圆整=615。1.5釜体封头的设计搅拌反应釜选用标准椭圆形封头，代号EHA、标准JB/T4746—2002.其中：P=1.1Pw=1.14.4=4.84MPaPc=P+PL=P=4.84MPaC1=0.25，C2=1。0，=1.0(整版冲压)（1)封头的壁厚设计由公式=+C2，得搅拌反应釜的：==60。59，圆整得=61，根据规定取封头壁厚与筒体比后一致=61.（2)封头的直边尺寸、体积及重量根据釜体的公称直径DN=3400，由文献及EHA封头的参数关系式=2得到釜体封头尺寸标注如表5。1所示。表5。1釜体封头的尺寸曲面高度H1直边高度H0/内表面积A/厚度容积深度h2/质量m/kg8504012.9581565.508089052295.1.6外压筒体壁厚的设计由设计条件可知，搅拌反应釜的夹套内介质的压力不为常压，去设计外压P=0.15MPa。设筒体的壁厚61,则=-C=61-1.25=59。75所以对应的封头外径D0=Di+2=3519.5由Lcr=1。17得:Lcr=1.173519。5=31603.73筒体的长度计算=L+，=4710+(890—40）+40=5033。34因为Lcr=31603.73≥,所以搅拌反应釜为短圆筒。由文献可知短圆筒的稳定性计算可得圆筒的临界压力为：搅拌反应釜圆筒的临界压力：==4。25MPa故≤，所以假设=61满足稳定性要求，故筒体的壁厚=61.5。1。7外压封头壁厚的设计搅拌反应釜的封头设计与筒体相同，及设计外压0。15MPa。设封头的壁厚=61,则：=-C=61—1.25=59。75，对于标准椭圆封头K=0.9，Ri=K=0.93400=3060，=51。22,计算系数：A===2.4405由文献中查的,在水平坐标轴中找到A=2.4405点，再由该点做竖直线与对应的材料温度线相交，然后沿此点在做水平线与右方的纵坐标相交，得到系数B的值为：B≈256MPa、E=1。874105MPa，根据=得：==4.998MPa因为P=4.2MPa≤=4.998MPa，所以假设=61成立。由上述计算可知搅拌反应釜的厚度=61，封头的结构如图5。1所示,其尺寸如表5.2所示。图5。1釜体封头的结构与尺寸表5.2釜体封头的尺寸340089040615。2反应釜夹套的设计5.2.1夹套的DN的确定由夹套的筒体内径与釜体筒体内径之间的关系可知:=+200＝3400+200=3600mm故取DN=3600mm由设备设计条件知，夹套内介质的工作压力不为常压，取PN＝1MPa5。2.2夹套筒体壁厚的设计因为P＞0.3MPa，所以需要根据刚度条件设计筒体的最小壁厚。又因为＝2000mm＜3600mm，取min＝2Di/1000且不小于3mm，另加，min＝6。8+2=8。8mm，取n＝10mm.5。2.3夹套筒体长度Hj的初步设计==3.3409m=3340.9mm，圆整后H=3800mm5.2。4夹套封头的选型夹套的下封头选标准椭球型，内径与筒体相同（＝3600mm)。代号EHA，标准JB/T4746—2002.夹套的上封头选带折边锥形封头，且半锥角。5。2.5椭圆形封头壁厚的设计因为P不为常压＞0.3MPa，所以需要根据刚度条件设计筒体的最小壁厚.夹套筒体与内筒的环焊缝，因检测困难,故取=0。6，从安全计夹套上所有焊缝均取=0。6，封头采用由钢板拼制的标准椭圆形封头,材料均为 Q235—B钢.夹套厚度计算如下:由＝2000mm＜3600mm，取min＝2Di/1000且不小于3mm,另加C2，得min＝6.8+2=8.8mm。对于碳钢制造的封头取最小厚度n＝16mm。5。2。6椭圆形封头结构尺寸的确定由文献[20］318页表16—5。封头尺寸如表5。3所示。表5。3封头尺寸直边高度h1/mm深度h2/mm容积VjF/m3质量m/kg409155.99721685.25。3反应釜附件的选型及尺寸设计5。3。1工艺接管的设计由文献附录六查无缝钢管（1）水蒸汽进口接管采用219mm×9。5mm无缝钢管，罐内的接管与夹套内表面磨平。配用突面板式平焊管法兰：HG20593PL200-1.0RF20。（2）温度计接口采用45mm×2。5mm无缝钢管，伸入釜体内一定长度。配用突面板式平焊管法兰：HG20593法兰：PL65-0。6RF0Cr18Ni10Ti.（3）工艺物料进口采用219mm×9。5mm无缝钢管,管的一端切成，伸入罐内一定长度。配用的突面板式平焊管法兰：HG20593法兰PL200-1.0RF0Cr18Ni10Ti.