《乙苯液相氧化法年产5000吨苯乙酮的工艺流程设计》13000字（论文）

乙苯液相氧化法年产5000吨苯乙酮的工艺流程设计摘要纳米碳管是近年来发展的优秀催化材料，其化学性能稳定、无毒无污染，符合绿色化学发展的要求，受到有机催化领域非金属催化的广泛关注。最新发展的碳材料乙苯催化液相氧化新工艺显示了好的应用前景，为了该技术的推广应用，基于实验室实验结果进行了本工艺设计。本工艺设计介绍了掺杂氮纳米碳管催化乙苯氧化的最新进展，采用优化的实验结果，设计了年产5000吨苯乙酮的乙苯液相催化氧化反应的工艺流程，完成了物料衡算、热量衡算计算，对关键设备反应釜和产物分离精馏塔进行了计算与设计。关键词氮掺杂纳米碳管；乙苯；液相催化氧化；工艺设计目录TOC\o"1-3"\h\u210381.前言 VII1.前言纳米碳材料的概述碳在地球上分布很广，是形成化合物最多、与人类关系最密切、最重要的元素之一。最早，人们发现的碳元素的同素异形体主要是石墨、金刚石和无定形碳。直到1985年科学家发现了60个碳原子构成了一个对称的高度有序的结构，即C60[1]。该研究结果在“Nature”上发表了标志着碳的又一种新的同素异形体出现。实际上，后来发现C70、C80都相继发现，这些类似的球形结构被称为为足球碳。1991年日本科学家在采用电弧法制备的富勒烯中通过HRTEM下观察发现了一种同轴多层富勒烯管状结构，被称为多壁碳纳米管（MWCNTs）[2]，这是继足球碳发现后的又一同素异形体，被认为是碳家族中的重要成员，纳米碳材料领域的重大科研发现。事实上，碳材料的发展不断前进，2004年，曼彻斯特大学科学家以微机械剥离法剥离层状石墨的方法，发现了石墨烯，它一种二维碳原子平面结构[3]。石墨烯的发现再一次打破了人们的固有认知，是碳纳米材料的又一次跨越。由于该重大发现带在物理学、微电子领域的突出科学意义与潜在应用价值，2010年，该科学发现者安德烈·盖姆教授和康斯坦丁·诺沃肖洛夫博士授予了诺贝尔物理学奖。由此，石墨烯成为具有划时代意义的又一种碳同素异形体，受到国内外科研工作者与技术开发人员的广泛关注。由于碳纳米管材料容易得到，基于碳纳米管催化材料的研究成果在近年来已经在电子能源，催化，生物医学等多个领域得到广泛应用[4]。最早纳米碳管的主要用途主要是作为催化载体领域，如在合成氨、催化氧化和加氢甲酰化反应中的催化剂载体，近年来碳材料本身作为非金属催化剂活性组分也得到研究，这使得碳纳米管在催化领域具有广阔的应用前景。纳米碳非金属催化简介随着化学工业的快速发展，越来越多的研究人员热衷于研究碳氢化合物脱氢反应制备高附加值化学产品。早在20世纪60年代有科学家等发现，乙苯的氧化脱氢反应过程中Fe2O3催化剂表面积碳之后，活性不仅没有降低，甚至还有所提高，，据此第一次意识到碳在该反应中具有催化活性[5]。但由于没有了解原因，没有得到研究者的重视，很长时间没有深入研究该催化反应的机理，直到2008年德国马谱研究所苏党生课题组在Science上报道，表面P掺杂改性的碳纳米管可以高效催化正丁烷氧化脱氢生成丁烯与丁二烯，如图1-1所示，此时才认识到碳材料本身可以作为催化剂活性组分，国际上才正式提出碳催化的观点[6]。图1-1表面氧化与磷掺杂碳纳米管催化正丁烷氧化示意图[6]与传统催化剂金属或其氧化物相比，结构良好的纳米碳材料具有许多优点，既有高强度、高韧性、耐腐蚀等特有本性，又具有金属材料的导电、导热性等。在早期研究中可能是无定形碳或无序碳材料本身的反应活性低，热稳定与氧化性差的原因没有受到重视。纳米碳管的发现给碳催化带来了意想不到的结果，自从碳催化的观点提出后，碳催化反应发展非常迅速，除了最早的气相反应，液相催化反应中的研究近年来发展进展很快，如苯甲醇氧化、湿式催化氧化、芳烃氧化、硝基苯还原等反应，都可以通过碳催化剂来实现。纳米碳材料因其制备简单、原料易得、结构稳定等优势，不仅在材料领域中大放异彩，更有望成为最有应用前景的新一代催化材料。目前国内外材料与催化领域对纳米碳材料的研究发展速度很快。彭峰教授在华南理工大学的纳米材料与纳米催化团队率先开展纳米碳管的芳烃液相催化氧化研究，在环己烷液相催化氧化制备己二酸，乙苯和异丙苯氧化制相应的酮和醇等方面都实现了非金属的液相碳催化氧化，是典型的绿色催化氧化工艺，显示了好的应用前景[7-12]。1.3纳米碳材料催化乙苯氧化研究进展1.3.1乙苯催化氧化传统工艺简介乙苯氧化反应是化学工业中制备苯乙酮的重要的工艺过程，因为乙苯的α氢比较活泼，在金属催化剂下，能够直接被空气或氧气氧化，生成苯乙基过氧化氢。接着该过氧化氢在催化剂催化作用下被分解为苯乙酮，或者是被分解为α-苯乙醇。