年产4600吨医药中间体2-甲基呋喃的工艺装置及安全设计

年产4600吨医药中间体2-甲基呋喃的工艺装置及安全设计摘要I I目录12310_WPSOffice_Level1摘要 I29564_WPSOffice_Level2Abstract II8509_WPSOffice_Level1引言 131439_WPSOffice_Level1第一章文献综述 29605_WPSOffice_Level21.12-甲基呋喃的性质和用途 28020_WPSOffice_Level31.1.12-甲基呋喃的性质 29093_WPSOffice_Level31.1.22-甲基呋喃的用途 225547_WPSOffice_Level21.22-甲基呋喃的生产技术现状 25977_WPSOffice_Level31.2.1生产设备及流程简介 220153_WPSOffice_Level31.2.2生产中存在的问题及改进建议 325835_WPSOffice_Level21.3糠醛加氢制2-甲基呋喃催化剂的研究进展 45647_WPSOffice_Level31.3.1铬铜系催化剂 428010_WPSOffice_Level31.3.2无铬铜系催化剂 55431_WPSOffice_Level31.3.3非晶态合金催化剂 62469_WPSOffice_Level31.3.4相转移催化剂 618574_WPSOffice_Level1第二章工艺原理及工艺流程 722568_WPSOffice_Level22.1工艺原理 78585_WPSOffice_Level32.1.1反应的特点 71352_WPSOffice_Level32.1.2影响加氢因素 824852_WPSOffice_Level22.2工艺流程 109346_WPSOffice_Level32.2.1工艺流程图解 1020982_WPSOffice_Level32.2.2工艺流程叙述 1111732_WPSOffice_Level1第三章物料衡算 1219256_WPSOffice_Level23.1消耗定额 121798_WPSOffice_Level33.1.1消耗定额计算 1225313_WPSOffice_Level33.1.2计算模型 1432753_WPSOffice_Level33.1.2消耗定额计算 1615244_WPSOffice_Level23.2气化塔T-101物料衡算 178777_WPSOffice_Level33.2.1计算模型 1727547_WPSOffice_Level33.2.2结果及表格 1830840_WPSOffice_Level23.3反应器R-101物料衡算 1913078_WPSOffice_Level33.3.1计算条件及计算模型 1919593_WPSOffice_Level33.3.2模型计算结果列表 207547_WPSOffice_Level33.3.3计算结果验证 2010037_WPSOffice_Level23.4蒸馏塔物料衡算 2322276_WPSOffice_Level33.4.1计算模型 2322673_WPSOffice_Level33.4.2计算内容 2331025_WPSOffice_Level1第四章热量衡算 2524300_WPSOffice_Level24.1热量衡算原理及方法 2528827_WPSOffice_Level34.1.1热量衡算的原理 2526077_WPSOffice_Level34.1.2计算 2510609_WPSOffice_Level24.2反应器R101热量衡算 2731743_WPSOffice_Level34.2.1计算条件 276473_WPSOffice_Level34.2.2计算模型 2820476_WPSOffice_Level24.3糠醛预热器E101热量衡算 2822492_WPSOffice_Level34.3.1计算条件 2830017_WPSOffice_Level34.3.2计算内容 294919_WPSOffice_Level24.4醛氢过热器E102热量衡算 2922357_WPSOffice_Level34.4.1计算条件 2928586_WPSOffice_Level34.4.2计算内容 2931884_WPSOffice_Level24.5塔顶冷凝器E201热量衡算 302168_WPSOffice_Level34.5.1计算条件 3028781_WPSOffice_Level34.5.2计算内容 3027410_WPSOffice_Level24.6塔底再沸器E202（精馏塔T201）热量衡算 318840_WPSOffice_Level34.6.1计算条件 312337_WPSOffice_Level34.6.2计算内容 3125813_WPSOffice_Level1第五章2-甲基呋喃生产过程的安全管理 3316363_WPSOffice_Level25.1安全分析 3319973_WPSOffice_Level25.2应急援救 3318391_WPSOffice_Level1参考文献 3410098_WPSOffice_Level1致谢 36摘要2-甲基呋喃是一种化工原料的有机合成中间体，广泛应用于医药产业等。糠醛是一种可再生的生物质能源。现在国内外的生产技术现状都是通过农业的糠醛加氢制造2-甲基呋喃。我国的糠醛产量年产值在10万吨左右，但是很多都廉价出口。而本次设计的主要目的是以糠醛、氢气为反应原料，通过在反应器中催化加氢反应，设计合成年产4200吨2-甲基呋喃工艺设计。