（4)放料口采用377mm×13.5mm无缝钢管,接管与封头内表面磨平。配用突面板式平焊管法兰：HG20593法兰PL350—1。0RF0Cr18Ni10Ti。与其配套的是动力驱动下展式铸不锈钢放料阀，标记：放料阀6-100H9B61R-10P(5)水出口采用219mm×9。5mm无缝钢管，接管与封头内表面磨平。配用突面板式平焊管法兰：HG20593PL200-1.0RF20。（6)安全阀接口采用89mm×4.5mm无缝钢管，接管与封头内表面磨平。配用突面板式平焊管法兰:HG20593法兰PL80—1.0RF0Cr18Ni10Ti。(7)固体物料采用630mm×15mm无缝钢管,罐内的接管与下封头内表面磨平磨平。配用突面板式平焊管法兰：HG20593法兰PL600-1。0RF20。（8)视镜采用133mm×4mm无缝钢管，接管与封头内表面磨平.配用突面板式平焊管法兰：HG20593法兰PL125—1。0RF0Cr18Ni10Ti。5。3.2管法兰尺寸的设计查阅相关文献［20］得到法兰选型并根据PN=5.6MP、1.5MP和接管的，由板式平焊管法兰标准（HG20592）确定法兰的尺寸。管法兰的尺寸见表5.4。表5。4板式平焊管法兰的尺寸（HG20592)接管名称公称直径DN接管外径A连接尺寸法兰厚度C密封面法兰内径B法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺栓孔径L螺栓数量n螺纹规格Thd厚度f水蒸汽进口及水出口200219340295221220262662222氮气进口及工艺物料进口20021932028018816222542222氢气进料口20021932028018816222542222温度计接口5057140110144121688259放料口350377490445221220264132280安全阀接口80891901501841618124291固体物料5005306456002220203256825345。3.3固体物料进口的设计由于釜体的内径，因此可以在釜体的封头上设置人孔，本设计选用回转式平焊法兰物料孔。5。3.4支座的选型及设计由于设备外部设置有8mm的保温层，查阅文献可选耳式B型支座，支座数量为4个反应釜总质量的估算：式中：m—釜体的质量(kg)；m—夹套的质量(kg)；-搅拌装置的质量(kg）-附件的质量(kg）；—保温层的的质量（kg)物料总质量的估算：式中：-釜体介质的质量（kg);m—夹套内导热油的质量(kg）表5。5带盖平焊法兰进料口的尺寸公称压力（）密封面形式公称直径DN螺栓规格数量1.0凸面600630×67557052720240108362830反应釜的总质量估算为12000kg,物料的质量为61000kg(以水装满釜体计算)，夹套和水的总质量为：29000kg装置的总质量：m=12000+61000+3000+29000=102000kg每个支座承受的重量约为：102000/4×9.8＝249.9kN根据，Q=249。9kN查阅相关文献初选B型耳式支座,支座号为8。标记：JB/T4725-92耳座B8材料：Q235—A·F系列参数尺寸如表12。表5.6B型耳式支座的尺寸底板筋板垫板地脚螺栓支座重量规格kg600480360261455103801872060016723630140。85.4搅拌装置的尺寸设计与选型5.4.1搅拌桨的尺寸设计与选型本设计中的反应物料黏度不大,桨式搅拌器适用于黏度小的液体物料，也适用于纤维状和结晶状的溶解液，符合本设计中反应条件和反应物料的性质.所以本设计中反应釜的搅拌桨选用桨式搅拌器。5.4。2搅拌器直径的初步计算通常桨式搅拌器直径，取mm桨宽，取=306mm转速n=450r/min片数np=2片底层叶桨到釜底得距离，取1020mm由于料液层较高，为了将物料搅拌均匀，装有三层桨叶，相邻两层搅拌叶交错成90°安装。5.4.3搅拌器功率计算由=0。87Pa·S则Re=n=450×(2.04）2×1000/(60×0。87）=15944。83由于Re＞104，查图并校正得搅拌功率准数:NP=0。25N=Np=0.25×1000×(450/60）3×（2。04）5=327.14kw选择电机效率=0。85,所以=327.14/0。85=384。87kw5。4。4搅拌轴直径的设计（1）直径计算电机的功率P＝384。87kw，搅拌轴的转速n＝450r/min，参考文献取用材料为1Cr18Ni9Ti,[]＝25，A=140，则搅拌轴直径为：=132。