近几十年来，发展了一系列乙苯氧化的催化剂，主要有过渡金属化合物催化剂、过渡金属络合物催化剂、分子筛催化剂、杂多化合物催化剂、金属卟啉化合物催化剂等[13]。乙苯液相氧化过程中，一般会产生主要目标产物苯乙酮(AcPO)，具有特殊的芳香气味，是可做香料或者作为一种高沸点溶剂；此外产生重要副产物1-苯乙醇(PEA)，具有紫丁香香气，可作为化妆品添加剂，也可作名贵的香料，，这二种产物都是附加值极高的化学品。目前工业上使用金属配合物在均相高温下催化氧化乙苯制备苯乙酮。遗憾的是，这种方法产生大量的有毒且腐蚀性强的废液易污染环境，产物分离困难。由此传统工艺受到了限制，急需发展新的绿色氧化工艺。1.3.2基于碳纳米管的乙苯催化氧化简介近年来，随着环境要求的提高以及节能技术的需要，绿色化学逐渐成为化学工艺的指导原则，针对传统乙苯氧化的工艺问题，寻找环保且经济的乙苯催化剂，发展新的绿色氧化工艺非常有实际意义与科学价值。碳纳米管催化乙苯氧化的反应是一个自由基反应。彭峰教授课题组报道采用普通碳纳米管催化氧化乙苯，在氧气作为氧化剂、在155℃、催化剂与乙苯物质的量的比为0.2和1.5MPaO2条件下反应4h后，碳纳米管能获得38.2%乙苯转化率和60.9%苯乙酮选择性[14]。催化过程示意图如图1-2。碳纳米管作为催化剂表现出良好的氧化活性，研究还发现碳纳米管表面结构缺陷和羧基对其催化分子氧氧化乙苯反应具有不利的影响[14]。图1-2碳纳米管催化氧化乙苯示意图[8]该课题组研究进一步表明，向碳纳米管晶格中掺杂非金属氮原子对其催化乙苯氧化反应具有不利的影响。从图1-3中可以看出，掺氮碳纳米管氮含量的增加时其催化乙苯氧化反应的活性明显下降。有意思的是，最新研究发现，NCTS的这种抑制作用是在大量添加催化剂后发生的，事实上，当添加适当的NCNTs后，乙苯的转化率得到了提高，特别是目标产物苯乙酮选择性达到了80%，超过CNTs催化的60.9%，这个结果超过了金属催化剂的水平，具有很好的应用价值。图1-3不同总氮含量的NCNTs-HCl催化乙苯氧化性能[14]1.4本设计的目的21世纪倡导绿色化学，实现环境友好型发展，传统工艺适应不了日新月异的发展要求，迫切需要寻求更为经济适用，能可持续发展、环境友好且催化效率高的催化氧化体系。彭峰教授课题组研究发现，碳纳米材料应用于芳烃的液相催化氧化显示了好的催化性能，特别是对于具有重要工业应用价值的乙苯催化氧化展现出了高活性与目标产物选择性。最近的研究进一步表明，，氮掺杂碳纳米管具有很高的稳定性，控制好催化剂的用量，可以得到比碳纳米管更高的转化效率，是一种乙苯催化氧化合成苯乙酮和1-苯基乙醇的优良催化体系。本设计课题组实验室小试的的结果为设计依据，采用NCNTs作为催化剂，高选择性生产目标产物苯乙酮和主要副产物1-苯基乙醇，设计苯乙酮生产能力为5000吨/年的乙苯液相催化氧化新工艺。设计任务2.1设计任务前期实验得到的基本数据如下：NCNTs催化剂密度为0.8-1.2kg/dm3；宏观颗粒度为30-50微米；碳纳米管用量为乙苯质量的0.75%。反应温度：155℃，反应8小时，乙苯反应转化率46.％，各产物选择性：、、过氧化氢乙苯完全分解，其余为属于气相产物等。压力1.5Mpa的氧气作为氧化剂。设计生产能力为年产5000吨苯乙酮（纯度99.5%）；年生产时间300天。2.2乙苯催化氧化小试实验流程(1)将乙苯和氮掺杂碳纳米管催化剂加入到反应器中，超声处理五分钟形成悬浮液；所述掺氮碳材料催化剂用量为乙苯质量的0.75%。(2)将所得的悬浮液加热至155℃，通入氧气，常压下反应8h;(3)反应结束后，对反应混合物进行分离，得到固体催化剂以及含有乙苯、苯乙酮和1-苯基乙醇的液体混合物。(4)将步骤(3)中的液体混合物分离提纯，得到目标产物苯乙酮和主要副产物1-苯基乙醇。其中，步骤(3)得到的催化剂可回收再利用到（1）中反应设备工艺计算3.1乙苯催化氧化实验结果分析实验测试得到该反应在NCNT催化剂下，155℃反应8小时，转化率为46%，液相产物80%为苯乙酮、18%为1-苯基乙醇，无其他有机液相产物，但会存在水和气相产物。为了便于物料衡算先进行反应的碳平衡计算，确定经验的反应方程式，反应式用分子式简写为：C8H10+O2→C8H8O+C8H10O+CO2+H2O由于碳催化机理很复杂很难准确描述具体的反应，在此采用用碳平衡确定反应的宏观表达式。