因为合成2-甲基呋喃的反应过程比较复杂，容易有副产物的产出，所以为了在工业中合成出较为纯净的2-甲基呋喃，本次设计主要研究加工设备，催化剂种类对糠醛加氢生产2-甲基呋喃的影响，并探索优化工艺条件，通过一系列计算得到最佳的物料比，解决了工业生产2-甲基呋喃难题。并且完成了生产过程中的安全设计。关键词：糠醛；2-甲基呋喃；安全设计；加氢；工艺设计AbstractIIAbstract2-methylfuran(2-methylfuran)isanorganicsyntheticintermediateofchemicalrawmaterials,whichiswidelyusedinpharmaceuticalindustryandsoon.Furfuralisarenewablebiomassenergysource.Atpresent,thepresentsituationofdomesticandinternationalproductiontechnologyistoproduce2-methylfuranthroughfurfuralhydrogenationinagriculture.TheannualoutputoffurfuralinChinaisabout100000tons,butmanyofthemareexportedcheaply.Themainpurposeofthisdesignistosynthesize4200tonsof2-methylfuranperyearbycatalytichydrogenationoffurfuralandhydrogeninthereactor.Becausethereactionprocessofsynthesizing2-methylfuraniscomplicatedandeasytoproduceby-products,inordertosynthesizemorepure2-methylfuraninindustry,thisdesignmainlystudiestheprocessingequipment.Theeffectofcatalysttypeontheproductionof2-methylfuranfromfurfuralhydrogenationwasstudiedandtheoptimummaterialratiowasobtainedthroughaseriesofcalculations.Thedifficultproblemofindustrialproductionof2-methylfuranwassolved.Andcompletedthesafetydesignintheproductionprocess.Keywords:Furfural；2-methylfuran；SafetyDesign；Hydrogenation；ProcessDesign引言引言2-甲基呋喃是一种重要的机合成中间体，在溶液聚合当中为溶剂。可用以合成戊二烯、戊二醇、乙酰丙醇以及酮类和2-甲基四氢呋喃。在医药工业中，用于合成维生素B1、磷酸氯喹和磷酸伯氨喹等。在之前的生产中2-甲基呋喃可由源自石油的生产路线或通过农作物中制备获得。在近些年来糠醛制造2-甲基呋喃的生产工艺越来越成熟,并且也越来越简单,而与此同时的是，世界上的石油因为不断使用，导致越来越少，所以石油越来越贵,而糠醛生产2-甲基呋喃的工艺是用农业上的废料来完成的，所以相比于石油成本就降低了很多，所以世界范围内，糠醛生产2-甲基呋喃越来越普及。而我国作为一个农业大国,糠醛生产很多所以由糠醛加氢制2-甲基呋喃更适合我国,具有良好的工业应用前景。我国对于生产2-甲基呋喃的催化剂种类，一般使用的都是铬铜类催化剂。由于铬对环境污染较大，人们开始研究无铬铜基催化剂。但是，铜基催化剂的选择性和稳定性仍有待提高，这主要是因为糠醛在铜基催化剂下能发生多种加氢反应。所以对于糠醛加氢制2-甲基呋喃催化剂和反应条件很重要。本次设计主要是通过了解工艺原理，以及通过对糠醛加氢的物料衡算和热量衡算，以年产4600吨2-甲基呋喃为设计能力，对合成精馏工段进行工艺及安全设计。沈阳科技学院学士学位论文第一章文献综述第一章文献综述1.12-甲基呋喃的性质和用途1.1.12-甲基呋喃的性质2-甲基呋喃别名叫做斯尔烷，分子量为82.101，是一种具有醚样气味的无色液体，在空气或者长时间光照下，会生成极具爆炸危险性的过氧化物，由于它的水溶性很差，所以在空气中会变黄至黑色。分子结构式为C5H60，沸点很低，只有63到66摄氏度，物理性质不做过多介绍。能够微溶于水，并且混溶于乙醇、乙醚、丙酮等。能被氢氧化钠溶液分解，易燃，并且具有麻醉作用,能够让肠、胃、肝脏功能出现异常。对眼睛有刺激作用。实验资料报道，有致突变作用。对于MF，它们非常有吸引力。1.1.22-甲基呋喃的用途在我国乃至全世界范围内，2-甲基呋喃都有着很广泛的应用。尤其是在生物医药农药农业领域当中。在医药领域当中，主要用来生产药物。生物燃料的性质决定了其在发动机中的燃烧性能。由于2-甲基呋喃的沸点和熔点都是较低的，低温下易发生反应合成一系列的化工产品。因为主要生产是由糠醛作为原料，所以价格很是低廉，具有被应用于工业上的巨大潜力。1.22-甲基呋喃的生产技术现状1.2.1生产设备及流程简介生产的时候主要由压缩机、汽化器、反应器、蒸馏釜这四类生产设备进行生产，也就是进行反应的一系列过程。而生产流程是糠醛蒸汽和氢气在催化剂存在下进行反应,生成2-甲基呋喃。主要流程是糠醛进入汽化器，氢气也进入汽化器，最后两者的混合蒸汽从汽化器流出，进行完成加氢反应，以生成产物，而在此反应的过程中，定会有一部分的氢气没有发生反应，这时未反应的氢气会返回汽化器继续进行反应，而已经反应完全的生成的产物会等到冷却之后再进行精馏，就得到了成品。