89mm，圆整强度校核=15.01MPa[］=25MPa满足要求，所以搅拌轴直径为135mm。5。4.5搅拌轴长度的设计搅拌轴的长度L近似由釜外长度L1、釜内未浸入液体的长度L2、浸入液体的长度L3三部分构成.即：L=L1+L2+L3其中L1=（—机架高;—减速机输出轴长度）L1=4300—2720=1580mmL2=HT+HF—Hi(—釜体筒体的长度；HF-封头深度；Hi液体的装填高度)Hi=+H0+H1==5508mm式中V—操作容积；V—釜体封头容积;—筒体的内径m；H0-封头直边高度m；H1-封头曲面深度mL2=4800+890－5508=102mm由文献可知搅拌桨的搅拌效果和搅拌效率与其在釜体的位置和液柱高度有关。搅拌桨浸入液体内的最佳深度为：当=Hi时为最佳装填高度；当＜Hi时，需要设置三层搅拌桨。由于=3400＜Hi=5508mm,又因为底层叶桨到釜底得距离h=900mm，则搅拌叶桨之间的距离为:故浸入液体的长度：L3=Hi—h=5508-900=4608mm搅拌轴的长度L为：L=1580+102+4608=6290mm5.5传动装置装置的尺寸设计与选型5。5。1电动机的选型由于反应釜的物料具有易燃性和一定的腐蚀性，故选用隔离型三相异步电机（防爆标志d=2\＊ROMAN\＊MERGEFORMATIIAT4）。根据反应釜的功率为384.87kW，转速3000，由文献查的选用的电机型号为：Y355L2—2。5。5.2减速器的选型根据反应釜的功率为384.87kW、搅拌轴的转速n=450、传动比i为3400/450=7。56,选用齿轮立式减速机，标记LC325A21。6辅助设备的设计与选型6。1储罐的计算与设计6。1.2催化剂溶液储罐的计算与设计(1)因苯部分加氢中催化剂与组要组分的质量分数为13.35％,密度为1。1347g/cm3（25℃),则催化剂溶液的体积为:查文献得,对化工原料及成品油用储存系数为0。90,储罐的的容积为：52。17取为2。则直径为:==3215，则储罐高度为：H=23。215=6。43。（2)输料管道的计算与设计催化剂的流量为：查化学工程机械手册得，低粘度物料在管道中的流速在0。8-1。8范围内。本设计取=1.4。则输料管的直径为：==115选用热轧无缝钢管（GB8163—87）,其规格为=1505.0。6.1.2产品环己酮储罐的计算与设计因环己酮的密度为0.95g/cm3（25℃），环己醇的体积为:=10。53。查文献得,对化工原料及成品油用储存系数为0。90,储罐的的容积为：11。7取为2.则直径为:==2730，则储罐高度为：H=22。73=5。46。输料管道的计算与设计环己酮的流量为：查化学工程机械手册得,低粘度物料在管道中的流速在0.8-1。8范围内。本设计取=1.4。则输料管的直径为：==55选用热轧无缝钢管（GB8163-87），其规格为=805.0.6.1.3仓储的计算与设计储存注意事项要求储存于阴凉、通风的库房.远离火种热源。库温不宜超过30℃。保持容器密封。氧化剂、酸类、碱类分开存放，切记混储。采用防爆型照明、通风设施。禁止使用易产生火花的机械设备和工具。储区应备有应急处理设备和合适的收容材料.因环己烷，因苯原料有毒，所以原料储存时要密闭储存，选用封闭型储仓。封闭型顶部装有顶盖，进料装置可直接安装在顶盖上。三种常用的圆筒形储仓为:锥形料斗的圆筒形储仓、群式支座的圆筒形储存仓及平底圆筒形储仓。本设计采用锥形料斗的圆筒形储仓，其采用支腿支撑。苯的体积为：=18.46锥形料斗的圆筒形储仓的总容积计算：式圆筒形储仓的筒体直径，圆筒形储仓的筒体高度，仓储的锥形料斗的高度,其中经济尺寸比为：（+）/=1。62，/=0.62,得出苯储仓：=2911，，。6。2泵的计算与设计主要对原料苯溶液送入脱氢反应釜的配料泵进行计算。H=Z2—Z1+++离心泵距入釜口5。20m,管径，2个标准弯头,1个闸阀，则=9.2m.则H=5。20+9.2=14.40m,液柱=14。40.54=7。776mH2O。又因为本溶液的流量为18.46,正常使用一台，备用一台。型号80Y—60/2，泵的流量为64。1，扬程47。0m.6.3闪蒸器的设计与选型本设计工艺需要四台闪蒸器，有文献查得闪蒸器选用SZG型储罐式闪蒸器，采用直径2000mm，高5500mm的闪蒸罐。6.4过滤装置的设计与选型本设计共涉及两台分离设备。都属于固液分离。