碳平衡计算，以1mol乙苯作为基准：图3-1碳平衡计算示意图反应前：乙苯含C摩尔数：1×8=8反应后：剩余乙苯：1-0.46=0.54，含C摩尔数：0.54×8苯乙酮：0.46×0.8×8，含C摩尔数0.46×0.8×81-苯基乙醇：0.46×0.18，含C摩尔数0.46×0.18×8CO2：未知为0.46x，含C摩尔数0.46x进行碳平衡，即：反应前含C摩尔数=反应后含C摩尔数解得x=0.16则反应式可由反应物与生成物的平衡关系式表达如下：H2O3.2反应物料衡算3.2.1设计参数及计算该反应为液相反应器间歇进行反应，，每次反应时间为8小时（考虑加料、升温与出料，预算为12小时），一天一个反应釜进行2次反应，按照一年300天工作时间计算。已知乙苯反应转化率46％，各产物选择性：、、则苯乙酮收率46%*80%=36.8%计算出每天苯乙酮产量为17.0842吨，换算为142.37kmol，则每天每釜需要的原料乙苯进料量：实际苯乙酮产量为3.2.2反应器物料衡算该反应为液相反应器间歇进行反应，，每次反应时间为8小时（考虑加料、升温与出料，预算为12小时），一天一个反应釜进行2次反应，按照一年300天工作时间计算。已知乙苯反应转化率46％，苯乙酮产物选择性为80%、1-苯基乙醇选择性为18%，则苯乙酮收率46%*80%=36.8%计算出每天苯乙酮产量为17.0842吨，换算为142.37kmol，则每天需要的乙苯进料量：催化剂NCNTs-SCUT加入量为乙苯投入量的0.75%，则催化剂NCNTs-SCUT投入量为未参加反应乙苯量苯基乙醇生成量反应消耗的氧气量：.依据经验，进口氧气的量过量50%，即通入氧气的量为：出口剩余氧气：3132.14kg产生的CO2量：产生的H2O量：对上述计算所得的各物系的数据进行核算，物料衡算示意图如图3-2图3-2物料衡算示意图核算结果如下：进口：乙苯加氧气41008.8+9396.42=50405.22kg出口：物理核算平衡达到：50405.22/50412.39=99.99%计算误差率：(50412.39-50405)/50405.22=0.01%核算结果如表3-1表3-1进出反应釜的物料衡算表组成输入输出质量/kg质量分数/%质量/kg质量分数/%氧气9.39642×10318.643132.146.21乙苯41.0088×10381.3622.1447×10343.93苯乙酮0017.0842×10333.891-苯基乙醇003908.057.75CO2001252.862.50H2O002890.445.72总计50.40522×10310050.41239×1031003.3反应热量衡算采用体系热量守恒原则进行反应热量衡算，即：进口统物料带入的热量、化学反应热、反应损失的热量加上系统热供给的热等于出口所有物料的热量，可以用下面公式Q1+Q反+Q系+QL=Q2表示式中:Q1—物料进口的热量，kJ；Q2—所有物料出口的热量，kJ；QL—反应热量的损失，kJ；Q反—化学反应放出的热量，kJ；Q系—系统需要供给的热量，kJ；对于Q系，外部环境加入系统的热量记为正，需要系统提供的热量记为负。如图3-3表示反应体系的热量衡算的示意图。图3-3热量衡算示意图3.3.1反应物进料的热量（Q1）在此可以将反应原料25℃的作为计算基准，即该温度下，反应物料进口带入的热量为:Q1=0。每天使用催化剂的量：，催化剂循环利用，由于固体物比热小，相对反应物量也很多小，可忽略反应前后热量变化。3.3.2化学反应热（Q反）按照碳平衡关系式计算该反应在标准状态下（298K）的化学反应热。反应式：查得各物质的标准摩尔生成焓（298K）如表3-2表3-2参与反应各物质标准摩尔生成焓数据物质乙苯苯乙酮1-苯基乙醇二氧化碳水ΔHfKJ/Kmol-29.81-86.9-138.7-393.79-241.81ΔH反应焓=(ΔHf)反应物-(ΔHf)生成物则:3.3.3反应器损失的热量（QL）取反应器热损失QL为5%，3.3.4出口物料带走的热量（Q2）查得知出口各物质在25-155℃的平均热容如表3-3，表3-3出口各物质25-155℃的平均热容单位：kJ/(kg·K)物质乙苯苯乙酮1-苯基乙醇水二氧化碳氧气平均热容1.91881.68812.07744.22460.98920.9508出口各物料量如表3-4表3-4反应釜出口物料量组成出口质量/kg质量分数/%氧气3132.146.21乙苯22.1447×10343.93苯乙酮17.0842×10333.891-苯基乙醇3908.057.75CO21252.862.50H2O2890.445.72总计50.41239×103100则所求Q式中，Gi--i物料的质量，kg；Cpi--i物料平均等压比热容，KJ/（kg*K);t--物料出口温度，428K；t0—系统计算基准温度，298K。