1.2.2生产中存在的问题及改进建议（1）在生产实际情况中，原料的质量对催化剂的使用周期有很大的影响，通过对比试验发现，在生产刚刚开始的时候，由于选用的糠醛不够纯净，导致杂质较多，杂质在反应刚开始的时候，会随着糠醛一同进入并且发生反应，这就会导致发生一个问题，催化剂的催化会因为杂质而降低，而随着反应的不断加剧，杂质虽然没有减少，但是催化剂在逐渐减少，所以就会导致效果越来越差，而且由于杂质过多，一些其他产物也就会很多，而催化剂的使用会缩短[1]。（2）催化剂的填装方式对催化剂也有较大的影响，通过对比实验发现，在更换催化剂时，发现大部分破碎的催化剂把防止催化剂掉落的挡网部分甚至完全堵死了，导致有些管路的催化剂不变，而有些管路的催化剂在变少，所以为了避免这种问题发生，在填装催化剂之前要检查催化剂的完整性[1]。（3）在工厂生产中，催化剂本身的质量和投放催化剂的数量对生产也有很大的影响，在放进催化剂的时候，不可以一次性全部的全部放入，一定要慢慢的一定数量的进行放入催化剂，而在生产过程中的升温也要按照要求来操作，，要保证水分干净才能继续放进催化剂[1]。（4）在生产中进行操作的时候一定要注意，因为一些不当的操作，会使得催化剂降低使用，更有可能发生催化剂停止反应，当催化剂发生停止反应的时候，这时一定要调整投料量,使催化剂在此温度下仍有活性,催化能力就会慢慢的恢复到原来的大小。而汽化器堵塞问题是每个周期都会遇到的问题，遇到此为题时应多加注意并且熟练操作[1]。（5）在我国的生产2-甲基呋喃的工厂中，主要采用的都是列管固定床反应器，这种反应器在国内很普遍，因为其过程简单。通常为了能够让各个温度保持在一定区间，会进行降低管径，但是降低管径就会发生另一个问题，就是管道的数目增加了，会增加生产的成本，所以在选用管径的时候，一定要考虑清楚。（6）在关于床层高度的问题上面，实验的时候可以不考虑轴向扩散影响。当经过试验研究后发现，当床层高度低时，收率会发生减少的情况，而当床层高度高的时候，由于一系列的原因，收率也会发生减少的情况，所以在最后实验结果表明，1.5-2m是最合理的床层高度。（7）扩大生产时每一套生产能力是很重要的，因为我国的国情原因，现在国内生产厂家的生产能力都很小，而直到现在，我国的总年产量依旧很小，因为关于每套生产能力这方面的研究，基本么有进行过，所以建议以后可以多做一些关于每套生产的研究。（8）现在我国各个生产厂家用的气化基本一致，都是通过氢气带出糠醛这种气化方式，但是这种气化方式有很大的缺点，就是能力很低，而且结焦现象很严重。所以提议通过反应物预热糠醛，这样会减少结焦现象的发生。（9）在我国的普遍生产厂家中，冷凝反面的关注度并不是很高，一般都是在反应完成物质出来后，第一次冷却用自来水冷却，但是到了第二个口的时候，温度并没有降低多少，这样导致的就是，副产物的生成会越来越多，而且转化率也会降低。所以建议以后生产冷却时，第一次依旧不变，但是二次冷却的时候改为冷冻液，这样可以使得出口的物料温度降低,经过计算，这样可以提高平衡转化率。1.3糠醛加氢制2-甲基呋喃催化剂的研究进展1.3.1铬铜系催化剂在亚铬酸铜催化剂最早的研究进展是外国的Adkins等人。后来所有有关此类催化剂的研究都是在这个研究的基础上进行的。后来Burnette等人进行了有关负载型催化剂的研究。在之前的一些外媒报道中,如果采用Cu-Cr/石墨这一类的催化剂,在一定适宜的条件下，进行糠醛气相加氢制2-甲基呋喃,2-甲基呋喃的选择性能够增加很多。但是这样的后果就是加剧了副产物的产出，并且在反应完成后，由于副产物的增多，分离很困难。我国的郑纯智等人[2]对亚铬酸铜催化剂进行了研究。发现当在一定的温度条件下，适宜的PH以及适宜的物质的含量下，一定量的铜能够阻止糠醇发生树脂反应，而一定量的铬可以防止一定量的副产物的产生。并且对催化剂试验前后对发现，由于铜的重结晶使得催化剂的活性不断降低。我国的沈延明等人[2]通过对Cu-Cr/Al2O3催化剂的活性的研究,他们在对比实验中，选择不同的反应条件进行研究对比，以期望得到产物收率最高的条件。最后他们对比实验得出的结论是，当有Cr加入时，会使得铜提高的分散度，进而直接影响糠醛加氢，如果分散度太高的话，反应会加剧副产物的产生。我国上海石油化工院的刘仲能[3]研制了Cu-Cr/Al2O3催化剂，以此为催化剂进行糠醛加氢研究。通过试验研究数据对比发现次催化剂具有副产物少、收率高、稳定、寿命长的特点。通过仔细观察此催化剂的表面分布,发现此催化剂能够提高2-甲基呋喃的生产质量以及数量。我国国内的吴世华[2]利用三种方法制备了Cu-Cr/γ-Al2O3催化剂,并用衍射和电子光谱等技术对这些催化剂进行表征。通过对比数据得出催化剂的活性高,导致对产物的选择性很低,而三种方法中的CP、CI两种方法制活性低,导致产物的选择性略高。我国的杨骏[2]等人采用固定床反应器,研究了Cu-CrCa-Ba与Cu-Cr催化剂上糠醛常压选择加氢制2-甲基呋喃的反应。经过对比试验发现,当反应中添加进了反应助剂能够提高选择性,催化剂能够有非常强的活性，这时候糠醛的转化率能够达到很高,而2-甲基呋喃选择性为90.3%。现在我国国内的许多厂家生产2-甲基呋喃使用的都是LFT-95型催化剂。此催化剂和国内同类型的催化剂相比来说，优点有许多，所以在我国国内工厂中普遍使用。铜铬催化剂的进度还有很多，但是这里就不一一列举了，虽然这类催化剂选择性高，活性好，但是污染严重，而且热稳定性差。再加上近些年我国乃至全球都在加大环保力度，所以对无铬催化剂的研究逐渐展开了。