有文献查得分离机均选用BSA型板框压滤机，型号为BAS30/950—25，过滤面积45m2,框内尺寸950mm950mm，框厚25mm，框数38,总框内容量380L。6。5小结设备一览表表6。1设备一览表序号设备位号设备名称及规格型号数量单位材料1R101搅拌式脱氢反应釜(夹套式，搅拌装置电动机功率348kw）V61m3×DN34001台0Cr18Ni10Ti2R301搅拌式水合反应釜（夹套式，搅拌装置电动机功率348kw）V53m3×DN32002台0Cr18Ni10Ti3R401固定床管式反应器1台4T101气提器（闪蒸塔）2400×168001Q235-B5T102氧化罐(闪蒸塔）2500×166001Q235—B6T103稳定罐（闪蒸塔）2500×174001Q235-B7T201苯分离塔（浮阀塔）4800×367001Q235-B8T202苯回收塔（浮阀塔）2900×227001Q235-B9T203环己烯分离塔（浮阀塔）4600×357001Q235—B10T204环己烯回收塔（浮阀塔)3100×287001Q235—B11T301环己烯水分离塔（浮阀塔）3500×275001Q235-B12T302环己醇精制塔（浮阀塔）3700×197001Q235—B13T401环己醇汽化塔（浮阀塔）2500×189401Q235-B14T402脱轻组分塔(浮阀塔)4100×317001Q235-B15T403环己酮塔（浮阀塔）4500×587001Q235-B16T404环己醇塔(浮阀塔）4300×517001Q235-B17E101气提器冷凝器AES900-2.5—186。9-4。5/19-61台碳钢18E102氧化罐冷凝器AES700—2。5—99。8—4。5/19—61台碳钢19E103稳定罐冷凝器AES700-2。5-99。8-4。5/19-61台碳钢20E104原料苯预热器AES600—2。5—54。4—4。5/25—61台碳钢21E105氢气预热器BEM600—1。6-100—6/25-61台碳钢22E201脱苯塔定冷凝器AES700—2.5-77—4.5/19-61台碳钢23E202脱苯塔底再沸器AES800-1.6-106—3/25—41台碳钢表6。1设备一览表(续表)序号设备位号设备名称及规格型号数量单位材料24E203苯回收塔顶再沸器AES900-2.5—186.9—4。5/19—61台碳钢25E204苯回收塔冷凝器AES700-2.5-99.8-4.5/19-61台碳钢26E205环己烯分离塔顶冷凝器AES700—2.5-99.8—4。5/19—61台碳钢27E206环己烯分离塔底再沸器AES600-2。5—54。4—4.5/25—61台碳钢28E207环己烯回收塔顶冷凝器BEM600—1.6—100-6/25—61台碳钢29E208环己烯回收塔底再沸器AES700—2。5—77-4。5/19—61台碳钢30E301原料环己烯预热器AES900—2.5—186。9-4.5/19-61台碳钢31E302原料纯水预热器AES700—2。5-99.8-4。5/19—61台碳钢32E303环己烯—水分离塔顶冷凝器AES700—2。5—99.8-4.5/19-61台碳钢33E304环己烯—水分离塔底再沸器AES600—2。5-54.4-4.5/25—61台碳钢34E305环己醇精制塔顶冷凝器BEM600-1.6-100—6/25-61台碳钢35E306环己醇精制塔底再沸器AES700-2.5-77—4.5/19-61台碳钢36E401环己醇汽化塔顶冷凝器AES900-2.5-186.9-4。5/19-61台碳钢37E402环己醇汽化塔底再沸器AES700-2.5-99.8—4.5/19-61台碳钢38E403轻组分塔顶冷凝器AES700-2.5-99.8-4。5/19—61台碳钢39E404轻组分塔底再沸器AES700-2。5—77—4。5/19—61台碳钢40E405环己酮塔顶冷凝器AES900-2。5-186。9—4.5/19—61台碳钢41E406环己酮塔底再沸器AES700—2.5—99.8—4。5/19—61台碳钢42E407环己醇塔顶冷凝器AES700—2。5-99。8-4.5/19—61台碳钢43E408环己醇塔底再沸器AES600—2.5—54.4-4.5/25—61台碳钢44V101去再生催化剂贮罐HG-21502-92-1311个Q235—A45V102气提器塔顶回流罐HG—21502-92—1151个Q235—A46V103氧化罐塔顶回流罐HG-21502—92—1151个Q235-A47V104稳定罐塔顶回流罐HG-21502—92—1151个Q235—A48V105原料苯贮罐HG—21502-92-1311个Q235-A49V106氢气气柜HG-21502-92—1311个Q235—A表6。