则：3.3.5系统供给的热量（Q系）按照热量守衡公式计算Q系：Q1+Q反+Q系+QL=Q2结果计算Q系为负表明要系统要移走热量，因为氧化反应属于强放热反应。3.4换热设计计算3.4.1实际操作情况介绍按照热量衡算结果可知，该反应系统要移走热量，需要设计换热器在反应釜内换热移走反应热量；此外，实际操作过程中，反应温度为155℃，首先反应釜要预热，把乙苯升温至反应温度后，系统有加入的能量Q预，再通入氧气反应，此时反应放热，系统开启冷却水换热。由于反应器会夹带反应物与产物，防止损失，出口采用冷却回流，主要是乙苯，为了计算方便，生成产物都折合以乙苯计算，按照实验室小试的估计预测，回流反应釜的乙苯，每小时为：（156.61+361.31）×15%=82.19kg/h。共回流的乙苯：82.19×8=657.52kg。设定乙苯回流到反应釜的温度30℃，则相当于部分冷能加入了系统：由此可见，图3-4表示实际操作情况下的热平衡示意图。图3-4系统实际操作情况下反应釜的热平衡示意图3.4.2计算换热器面积（1）回流冷却器计算进口物料的温度为155℃，冷却后降至30℃，气相产物排放，液体蒸汽冷凝回流入反应釜。换热器交换热量：采用温度t=-5℃冷冻盐水冷却，，出口升温至10℃，热流体进口155℃，出口冷却至30℃；冷却冻盐水与床层液流逆向流动那么换热器面积：4.反应釜设计4.1筒体结构尺寸设计4.1.1确定筒体内径考虑氧化反应放热，而且氧气需要占据大的空间，按65%液体填充度计算，已知乙苯密度为868.02kg/m2，则反应釜体积为：取整反应釜所需容积V=80m3，选用2个反应釜并联进行反应，每天每釜反应2次，则每一个反应釜体积为：筒体内径D1计算：式中，V-反应器所需容积，m3；i-长径比圆整筒体内径：D1=2800mm=2.8m4.1.2釜体封头设计反应釜封头的一般采用椭圆形封头，以筒体内径为基准，所以釜体封头的内径也为2800mm。此内内径的标准封头总深度740mm,直边高度40mm。4.1.3筒体高度的计算反应釜筒体高度H1：其中，Vh—下封头容积，m3。圆整后反应釜筒体高度为H₁=2800mm=2.8m。反应釜的实际容积：其中，V1m—1米高筒体容积，m3/m；H1—筒体高度，m；V封—封头容积，m3。4.1.4夹套的直径和高度设计夹套用于反应体系换热，向其中加入加热或者冷却介质，以对反应釜内进行加热或者冷却。夹套直径参照筒体直径尺寸：D2=D1+200=2800+200=3000mm=3.0m。常用的夹套一般只有下封头，封头直径与夹套筒体内径相等。夹套的高度一般大于筒体内液面高度。反应釜的装料系数通常取η=0.6～0.85，本设计装料系数η取0.8。夹套筒体高度H2：圆整，H2=2200mm=2.2m反应釜的传热面积F主要包括封头以及一部分筒体的表面积，应满足要求：其中，F封—封头表面积，m2；F筒—筒体表面积，m2。4.1.5反应釜强度计算在进行反应釜及夹套的强度和壁厚计算时须考虑釜内和夹套内的压力比较，如果反应器的内压大于夹套内的工作压力，就按照内压计算；反之则按照外压计算反应釜筒体和封头计算强度。筒体内液体对筒体壁压强P1H==×0.863×103×9.8×2.8=0.024MPaP1C=P1＋P1H=1.5+0.024=1.524MPa；p筒体内压力p1c大于外压力p2c，因此用内压容器的设计方法确定壁厚。釜体为受压强为1.524MPa内压作用的圆筒选用材料为Q235-A，标准GB-3274，选用的为双面焊的对接焊缝且局部无损伤，故选取筒体及夹套焊接接头系数，设计温度下材料需用应力查得负偏差C1=0.8、腐蚀裕量C2=2，则C=C1+C2=2+0.8=2.8。筒体计算厚度筒体设计厚度筒体名义厚度有效厚度设计温度下筒体的最大允许工作压力为故反应釜筒体壁厚为25mm4.1.6釜体封头厚度的计算釜体封头选用直径为2800mm的标准封头，查得其形状系数K=1.0，假设封头壁厚也为25mm，有故反应釜封头壁厚为25mm4.1.7夹套筒体壁厚的计算材料选用为Q235-A，将反应设备的夹套和筒体双面进行焊接。封头选用标准的椭圆形封头，查得负偏差、腐蚀裕量，则。155℃＝119Mpa。夹套筒体设计厚度夹套筒体名义厚度有效厚度设计温度下封头筒体的最大允许工作压力为故夹套筒体壁厚为11mm4.1.8夹套封头壁厚的计算夹套封头的壁厚：mm夹套筒体名义厚度有效厚度设计温度下封头筒体的最大允许工作压力为故夹套封头壁厚为11mm综上，反应釜夹套筒体及封头部分壁厚皆为11mm。反应釜结构设计结果如表4-1.