1.3.2无铬铜系催化剂我国的高玉晶等人[2]进行了Raney铜催化剂研究。对一系列的试验研究发现，当实验条件达到一定数值的时候，糠醛会完成全部转化,而产物的选择性更是能够高达94.65%。在我国国内的吴静[2]等人研究不同量的超细负载型催化剂，此类催化剂属于无铬铜系催化剂,他们在试验研究中和对比实验中发现，若是想要催化活性好的话，必须要使得催化剂的晶粒变得越小越好，当然，不能够变得过小。另外,孔令艳、吴静等人采用的均匀设计法对负载型催化剂进行研究和筛选。发现在反应条件达到一定时，糠醛会完成全部的转化，而产物的选择性甚至能够高达94.5%。在我国国内刘建民[2]等人研究了载体是硅胶球粒的铜胺催化剂。他们在实验中，经过对比试验得到的数据。发现当在合适的条件下,糠醇能够达到极其高的转化,而且产物的选择性也会到达很高。在试验的最后他们发现，改变适当的试验条件，会大大降低产物的选择性。1.3.3非晶态合金催化剂非晶态合金物质被发现与1996年，因为它具有很独特的结构，座椅很多研究人员的目光便转移到了它的身上，因为它的选择性很特殊，一般的晶态合金的选择性还没有它高，而且相比于其他催化剂，它还有很多的优点。所以科学家认为它作为催化剂的前景一定很广阔。而现在关于此类催化剂的研究都主要集中在糠醛制糠醇，因为使用此类催化剂制2-甲基呋喃的还很少，所以近些年来的此类催化剂研究只有不多的种类，但是也在逐渐进行加大研究力度。其中我国的研究此类催化剂制2-甲基呋喃就有卢伟伟等人[2]，他们通过做实验研究发现，铁使反应物的活化逐渐增强，从而进行生成2-甲基呋喃。1.3.4相转移催化剂相转移催化剂是可以使\t"/item/%E7%9B%B8%E8%BD%AC%E7%A7%BB%E5%82%AC%E5%8C%96%E5%89%82/_blank"反应物进行相转移，使得另一反应系统的反应速率的增加的催化剂。我国的温辉梁等科学家在相转移催化条件下,进行糠醛还原生产2-甲基呋喃。通过对比试验发现，在实验当中反应收率最高也才达到62%。这种方法使用的原料较多，而且副产物较多，产品的分离提存还很困难，所以现在很少有研究。沈阳科技学院学士学位论文第二章工艺原理及工艺流程第二章工艺原理及工艺流程2.1工艺原理2.1.1反应的特点按下式反应，在催化剂的催化作用中，糠醛和氢气反应生成2-甲基呋喃:糠醛2-甲基呋喃主反应+=糠醛2-甲基呋喃主反应+=+副反应+=++=+=+=+2H2=2-甲基四氢呋喃2-甲基四氢呋喃正戊醇正戊醇糠醇糠醇α-甲基-α-甲基-γ-丁内酯γ-戊内酯糠醛通过催化剂反应生成了糠醛，这时如果不能够及时的终止反应，会使得反应进一步加强，从而会有副产物的产生。所以对于此反应，反应条件必须要精准的控制，否则会加剧副产物的产出。2.1.2影响加氢因素（1）温度的影响平衡常数与反应温度的关系以下式表示:（2-1）式中:Kp-反应的平衡常数;H°-标准反应热效应;T-反应温度;R-气体常数H°为正值的时候,反应是吸热反应,若是这个时候,,因为会逐渐增大,所以提高温度对于吸收反应有利。如果H°为负值，反应是放热反应,,因为会逐渐减小，所以提高温度反而不利于放热反应的进行。在实验过程中催化剂用的是Cu-Cr,在反应进行的时候，此催化剂的运行周期是一个月，在此反应刚开始的时候和反应进行的最剧烈的时候，要及时的控制反应温度,而反应后期,反应的温度必须进行提高，在最后的反应温度能够到达很高。在控制反应温度的时候，要注意反应催化剂的种类，进行适当的调控温度。对于活性较高的催化剂，要进行适当的降低温度[4]。压力的影响压力的影响,可以用下列式子表达:（2-2）是表示平衡常数，它反映了平衡转化率;使用逸度表示的平衡常数;是以逸度系数表示的平衡常数;表示的是反应压力；表示的是反应前后气体体积的变化；由上式可见,对于体积减小的反应,增加压力对提高转化率有利。对于体积增加的反应，增压平衡常数将减小,对反应不利.当反应前后体积不变,则压力对反应的平衡常数没有影响。糠醛制2-甲基呋喃的反应,是一个体积逐渐减小的反应。而且增加压力,分子间靠的紧,会增加碰撞机会。所以增加压力对反应有利。因为在固定床内进行的反应过程是由化学反应和物理过程结合在一起的极为复杂的综合过程,所以,选择工艺条件必须综合考虑具体情况,因地制宜[4]。反应配比的影响如果想要使得反应中的一个物质能够得到充分地利用,想要物质能够的达到高的转化率,就要提高其他物质的使用量。在生产2-甲基呋喃的过程中,想要达到的是糠醛的高转化率,这样可以方便氢气的循环。在此反应中,氢气与糠醛理论摩尔比为2∶1,我们的生产装置中,氢与糠醛的摩尔比为15～20。另外,选择高的氢醛比,反应物热容增大,也可带走反应热,使物料温度变化小,床内温差也就变小,使操作平稳,延长催化剂寿命。但是,氢过量太大,会降低生成物浓度,使得大量产品气体在系统中循环。会使得动力消耗增大严重，增加了成本。所以,要根据各生产厂中自身的实际情况选用合适的氢醛比[4]。空间速度和停留时间空间速度,简称空速,是单位体积催化剂单位时间的进料量,用公式表示：（2-3）接触时间又叫停留时间，它是空速的倒数。当空间速度过大或者停留时间过短，都会导致反应发生的不完全;反之则会提高副反应的发生。所以,通过实验或生产实际,找出一个优宜的空速是非常必要的[4]。2.2工艺流程2.2.1工艺流程图解工艺流程如图所示：图2.12-甲基呋喃工艺流程V101：糠醛储罐R601：管式反应器P101A/B：进料泵E103：氢气预热器E101：糠醛预热器E104：一冷换热器T101：气化塔E105：二冷换热器C101：循环风机E106：三冷换热器E104：氢气预热器V103：粗品接收罐P102A/B：糠醛循环泵P201A/B：泵E102：醛氢过热器P103A/B：导热油循环泵R101：反应器2.2.2工艺流程叙述由糠醛储罐V101来的0.1MPa、25℃的糠醛经进料泵P101A/B送入糠醛预热器E101由蒸汽加热至88℃，然后进入气化塔T101。