1设备一览表(续表）序号设备位号设备名称及规格型号数量单位材料50V107加氢产物贮罐HG—21502-92-1231个Q235—A51V201DMAC贮罐HG-21502—92-1311个Q235—A52V202脱苯塔顶回流罐HG—21502-92—1151个Q235—A53V203苯回收塔顶回流罐HG-21502-92-1151个Q235-A54V204DMAC贮罐HG—21502-92-1151个Q235—A55V205环己烯分离塔顶回流罐HG—21502—92—1151个Q235—A56V206环己烯回收塔顶回流罐HG-21502-92-1151个Q235-A57V207产品环己烯贮罐HG—21502-92—1311个Q235—A58V301新鲜环己烯贮罐HG—21502—92—1311个Q235—A59V302纯水贮罐HG-21502-92-1311个Q235-A60V303环己烯—水分离塔顶回流罐HG—21502-92-1151个Q235-A61V304水合产物贮罐HG—21502-92—1231个Q235—A62V305再生催化剂浆液贮罐HG—21502—92-1311个Q235—A63V306环己醇精制塔顶回流罐HG-21502—92—1151个Q235—A64V307环己醇贮罐HG—21502-92—1311个Q235-A65V401环己醇汽化塔顶回流罐HG-21502-92-1151个Q235-A66V402轻组分塔顶回流罐HG—21502—92—1151个Q235-A67V403环己酮塔顶回流罐HG-21502—92—1151个Q235—A68V404环己醇塔顶回流罐HG-21502—92-1151个Q235—A69V405环己酮产品贮罐HG-21502—92-1311个Q235-A70P101去再生催化剂泵150Y-75/82台71P102去再生催化剂泵150Y—75/62台72P103去再生催化剂泵150Y-75/62台73P104去再生催化剂泵150Y—75/82台74P105原料苯泵80Y—60/22台75P106催化剂循环泵150Y-60/22台表6。1设备一览表(续表)序号设备位号设备名称及规格型号数量单位材料76P201苯-环己烷-环己烯泵80Y-60/22台77P202DMAC泵100Y—60/22台78P203脱苯塔底泵100Y-60/42台76P201苯-环己烷-环己烯泵80Y-60/22台77P202DMAC泵100Y—60/22台78P203脱苯塔底泵100Y—60/42台79P204DMAC泵80Y—60/22台80P205环己烯分离塔底泵100Y-60B/42台81P301环己烯原料泵80Y-60/22台82P302纯水原料泵80Y-60/22台83P303催化剂循环泵150Y—75/82台84P304新鲜环己烯抽出泵80Y—60/22台85P305催化剂循环泵150Y—75/62台86P306产物分离泵100Y-60/42台87P401环己醇原料泵80Y—60/22台88P402环己醇原料泵80Y—60/22台89P403汽化塔底重组分杂质分离泵65Y—60B/22台90P404环己醇抽出泵100Y—60/22台91P405环己醇脱氢产物泵80Y-60/22台92P406轻组分分离泵100Y-60/22台93P407轻组分塔底分离泵80Y-60/22台94P408环己酮抽出泵80Y—60/22台95P409环己醇抽出泵80Y—60/22台7生产车间布置7。1车间设计与布置的依据《建筑物设计防火规范》GBJ50016—2006《石油化工企业设计防火规定》GB50160—2008《化工企业安全卫生设计标准》HG20571-1995《工厂企业厂房噪音标准》GB2348—1990《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规定》GB50058—92《石油化工工艺装置布置设计通则》SH3011—2000《化工、石油化工管架、管墩设计规定》HG20670-20007.2车间设计与布置（1）车间布置要适应总图布置要求，与其他车间、公用工程系统、运输系统组成有机体。