表4-1反应釜计算结果内径壁厚筒体高度反应釜筒体2800252800反应釜封头280025夹套筒体3000112200夹套封头300011 4.2反应釜搅拌器的设计反应釜中，配装的搅拌装置有加快反应速率、加强反应物混合等作用。设计工程中，不仅要计算确定搅拌器的形式和型号，还要依据系统要求计算电动机、减速机、搅拌轴以及轴封等部件的数据指标后按照相关标准取用。搅拌装置通常分为搅拌器和搅拌轴两部分。对于此次设计中用于有机液体的搅拌，选用框式搅拌器。一般框式搅拌桨的直径较大，是反应釜釜内直径的2/3—9/10。本设计采用框式搅拌器。4.2.1反应釜的搅拌器此次设计中采用不锈钢制框式搅拌器，材料选择1Cr18Ni9Ti，标准为HG5-757-73。查得在反应釜直径为2800mm时，搅拌器直径，轴径d选取110mm，宽度b=180mm，H=2010mm，N/n≤0.85，电动机功率N为15kW，转速选择为80转/分，则有N/n=0.18754.2.2反应釜搅拌器轴功率反应釜搅拌器在搅拌过程中Re<30时，雷诺数Re跟搅拌器叶轮的搅拌功率准数Np呈反比。其中，Kp—功率常数；D—搅拌桨叶外径，mm；b—桨宽，mm;H—桨高，mm；Re—雷诺数；因为\,所以轴功率：其中Np—搅拌功率准数；ρ—体系密度，kg/m3；μ—体系最大黏度；P—搅拌功率，kW。4.3搅拌轴及其传动装置的设计4.3.1强度计算根据扭矩计算轴强度[18]时，搅拌轴的弯矩可忽略。实心轴搅拌直径扭转强度：式中，P—传递功率，kW；n—轴转速，r/min；τmax—轴横截面上最大剪应力，MPa；T—轴受扭矩，N·[τ]—许用扭转切应力，MPa；WT—轴的抗扭截面因数，mm34.3.2刚度的计算为防过大的扭转引起搅拌轴乃至反应釜的振动，关系式作刚度条件其中，θ—轴扭转变形的扭转角，om；[θ]—许用扭转角，om，G—搅拌轴材料剪切弹性模数，MPa；IP由上式得搅拌轴实心轴直径搅拌过程中搅拌轴会受到混合液的剪切作用和冲击作用，所以轴径要满足强度和刚度两个条件，取较大值。因为反应时介质对搅拌轴可能有一定腐蚀作用，所以轴径应适当增大、圆整。那么，取搅拌轴直径。..4.4电动机的选用电动机所需功率：其中，P轴—搅拌功率，kW；Pm—损失功率，kW；本设计选用电功率=80KW，n=1470r/min，型号为Y280M-2的Y系列异步电动机，其额定功率90kW，效率92.5%，功率因数等于0.89。，校核选择的电动机那么符合工艺要求，因此可以选用此型号电动机。4.5减速机和联轴器的选用根据上述电动机的设计，本次设计选用的减速机是BLD17-6-23型号、减速比T为23的摆线针齿行星减速机，该减速机下搅拌器的搅拌速率搅拌轴的传动选用联轴器选择型号为Q/ZB121-73的凸缘联轴器。分离工艺计算5.1物料衡算表5-1物料原始数据物料分子量沸点原料质量（kg）含量（wt%）摩尔质量（kmol）苯乙酮120202.317.0842×10339.60142.37乙苯106136.222.1447×10351.34208.91231-苯基乙醇122203.93908.059.0632.03总量//43.13695×103100.00383.31因1-苯基乙醇含量较少，将其带入苯乙酮简化体系计算原料液的摩尔分数塔顶产品的摩尔分数塔底产品的摩尔分数原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料处理量总物料衡算.{解得：D=8.7022kmol/h，W=7.2916kmol/h式中F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量表5-2物料衡算表进出项目数量（kmol/h）项目数量(kmol/h)进料F15.9936产品D8.7022塔底出量W7.2916合计15.993615.99365.2理论塔板数的确定5.2.1求最小回流比由公式xA=乙苯-苯乙酮的气液平衡数据计算如表5-3表5-3乙苯-苯乙酮气液平衡数据T/℃xAyAT/℃xAyA1351.01531.00251600.44620.8121137.50.94690.9908162.50.39050.77431400.88560.97891650.35120.7397142.50.80360.9600167.50.31590.70451450.73230.94021700.28410.6686147.50.66990.9199172.50.25520.63231500.61470.89911750.22900.59551530.55650.8735177.50.20500.55841550.52170.85621800.18290.5209157.50.48890.8364188.10.09770.3344采用作图法求最小回流比。