在气化塔由来自循环风机C101和氢气预热器E104的0.18MPa、167℃的循环气和氢气的混合气将糠醛气化，塔底的糠醛由糠醛循环泵P102A/B经糠醛加热器E101循环返回气化塔。气化塔出口的醛氢混合气温度为92℃，经醛氢过热器E102由230℃导热油将醛氢混合气加热到215℃，然后进入反应器R101，入口压力0.17MPa。在220℃~240℃的温度下，经环保型Cu基催化剂的作用将糠醛全部加氢反应生产2-甲基呋喃、糠醇和正戊醇等产物。R601为管式反应器，管内装催化剂，管外为导热油。糠醛加氢反应放出的热量被管外的导热油带走，反应器出口的混合气温度为220℃，压力为0.14MPa，进入氢气预热器E103的管间降温至88℃，出口气进入一冷换热器E104与冷却水换热，降温至35℃。E104冷凝的气体进入二冷换热器E105继续与冷却水换热，降温至25℃，未冷凝的气体继续进入三冷换热器E106与冷冻水换热，降温至7℃。由E103、E104冷凝的高沸物送入高沸物储罐回收，由E105和E106出来的冷凝液进入粗品接收罐V103，然后由泵P201A/B送入精馏系统。经蒸馏后，在塔顶得到63.5℃的产品2-甲基呋喃，塔底残液回收后用作燃料。反应器壳程的导热油入口温度为228℃，由导热油循环泵P103A/B提供。反应器出口的导热油经E102加热醛氢混合气后，返回导热油循环系统。沈阳科技学院学士学位论文第四章热量衡算 沈阳科技学院学士学位论文第三章物料衡算第三章物料衡算3.1消耗定额3.1.1消耗定额计算确定1吨2-甲基呋喃所需的糠醛、氢气、放空气、废水量和高沸物的量。主要设备有气化塔T-101、反应器R-101、换热器。化学方程式为：C5H4O2+2H2=C5H6O+H2O（3-1）C5H4O2+4H2=C5H10O+H2O（3-2）C5H4O2+5H2=C5H12O+H2O（3-3）C5H4O2+H2=C5H6O2（3-4）C5H4O2+2H2=C5H8O2（3-5）V-103V-103高沸物罐粗品中间储罐V-101V-104去粗品大罐P糠醛储罐废水R-101E-101E-102T-101C-101E-103E-104E-105E-106新鲜氢B放空气QKDACEGFHILJNOM图3.1流程图合成工段物料点：A、B、C、D、E、F、G、H、I、J、K、L、M、N、O、P、Q表3.1物质代号物质糠醛2-甲基呋喃2-甲基四氢呋喃正戊醇糠醇γ-戊内酯代号123456789流量：Vikmol/t2-MF，kmol/hi=A，B，C，…，O，P，Q组成：xi,j,wi,j–液体的mol分率和质量分率；yi,j–气体的mol分率i—物料点；j—组分生产能力：t2-MF/a年工作日：300天表3.22-甲基呋喃工艺条件表物料组分号分子量原料糠醛A新鲜H2B粗品2-MFP高沸物J废水O放空气Q糠醛196.0899.50H222.0099.5084.002-甲基呋喃382.1085.505.800.801.002-甲基四氢呋喃486.133.601.200.20正戊醇588.152.8018.00糠醇698.102.5025.001.00γ-戊内酯7100.1135.00H2O818.000.505.6015.0098.00N2928.000.5015.00表3.3糠醛单耗和氢醛比生产规模糠醛单耗t糠醛/t2-甲基呋喃氢醛比(入塔气)molH2/mol糠醛4600吨/年1.46153.1.2计算模型根据质量守恒定律和元素平衡可得：当C5平衡时：（3-6）当H2平衡时：（3-7）当O平衡时：（3-8）当N2平衡时:（3-9）糠醛单耗:（3-10）其中a为糠醛单耗A物料点的平均分子量粗品单耗：（3-11）其中p为粗品单耗--P物料点的平均分子量表3.4液体混合物mol%及评平均分子量的计算结果列表：物料糠醛H22-甲基呋喃2-甲基四氢呋喃正戊醇糠醇α-甲基-γ-丁内酯H2ON2∑组分号1.002.003.004.005.006.007.008.009.00分子量96.082.0082.1086.1388.1598.10100.1118.0028.0原料糠醛99.500.50100.00ni1.040.031.06xA,i%97.392.61100.0093.570.4794.04粗品2-MF85.503.602.802.505.60100.00ni1.040.040.030.030.311.45xP,i%71.742.882.191.7621.43100.0058.902.481.931.723.8668.89高沸物5.801.2018.0025.0035.0015.00100.00ni0.070.050.831.73xJ,i%4.090.8111.8314.7620.2548.27100.003.360.7010.4314.4820.278.6957.92排水0.800.201.0098.00100.00ni0.010.000.015.445.47xO,i%0.180.040.1999.59100.000.150.040.1817.9318.29 以100kg物料为计算基准，由质量百分含量wt%计算摩尔百分含量mol% （3-12）平均分子量 （3-13）单位时间2-MF产量 （3-15）表3.5液体混合物mol%及平均分子量的计算结果列表 