总图规划设计表示了场地与道路情况，公用工程系统管路、污水排放点及有关的车间位置，由此可以从物料的输送关系和本车间与其他车间的关联关系来确定本车间各工段的位置，以使本车间的布置能适应总图设计的需要。如主导风向将会影响各工段的相对位置，烟囱、散发有害气体的工段要布置在下风向，泄露的可燃气体不能吹向工业炉等.(2）最大限度地满足工艺生产包括设备维修要求，了解其他专业对本车间的布置要求.（3）经济效果要好。车间布置设计应简洁、紧凑，以达到最小的占地面积；车间立面设计应尽量将高大的设备布置在室外，如不能布置在室外的尽量单独处理，诸如利用天窗的空间，或将设备穿过屋顶采用部分露天化处理等，尽量降低厂房的高度，以减少建设费用，降低生产成本.（4）便于生产管理，安装、操作、检修方便。在车间布置设计时，除考虑各个生产工段外，对生产辅助用房如车间配电室、机修间、化验室等和生活办公用房，入车间办公室、更衣室等，都要合理安排，相互协调，以便于生产管理；设备布置设计的同时，要考虑到日后的施工安装、操作和检修，要尽量创造良好的工作环境，给操作人员留有必要的操作空间和安全距离，如经常联系的设备要尽量靠近，以便于操作；需要经常检修、更换的设备附近要留有一定的检修空间和设备搬运宽度。（5)要符合有关的布置规范和国家有关法规，妥善处理防火、防爆、防毒、防腐等问题，保证安全生产，还要符合建筑规范和要求.厂房的大小高度、形制等要符合啊、建州规范。人流和货流尽量不要交错.（6）要留有发展余地。为便于将来扩建或增建，设计中要留有发展余地.另外留有适当的空间，可补救设计中可能出现的不足，入当生产规模不够时，又增加设备的空间。7。3车间布置概况本项目的设计采用了一套装置，分为三个车间：苯部分加氢反应生产环己烯车间、环己烯水合反应生产环己醇车间和环己醇汽化脱氢生产环己酮车间。每个车间的平面采用长方形厂房，这样使设备布置和物流工艺连续化，缩短管线,易于安排交通和安全出入口，有较多的车间可供自然采光和通风的墙面。各车间均采用钢架子,适合大跨度的建筑和高层建筑，且施工快，外部美观，拆装方便，生产车间布置在总厂风向的下风向，管廊成T型布置，可有效减少车间之间的物流管道长度，方便公用工程管道的进出、检修和维护。车间地基可以做加强处理，各车间之间按《石油化工企企业设计防火规范》中的要求，选取不同的安全距离见表7.1。表7。1设备安全距离序号项目净安全距离/m1泵与泵的距离不小于0.72泵离墙的距离至少1。23泵列与泵列间的距离(双泵间列）不小于2。04计量罐间的距离0.4~0.65储罐与储罐间的距离（指车间中一般小容量)0.4~0。66换热器与换热器间的距离至少1。07塔与塔的间距1.0～2.08离心泵周围通道不小于1。59过滤机周围通道1。0～1.810反应罐盖上传动装置离天花板距离不小于1.511反应罐底部与人行通道距离不小于1。8～2。0表7。1设备安全距离（续表）序号项目净安全距离/m12反应罐卸料口至离心机的距离不小于1。0~1.513起吊物品与设备最高点距离不小于0.414往返运动机械的运动部件离墙距离不小于1.515反应罐离墙距离不小于0.8~1。016反应罐相互间距离不小于0。8～1。217通廊、操作台同行部分的最小净空间高度不小于2。0~2.518不常通行的地方,净高不小于1。919操作台梯子的斜度(一般情况）不大于4520控制室、开关室与炉子之间的距离1521产生可燃性气体的设备和炉子间距离不小于8.022工艺设备与通道间距离不小于1.07。4本设计的生产车间布置依据以上原则和要求，根据表7—1设备的安全距离，并结合生产经验,本厂房布置。平面布置在轮廓上采用长方形，60m25m。高度每层为6m。按流程顺序在中心管廊的两侧以此布置各个工段,这可以避免管路的重复往返、缩短管道总厂。各个工段分别组成一块块长方形区域,在组成整个车间，这样即便与生产管理又容易布置管道，道路一方面是物料与运输设备的通道,两一方面它还决定了管廊、上下水道、电缆等的布置(通常他们都沿着道路布置）。所以要避免弯曲的或成尖角的道路布置.总的来说，车间平面愈近长方形就愈经济。本设计的生产车间布置见附图。8经济概算8.1经济概算简介目前国内环己酮市场潜力巨大，利润丰厚,因此规划好生产工艺路线，并对生产过程进行有效的管理，可以有效降低生产成本.因此做好本厂的经济概算，直接影响企业的经济效益,甚至关系到企业的生死存亡。概算的编制应坚持严格控制投资、提高投资回报率的原则，积极采取实现控制，原则上不得突破可研报告范围及批复的投资额。