饱和液体进料，故q=1。q线与平衡线的交点坐标为，故最小回流比为：5.2.2理论塔板数NT的求取采用图解法求理论板层数。由表5-1知乙苯-苯乙酮物系的气液平衡数据，并根据其平衡数据用Origin画出平衡曲线绘出x-y图，如图图5-1图解法求理论塔板数最少理论塔板数,即全回流时所需的理论塔板数,由上图可知,(包括再沸器)在实际操作中，常取最小回流比的（1.1～2.0）倍作为实际回流比。主要根据经济核算来决定。所以在本次设计中，回流比的确定对精馏分离装置实际尤为重要。故采取以下方法来确定本设计采用的回流比。令R/=β，给定不同的β，从而求出相应的回流比R。然后求出（R-）与（R+1）的比值，即得到吉利兰关联图（如图4-2）的横坐标X，用吉利兰图求出理论板数N，并计算N（R+1）。在本设计系统中，设R=β,取β=（1.1～2.0）,对设备费用和操作费用进行计算结果如表4-2表5-4实际回流比-费用数据R/RminRNN(R+1)1.10.426625.686336.64351.20.465421.936432.14471.30.504120.662931.07991.40.542919.920830.73621.50.581719.389330.66811.60.620518.968130.73751.70.659318.615030.88711.80.698018.308531.08861.90.736818.036731.326420.775617.791731.5910由表4-2可知，当R/=1.5时，设备费用和操作费用的和最小，故设计中取R/=1.5。即精馏段操作线方程:提馏段操作线方程：图5-2图解法求理论塔板数如图5-2所示。求解结果为：本设计总理论板数为13块，精馏段理论板层数，提馏段理论板层数，进料板位置第9块塔板5.3物性数据计算5.3.1操作温度的计算通过乙苯-苯乙酮气液平衡表，各段操作温度可用内插法算得。利用差值法克求得yF、yD、yW塔顶气相组成yD:进料塔板气相组成yF:塔底气相组成yW：5.3.2操作压力塔顶操作压力：单层塔板压降：进料板操作压力：塔底操作压力：那么精馏段平均压力：同样的，提馏段平均压力：5.3.3计算平均摩尔质量塔顶液液相平均摩尔质量MLD=进口原料液液相平均摩尔质量MLF=塔底釜残液液相平均摩尔质量MLW=那么精馏段液相平均摩尔质量ML1=（MLD+MLF同样的，提馏段液相平均分子量ML2=（MLF+MLW塔顶液气相平均分子量MVD=原料液气相平均分子量MVF=釜残液气相平均分子量MVW=精馏段气相平均分子量提馏段气相平均分子量5.3.4平均密度已知密度的求算公式混合液密度：混合气密度：（单位：kg/m3）(其中，w为质量分数，M为平均相对分子质量)分别计算塔内各段组成的乙苯、苯乙酮的密度。不同温度下乙苯、苯乙酮密度如表5-5表5-5不同温度下乙苯、苯乙酮密度（单位：kg/m3）T/℃乙苯苯乙酮120776.2939.2140756.7921.0160736.4902.5180715.1883.6200692.7864.1220669.1844.0tD=135.72℃tF=153.98℃tW=200.7℃那么精馏段液相平均密度即为同样的，提馏段液相平均密度塔内各段组成气相密度那么精馏段气相平均密度即为同样的，提馏段气相平均密度5.3.5黏度的计算依照式计算液体平均黏度表5-6不同温度下乙苯、苯乙酮黏度（单位：mPa/s）T/℃乙苯苯乙酮1200.2590.4261400.2260.3471600.2000.2871800.1790.2422000.1650.2072200.1450.179利用内插法和表5-6数据计算各段组成液相平均黏度tD=135.72℃tF=153.98℃tW=200.7℃那么精馏段平均粘度即为：同样的，提馏段平均粘度：5.3.6计算平均表面张力利用式液相平均表面张力表5-7不同温度下乙苯、苯乙酮表面张力（mN/m）T/℃乙苯苯乙酮12018.8128.3114016.8226.1716014.8624.0718012.9421.9920011.0719.942209.25117.93运用插值法和表5-7数据求各段组成的液相平均表面压力（1）塔顶液组成平均表面张力tD=135.72℃（2）进料板液相平均表面张力tF=153.98℃（3）塔釜液组成平均表面张力tW=200.7℃那么精馏段平均表面张力：同样的，提馏段平均表面张力：5.3.7计算相对挥发度相对挥发度可由式计算。