物料组分号xA,i%xP,i%xJ,i%xO,i%糠醛197.3993.57H222-甲基呋喃371.7458.904.093.360.180.152-甲基四氢呋喃42.882.480.810.700.040.037正戊醇52.191.9311.8310.43糠醇61.761.7214.7614.480.190.18α-甲基-γ-丁内酯720.2520.27H2O82.610.4721.433.8648.278.6999.5917.93N293.1.2消耗定额计算计算基准为1t产品 （1）糠醛量的计算：VA=1460kg/t2-MF=15.525kmol/t=932.778kg/h=9.919kmol/h（2）粗品量的计算：VP=1200kg/t2-MF=17.419kmol/t=766.667kg/h=11.129kmol/h（3）新鲜氢VB、放空气量VQ、高沸物VJ和排水量VO的计算由计算模型，可得下表： 表3.6消耗定额表 kg/t2-MFkmol/tNm3/t2-MFKg/hkmol/hNm3/h原料糠醛A146015.52932.789.92氢气B29.92670.2919.18428.24粗品P120017.42766.6711.13高沸物J155.212.679999.171.71排水O169.669.27108.395.93放空气Q0.9922.340.6414.273.2气化塔T-101物料衡算3.2.1计算模型计算时以1h为计算基准，示意图如图所示：放空气Q放空气Q气化塔糠醛ACD新鲜氢B三冷气M图3-2气化塔计算模型图计算C物料由入塔氢醛比b可得：（3-16）（3-17） （3-18）计算和（3-19）（3-20）（3-21）计算和（3-22）（3-23）3.2.2结果及表格由方程（3-19），得14489.705kmol/h=1902.219+84.0+（-53.530） VM=150.488kmol/h 由方程（3-20），得 VC=168.970kmol/h 由方程（3-22），得 VD=178.888kmol/h 表3.7C物料计算结果Kmol/hNm3/hH2144.903245.6985.752-甲基呋喃1.5033.570.89N222.57505.6413.36∑168.973784.90100表3.8D物料计算结果Kmol/hNm3/h糠醛9.66216.385.40H2144.903245.6980.992-甲基呋喃1.5033.570.84H2O0.265.800.14N222.57505.6412.62∑178.894007.08100表3.9M物料计算结果Kmol/hNm3/hH2126.412831.5984.01.682-甲基呋喃1.5033.711.00.82N222.57505.6415.04.2∑150.493370.94100.06.703.3反应器R-101物料衡算3.3.1计算条件及计算模型反应器ED糠醛全部转化，示意图如图所示反应器ED图3.3反应器计算模型图表3.10含碳产物选择性SW,i（wt%）组分C5H6OC5H10OC5H12OC5H6O2C5H8O2Wt%86.83.363.6542.19计算模型基准为1h，并且根据质量守恒定律可得下式：C5平衡：（3-24）H2平衡：（3-25）O平衡：（3-26）因为糠醛全部转化，所以惰性气体（3-27）根据化学反应及mol选择性物质 （3-28）表3.11含碳产物选择性（wt%） 组分分子量wt%molmol%C5H6O82.1086.81.0688.08C5H10O86.133.360.043.25C5H12O88.153.650.043.45C5H6O298.1040.043.40C5H8O2100.112.190.021.82∑1001.201003.3.2模型计算结果列表表3.12E物料计算结果物质Kmol/hNm³/hMH2124.0762779.31274.2332.001.4852-甲基呋喃9.828220.1555.88082.104.8282-甲基四氢呋喃0.3638.1230.21786.130.187正戊醇0.3858.6220.23088.150.2037糠醇0.3798.4910.22798.100.2227α-甲基-γ-丁内酯0.2034.5550.122100.110.122H2O9.336209.1385.58618.001.0057N222.573505.64113.50528.003.7817∑167.1443744.03610011.83373.3.3计算结果验证冷凝系统不凝气M冷凝系统不凝气M反应器出口气E高沸物J废水O粗品P图3.4验证模型图对于冷凝分离系统来说进入物料为：离开物料为：通过计算得出:=167.1444736 kmol/h= 1977.876kg/h= 169.2547716 kmol/h= 1982.650kg/h表3.13验证计算结果列表组分分子量E[i]kg/hM[i]kg/hP[i]kg/hJ[i]kg/hO[i]kg/hM[i]+P[i]+J[i]+O[i]相对误差%H22.00248.15252.82000252.82-1.882-甲基呋喃82.10806.91123.55655.55.750.87785.672.632-甲基四氢呋喃86.1331.240729.017.13正戊醇88.1533.93021.4717.85039.32-15.87糠醇98.1037.18019.1724.791.0845.04-21.13α-甲基-γ-丁内酯100.1120.360034.71034.71-70.48H2O18.00168.06042.9314.87106.23164.042.39N228.00632.05632.05000632.050∑1977.881008.42766.6799.17108.391982.65-0.24因为要求相对误差要求小于百分之二，所以此此含碳产物选择性错误，当含碳选择性达到下表时，相对误差经过计算是正确的。