经济概算时,需将各项费用之和与与其销售收入进行比较，此过程中需要考虑如下两个因素：（1)对类似工厂进行考察，了解PX的市场状况及其需求、容量，最近几年的销售及生产趋势，市场是萎缩还是增长，从而估计工厂可能的运行年数，并计算投资回收期;（2）以每年或者每吨产品为基准,计算各单项成本，包括原料的价格（包括装卸和运输费用）、固定投资、操作费用（包括工人工资、维修费用）、所用辅助设备费用(例如蒸汽、水、电力的供应和分配、道路和通讯等）、设备折旧费用等。经济概算的目的,就是对以上几个方面综合考虑,比较分析各种因素，考察各种不同条件下所建厂从经济性，最坏和最好情况下盈利性都要考虑，确定其回收期,使其在总体上最优,从而确定该工厂在经济上是否可行，能否盈利，再确定投资建设与否，以及建成后如何运转，只有这样，才能使所建厂在激烈的市场中占有一席之地。本设计拟在山西省临汾市的郊区建厂,以每年为基准计算,各项开支及收入计算如下：8。1。1外购原料已知已知每小时消耗原料苯的质量为9845.13kg,消耗原料氢气质量为536.57kg,催化剂（Ru—Fe—B/ZrO2）的质量为576。875kg，添加剂ZnSO47H2O水溶液的质量为5768.75kg，分散剂的质量为769.17kg,氮气的质量为38972.34kg，氧气的质量为389.72kg，导热油16000kg，8。1.2外购动力外购动力是指企业生产经营过程中所需消耗的各种动力费用、包括水、电、气等费用。此工艺所消耗的去离子水量为16000吨，工业水128000吨。表8.1每小时原料消耗列表名称消耗量/kg单价/元/kg总价/万元苯9845。134.84.7257氢气536.576.50。35催化剂576。875352。02添加剂5768.752。61。50分散剂769。17272.08HZSM—51446.1253。62氮气38972.341。24.68氧气389。721.60.0624320导热油160002。64。16外购原料费用为13.97818000+4。61=111829.41万元.泵和风机主要消耗电能，按650kW计算，每年8000h，则年消耗电能560万度，每度电按0。6元计，年电费为336万元。8.2投资概算基础数据生产规模：年产80000吨环己酮。生产安排：年生产小时数为8000小时生产工人（采用3班制）：见表8。2表8.2生产工人的配备工人人数（人）工人人数（人)反应釜45气体控制9沉降器8修理工人15闪蒸器20库管工人12精馏塔28技术工人30过滤机4监控工人30表8.2生产工人的配备（续表）工人人数（人)工人人数（人）干燥器8分析工人15工人人数（人)工人人数（人）压缩机1总计（人）225固定资产投资建设9460m2厂房,按造价3500元/m2，其资金为3311万元。上下水工程，电气工人,其资金600万元.设备投资见表8。3表8。3设备投资设备名称数量单价/万元金额/万元备注反应釜3300900沉降器224闪蒸器51050精馏塔720140过滤机21。53干燥器21020压缩机11.51。5换热器27254储仓12224储罐130.56。5泵564224总计(万元）14278。3成本估算原料估算费用原料费用为：111829.41万元水电费成本估算见表8.4表8.4水电费成本估算名称年消耗量单价/元金额/万元备注水128000吨338。4去离子水16000吨150240电560万度0.7336合计（万元）614。4（3）工人工资估算工人工资按每月2500元计算，每年福利为5000元，则每年用于工人工资和福利为：225（250012+5000）=787.5万元.设备折旧费按使用期为20年，折旧费为4%计算，则所需费用为：1427万元4%=57.08万元维修费用维修费用按占投资的5%计算，则所需费用为：14275%=71.35万元管理费用按设备总投资的3%计算,则所需的费用为：14273％=42.81万元其它费用按设备总投资的7％计算，则所需的费用为：14277％=99.89万元成本估算成本=原料成本+设备费用+工资+水电费+设备折旧费+维修费+管理费+其它费用=111829.41+1427+787.5+614。4+57。08+71.35+42。81+99.89=11。492944万元8。4经济效益每吨环己酮按1。48万元，则每年所得收入为：1.4880000=11。84亿每吨环己烷按1.25万元，则每年副产品所得收入为：1。25=1.572亿收入：11.84+1。572=13。