塔顶组成相对挥发度进料板组成相对挥发度塔底组成相对挥发度精馏段平均相对挥发度：QUOTEα1=αD+提馏段平均相对挥发度：QUOTEα2=αW+α5.4塔板效率计算5.4.1塔板效率全塔效率可根据式算出。（1）精馏段塔板效率可知，，则（2）提馏段塔板效率可知，，则5.4.2计算实际塔板数Np图解法求理论塔板数的结果为总理论板层数13块（包括再沸器），精馏段理论板层数5块，提馏段理论板层数8块（包括进料板）。则，精馏塔精馏段实际塔板数：精馏塔提馏段实际塔板数：全塔实际塔板总数：第18块板为实际进料板5.5分离设备热量衡算5.5.1冷凝器计算设计（1）热负荷QC表5-8不同温度下乙苯、苯乙酮的汽化热（KJ/mol)T/℃乙苯苯乙酮12036.7648.5014035.5147.3216034.2546.1018033.0044.8220031.7443.4722030.2242.05由表5-8数据以及插值法计算不同温度下乙苯、苯乙酮的汽化热（kJ/mol)tD=135.72℃时则塔顶液平均汽化热（2）消耗冷却水的量一般取常温冷却水的进口温度为20℃，出口升温为40℃。平均温度t查得30℃时冷却水的比热容：那么冷却水消耗量计算为：W5.5.2再沸器计算设计（1）热负荷QB塔底温度tW=200.7℃那么塔釜液平均汽化热计算如下：因此热负荷为：（2）消耗加热蒸汽的量加热蒸汽选用的饱和蒸汽，查得5.6塔内结构设计5.6.1塔径（1）精馏段塔径计算气液相体积流量流率：空塔气相速度（按全塔截面计）由式计算：安全系数可取（0.6～0.8），本设计取为0.7。则式中：-液相组成密度，kg/m3；-气相组成密度，kg/m3；C-负荷系数，由Smith关联图查得；-极限空塔气速，m/s图5-3Smith关联图在Smith关联图中，为横坐标；参数本设计取，查图5-3得：=0.06修正：则空塔气速QUOTEu=0.7×umax=0.7×1.6969=1.1878则塔径计算：QUOTED=4VSπu圆整得D1=0.6m=600mm塔直径为600mm的截面积：所以实际空塔气速QUOTEu=1.8612.01=0.926m/s（2）提馏段塔径计算提馏段参数本设计取，读得：C20=0.057修正C，：提馏段空塔气速：依据流量公式计算塔径：QUOTED=4VS圆整得D2=0.6m=600mm由计算结果可知精馏段和提馏段塔径都为600mm，则塔径D=600mm。塔截面积实际空塔气速：5.6.2精馏塔壁厚筒体壁厚精馏塔可以视为内压容器，其各种参数设计如表4-7本设计采用全焊缝对接焊，对焊缝作局部无损探伤，则∅=0.85。筒体设计参数如表5-9所示：表5-9精馏塔筒体设计参数许用应力/MPa设计温度/℃设计压力/MPa1132400.5筒体计算厚度δ1：圆整筒体厚度δ1：由计算厚度查得，钢板负偏差C1=0.4mm筒体设计厚度δd1：筒体的名义厚度(∆为圆整值)δn1筒体的有效厚度δe1：封头壁厚封头的种类规格较多，本设计采用椭圆形封头，公称直径；10-6封头计算厚度（已知∅=0.85）δ2：圆整封头厚度δ2：由计算厚度查得，钢板负偏差C1=0.封头的名义厚度（取圆整值∆=0.6mm）δn2：封头的有效厚度δe2：5.6.3溢流堰计算溢流类型选为单溢流，一般取堰长为（0.6～0.8）D,其中D为塔径。本设计采用单溢流弓形降液管，平直堰结构。精馏段溢流堰计算：取堰长为0.6D：=0.6D=0.60.6=0.36m堰上液头高度可按式计算，式中，-液体流量，m3/h；为堰长，m；E-液流收缩系数，可近似取E=1。则精馏段出口堰高：QUOTEhW=hL−提馏段溢流堰计算设计提馏段出口堰高：QUOTEhW=hL−h5.6.4塔总体高度（1）塔底裙座图5-4裙座结构示意图裙座是塔设备的主要支撑形式。采用圆筒形，裙座壁厚取16mm基础环内径：Dib基础环外径：Dob圆整基础环厚度:Dib=400mm,Dob=1000mm；考虑到再沸器、维修、操作等过程，本设计裙座高度取3m，按规格选用地角螺柱M36×3.5。（2）封头封头的种类规格较多，本设计采用椭圆形封头，公称直径；封头计算厚度（已知∅=0.85）δ2：圆整封头厚度δ2：由计算厚度查得，钢板负偏差C1=0.封头的名义厚度（取圆整值∆=0.6mm）δn2：封头的有效厚度δe2：以内径为公称直径，选用标准封头，该型封头的曲面高度，直边高度则该封头高度为。