表3.14含碳产物选择性（wt%）组分C5H6OC5H10OC5H12OC5H6O2C5H8O2Wt%4.93.7表3.15含碳产物选择性（wt%） 组分分子量wt%molmol%C5H6O82.1084.11.0285.73C5H10O86.133.10.063.01C5H12O88.154.20.053.99C5H6O298.104.90.054.18C5H8O2100.113.70.043.09∑1001.195100表3.16E物料计算结果物质Kmol/hNm³/hMH2124.042778.4374.332.001.492-甲基呋喃9.57214.275.7382.104.712-甲基四氢呋喃0.347.530.2086.130.17正戊醇0.449.970.2788.150.24糠醇0.4710.450.2898.100.27α-甲基-γ-丁内酯0.357.730.21100.110.21H2O9.11204.005.4618.000.98N222.57505.6413.5328.003.79∑166.883738.0210011.85计算验证相对误差，结果如下表所示：表3.17验证计算结果列表组分分子量E[i]kg/hM[i]kg/hP[i]kg/hJ[i]kg/hO[i]kg/hM[i]+P[i]+J[i]+O[i]相对误差%H22.00248.07252.82000252.82-1.912-甲基呋喃82.10785.34123.55655.55.750.87785.67-0.042-甲基四氢呋喃86.1328.950229.01-0.20正戊醇88.1539.22021.4717.85039.32-0.24糠醇98.1045.76019.1724.791.0845.041.56α-甲基-γ-丁内酯100.1134.550034.71034.71-0.45H2O18.00163.93042.9314.87106.23164.04-0.06N228.00632.05632.05000632.050∑1977.881008.42766.6799.17108.391982.65-0.243.4蒸馏塔物料衡算3.4.1计算模型计算基准依旧以1h为基准，产品组成(wt%)为：2-甲基呋喃99.5%， 甲基四氢呋喃0.5% TSRP示意图如下图所示：TSRPWW图3.5蒸馏塔计算摩模型图3.4.2计算内容计算回流和塔顶蒸汽量：回流比为2.5计算公式为：（3-16）计算残液量和组成和（3-17）计算结果为:=638.89 kg/h=1597.22kg/h=2236.11kg/h表3.18产品T物料表组分kg/hwT，i%2-甲基呋那635.6999.52-甲基四氢呋喃3.190.5∑638.89100表3.19回流液R物料表组分kg/hwR，i%2-甲基呋那1589.2499.52-甲基四氢呋喃7.990.5∑1597.22100表3.20塔顶蒸汽S物料表组分kg/hwS，i%2-甲基呋那2224.9399.52-甲基四氢呋喃11.180.5∑2236.11100表3.21粗品P物料表物料kg/hwP，i%2-甲基呋喃655.585.52-甲基四氢呋喃27.63.6正戊醇21.472.8糠醇19.172.5H2O42.935.6∑766.67100表3.22塔釜残液物料表物料kg/hwW，i%2-甲基呋喃19.8115.52-甲基四氢呋喃24.4119.1正戊醇21.4716.8糠醇19.1715H2O42.9333.6∑127.78100沈阳科技学院学士学位论文第四章热量衡算第四章热量衡算4.1热量衡算原理及方法4.1.1热量衡算的原理主要根据能量守恒定律，对于反应器和换热器可用稳态流动的热力学第一定律简化式进行热量衡算，公示为：（4-1）4.1.2计算计算时主要采用统一基准焓计算，统一基准焓是指以298K为基准，单质的统一基准焓为零，化合物的统一基准焓为其标准生成热，可由手册查得。因为焓是状态函数，所以任意温度T下理想混合物的统一基准焓可由以下途径计算：298K,1atm单质或化合物的理想气体(Hi,T0) 理想气体升温 ↓ TK,1atm单质或化合物的理想气体(Hi,T) 纯物质理想气体等温等压混合 ↓ TK,1atm的理想气体混合物的焓Hm,T 则，理想气体混合物的焓为 （4-2）其中 （4-3）气体积分式为：（4-4）液体积分式为：（4-5）换热器计算时采用容和相变热法计算混合物的焓，因为换热器中物料为物理变化，所以采用热容和相变热进行热量衡算较为简便。精馏工段液体或蒸气焓的计算方法 以0℃为基准温度，设0℃时液体的焓均为0 0℃,常压液体Hi,0=0 ↓ t℃,常压液体 （4-6）↓ t℃,常压蒸汽(Hi,g) （4-7）液体混合物的焓 （4-8）气体混合物的焓 （4-9）相关热力学数据来源:①《氮肥工艺设计手册》理化数据分册P74，P292--P293；②《石油化工基础数据手册》③《有机化合物实验物性数据手册》表4.1气体热容 