412亿收入-支出=13.412—11.492944=1.919056亿纳税按20％计算则每年纳税的金额为：1。91905620%=0。3838112亿。纯利润估算年获纯利润：1。919056—0。3838112=1。5352448亿。8。5经济评价总投资回收期=总投资/利润总投资=费用投资+固定资产故投资回收年限为：11.492944/1.5352448=7。49年所以正常运行的情况下90个月可回收成本。通过以上的经济技术分析可知,在正常运营的情况下90个月时间就可回收成本，即能将投入的资金及其利息全部还清，这说明本工艺设计的生产工艺不但能满足社会的需求,同时也能为厂家带来丰厚的利润，故可以投资建厂.9三废治理9.1环己酮生产中产生的三废来源以苯为原料生产环己酮的生产过程中会产生废水、废气、废渣、噪声等对环境造成环境污染，其主要来源于以下几方面:9。1.1废水来源:（1）热交换产生的废水：来源于反应釜加热所用蒸汽凝结水、精馏塔塔顶冷凝水，塔底再沸产生的蒸汽凝结水及闪蒸器顶部所用的冷凝水，并没有毒害物质,可送至晾水塔冷却或加热为水蒸气循环使用。（2）含有污水：主要是机泵冷却水、汽包连排、生活用水及工艺水等，排至污水处理厂。9。1.2废气来源装置在异常状态下，设备静密封泄露到大气中。生产过程中催化剂再生时气提器、氧化罐、稳定罐塔顶流出贫氧空气和氮气中都含有残油物质，直接排放会对空气造成严重的污染。苯-环己烷-环己烯分离净化工段和环己烯催化脱氢反应制环己酮工段都会会排放出C4及C4以下的轻组分气体，直接排放即会造成经济损失又会产生环境污染。9。1.3废渣来源苯部分加氢反应制环己酮的生产过程中没有废渣排除,只有催化剂因某种原因失活导致无法使用时，才需要进行销毁。9。2三废治理9.2.1废水治理工艺水循环回用,针对各排放点的排放量，本着满足生产需求，确保安全生产的宗旨，在实际生产中我们对各生产工艺作出调整，优化操作，降低排放量。这样每吨可节约大量成本。对真空泵排放量的大小进行生产试验，逐渐调小真空泵的供水量。这样在原来的基础上就降低了排放.废水减排措施包括：对于真空泵逐渐调小供水量,即减少了排放量；轴封冷却水收回重复利用；维持热水管的水位稳定，不会产生溢流。上述措施在满足生产要求的同时,最大限度的减少废水排放；通过对各个生产车间工业废水各排放源的工艺进行优化从而达到降低排放量，减少废水处理量，水重复利用的目的。9.2.2废气治理苯部分加氢反应釜预先通入氮气以排出釜内空气,属于无害气体，可以高空排放。苯-环己烷-环己烯分离净化工段和环己烯催化脱氢反应制环己酮工段都会会排放出C4及C4以下的轻组分气体，可以作为加热炉燃料，达到资源充分利用。生产过程中催化剂再生时气提器、氧化罐、稳定罐塔顶流出贫氧空气和氮气中都含有残油物质，通过进入油气分离器除去大部分残余的油分后，在高温氧化使所有残油都分解成CO2和水蒸汽后高空排空。水蒸气则可以运输至生活区作为澡堂与水房的热源，经热交换后则可作为循环水继续使用.9。2.3废渣治理废催化剂运输至偏僻的无可燃物的安全地带，让其自然氧化，予以销毁。10总结在毕业设计的撰写过程中，通过对自己在大学四年时间里所学的知识较为全面地梳理，展示了自己大学四年扎实的学习,在专业理论知识认真、仔细、严谨、塌实、肯下工夫进行独立思考钻研的学术研究精神，较好的资料收集、材料整理、观点整合的能力,利用全面的、发展的、联系的观点,思考分析问题,锻炼了自己的逻辑推断思辨的能力,较好的语言组织,较为流畅的论说文撰写的书面表达能力。由此,为自己今后参加，工作进一步深化学习，积累了一定宝贵的实践经验。参考文献［1]伊文。我国环己酮市场分析［J]。中国石油和化工,2003(8）：66—69.［2]吕咏梅.环己酮国内外生产现状及市场分析［J]。乙醛醋酸化工,2014(4):29-32。[3］王春江.我国环己酮市场分析及发展建议［J]。化工科技市场,2006,29（2):19—21.［4]董新民,郭宁。环己酮生产技术及其工艺路线分析[J]。中国化工贸，2013,(7)：243。[5］王鸿静.苯酚液相原位加氢制备环己酮[D］。硕士论文.浙江:浙江工业学，2009.［6］田爱国.苯部分加氢工艺生产环己醇综述。田爱国。第五届全国化工实用高新技术交流会暨协作网年会论文集［C］.成都:中国化学会,中国化工学会,中国石油和化学工业协会，2006：121-125。［7］郭志武,靳海波,佟泽民等.环己酮、环己醇制备技术进展[J]。化工进展，2006,25（8）：852—858。[8]卜伟，黄晓宾,王