图5-5封头尺寸设计示意图（3）吊柱对于较高的室外无框架的塔设备，在塔顶设置吊柱，便于安装和拆卸内件等，节省生产成本，一般取15m以上的塔物设吊柱。塔径D=600mm，选用吊柱起吊重量G=500kg的吊柱，臂长S=500mm，悬臂曲率半径R=750mm，垫板距离e=250mm，高度L=2650mm，上下支座高度差H=500mm，吊钩与封板距离L，质量为222kg。（4）人孔设置人孔所在的塔板间距要增高，且人孔不宜设置过多，所以一般板式塔每隔10～20层塔板或5～10m塔段，才设置一个人孔。本设计中分离精馏塔共有28块塔板，选择在塔顶和塔釜各设置1人孔，在进料处设置1人孔，所以共设置3个人孔，人孔所在板间距取为0.8m（6）塔顶空间高度塔顶空间高度HD指塔顶第一层塔板到塔顶封头的底边处的距离，其作用是安装塔板和开人孔。HD一般取1.0～1.5m，本设计取（7）塔底空间高度塔的底部空间高度一般会受到储液量停留时间、加热蒸汽管安装方式及安装高度、塔底液面至最下层塔板之间的间距影响。值得注意的塔底空间高度是指塔底最底层塔板到塔底下封头切线的距离。本设计中取釜液停留时间取5min，塔底液面至最下层塔板之间的间距，取为1米。计算结果圆整取HB=1.90m（8）精馏塔塔体总高度即塔体总高度：5.7物料管设计选择5.7.1进料管本设计采用直管进料，料液选择高位槽进料。当料液选择高位槽进料时，进料管内流速uF可取为0.4～0.8m/s。本设计取u进料体积流量VS：进料管管径dF：因此选用的外管DN1校核设计流速uS：上述计算，证明进料管适用。5.7.2回流管本设计采用直管回流，料液选择重力回流。当回流液选择重力回流时，回流管内流速uR可取为0.2～0.5m/s。本设计取u回流管管径dR：选用内管DN校核回流管流速uR：符合速度在0.2～0.5m/s范围内5.7.3塔底出料管本设计选用直管塔底出料管设计，塔底釜残液流出速度uW一般可取为0.5～1.0m/s，本设计取u塔底出料管管径dW：选取外管DN1校核塔底出料管流速uW：符合速度在0.5～1.0m/s的范围内5.7.4塔顶蒸汽管蒸汽管一般的适宜流速为15~25m/s，取蒸汽流速，则蒸汽管管口内径塔顶蒸汽管管径dV：选取外管DN1校核塔顶蒸汽管流速：符合速度在15～25m/s的范围内5.7.5塔底蒸汽进气管蒸汽管一般的适宜流速为15~25m/s，取蒸汽流速，则蒸汽管管口内径塔底蒸汽管管径dV'选取外管DN1校核塔底蒸汽进气管流速：符合速度在15～25m/s的范围内6.车间布置设计6.1简述本设计的整体车间布置主要包括催化剂储存车间、原料车间、产物分离车间、产品贮存仓库、生产车间及各功能室等。6.2各类车间的面积6.2.1功能室的面积办公室区域面积维修室占地面积中央控制室占地面积6.2.2发展需要预留空地面积为便于厂房增建等预留空地6.2.3生产车间面积反应釜放置车间综合因素选择占地面积6.2.4液体原料车间面积每天乙苯消耗量为41008.8kg，即47245L。令原料储存量可供车间生产6天，取用直径，高为3.6m的12500L搪玻璃贮存罐，需要23个，所以占地面积。圆整。其中氧气消耗来源采用公共工程管道输送6.2.5催化剂存贮车间面积车间面积6.2.6产物分离车间面积精馏塔是产物分离车间的主要设备，占地面积3.14×1.32=5.31m2，则分离车间的总面积，圆整为.6.2.7产品仓库面积产品分装到圆柱桶中取用，的圆筒状桶体分装，其体积为1.1775m3，占地面积等于0.785m2。；；设产品存放6天，相同的产物可两桶叠放在一起，则各自桶数：两产品各自占地面积；所以6.3车间布置设计简要原则①车间布置尽量简洁节省空间以②便于生产管理，安装、操作、检修。③要符合有关法规规范，保证生产安全。④要留有发展余地，便于将来扩建或增建。安全生产与防护安全生产理念须贯彻整个化工生产过程。生产人员进行生产时要牢固安全意识，不仅要在做好个人防护前提下妥善、规范操作各类设备，还要预先制定好化学品泄露、火灾等应急处理措施。7.1操作注意事项（1）注重生产人员安全知识技能培训，安全意识常怀于心，安全无小事（2）保持通风，生产环境卫生条件也应保证（3）生产人员进行操作时必须做好个人防护（4）配备消防器材，做好迅速应对生产中可能出现的意外的应急准备。（5）各生产设备及附件、管道等，要定期检查检修本设计涉及易燃、有毒有害有机化学品，不幸接触或者摄入对人体伤害较大，因此原料及产品使用及转运等要做好安全防护，妥善操作。此外各化学品储存点应远离热源及火种，选择阴凉通风的地方。

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