组分Hi,298，kJ/kmolabcd糠醛-151000-19.590.39-2.16E-042.79E-08H2029.11-1.92E-034.00E-06-8.70E-102-MF-34730-32.620.45-2.89E-046.98E-082-MTHF-184180-22.320.55-3.39E-046.98E-08正戊醇-2951403.570.51-2.70E-045.58E-08糠醇-211800-19.590.39-2.16E-042.79E-08戊内酯-211800-19.590.39-2.16E-042.79E-08H2O-241988.732.241.92E-031.06E-05-3.60E-09N2028.90-1.41E-038.08E-06-2.87E-09表4.2液体热容物质abcd2-MF1.692.03E-034.25E-063.78E-082-MTHF1.833.60E-031.78E-05-1.44E-07正戊醇2.166.55E-036.44E-05-3.34E-07糠醇2.021.82E-03-3.49E-062.59E-08戊内酯1.527.48E-04-2.87E-061.22E-08H2O4.21-2.14E-033.26E-05-1.03E-07表4.3汽化热kJ/kg物质63℃2-MF436.122-MTHF367.37表4.4冷却水热容温度℃2540热容kJ/kg.K4.18264.1742表4.5液态糠醛热容kJ/kmol.K温度2090℃热容146.9160.1kJ/kmol.K表4.6导热油热容，型号为X6D-300（最高使用温度300℃）温度℃150200250热容kJ/kg.K2.362.692.754.2反应器R101热量衡算4.2.1计算条件ED导热油ED导热油230℃导热油227℃图4.1反应器模型图计算时：①入口气D和出口气E的流量与组成(物料衡算)。 k=0.189b=143.129②入口气温度为215℃，出口气体温度220℃。 ③入口压力为0.07MPa(表)，出口压力为0.04MPa(表)。 ④导热油入口温度227℃，出口温度230℃。 ⑤不计热损失。 4.2.2计算模型计算依旧以1h为计算基准，由统一基准焓法计算反应器的热负荷及导热油用量。其中热负荷公示为： （4-10）导热油用量：（4-11）式中（4-12）最后计算得：入口焓HD= -430448.329 kJ/h出口焓HE= -1778674.289 kJ/h 热负荷Q= -1348225.96 kJ/h 导热油平均温度= 228.5 ℃ 导热油平均热容= 2.724 kJ/kg.K 导热油用量= -164969.0379 kg/h=-164.9690379 t/h4.3糠醛预热器E101热量衡算4.3.1计算条件1.进出换热器物料 管程：物料A（液态），温度（20-88℃）、流量和组成已知。壳程：饱和水蒸气0.3MPa，相变热△HV=2163.8kJ/kg，流量未知。2.不计热损失4.3.2计算内容管程糠醛液体无相变化，可直接由液体的显热效应计算换热器的热负荷，进一步可计算壳程水蒸汽的流量。公式为： （4-13）经计算得：= 9.919 kmol/h糠醛平均温度=54 ℃糠醛平均热容=159.723 kJ/kmol.K热负荷Q=107730.791 kJ/h水蒸汽用量=49.788 kg/h 4.4醛氢过热器E102热量衡算4.4.1计算条件1.进出换热器物料 管程：物料D，温度（95—215℃）、流量和组成已知。 壳程：导热油，入口温度和流量已知（反应器出口），出口温度未知。2.不计热损失。 4.4.2计算内容管程气体无相变化，可直接由气体的显热效应计算换热器的热负荷，进一步可计算壳程导热油的温差和出口温度。公示为:（4-14）表4.7氯醛混合气D的焓差T1= 368.15T2= 488.15K组分△Higyi*△Hiig糠醛13380.39-7431.36H23474.652814.432-甲基呋喃13469.66-178.09H2O4166.61-344.47N23715.28468.82∑-4670.67经计算得：热负荷Q= -835526.027 kJ/h设导热油出口温度 227 ℃导热油平均温度 228.5 ℃导热油平均热容 2.724 kJ/kg.K导热油△t= 1.859 ℃导热油出口温度= 228.141 ℃4.5塔顶冷凝器E201热量衡算4.5.1计算条件1.进出换热器物料管程：塔顶蒸汽S，温度（63℃）、冷凝为63℃液体（T+R），流量和组成已知（组成均为T的组成），相变热已知。壳程：冷却水，入口温度25℃，出口温度40℃，流量未知。2.不计热损失。4.5.2计算内容管程气体冷凝，可直接由气体的冷凝热计算换热器的热负荷，进一步可计算冷却水的用量。公示为：（4-15）经计算得:=2236.111111 kg/hQ=974444.1146 kJ/h冷却水平均温度=32.5 ℃冷却水平均比热容=4.1784 kJ/kg.K冷却水=15547.32457 kg/h4.6塔底再沸器E202（精馏塔T201）热量衡算4.6.1计算条件1.进出精馏塔物料进塔：物料P，温度25℃，流量和组成已知。回流液R，温度63℃，流量和组成已知。出塔：塔顶蒸汽S，63℃，流量和组成已知。塔底残液W，82℃，流量和组成已知。2.不计热损失。示意图如图所示：PPSRTW热量Q图4.2塔底再沸器模型图4.6.2计算内容计算再沸器的热负荷，加热的蒸汽（饱和水蒸汽0.3MPa）用量。公示如下：（4-16）表4.8塔顶蒸汽ST1= 361.15 T0= 298.15组分△HigHS,12-甲基呋喃263.84696.462-甲基四氢呋喃-15.651.76∑698.22表4.9粗品PT1= 323.15物料Hi，1HP,12-甲基呋喃96.6382.622-甲基四氢呋喃8.580.31正戊醇9.540.27糠醇75.731.89H2O89.685.02∑90.11表4.10回流液R T1= 361.15组分Hi，1HR,12-甲基呋喃263.8426