年产二千吨环己烷工艺设计.doc

南京工业大学毕业设(计论文)33 2kt/a环己烷工艺设计摘 要本文主要根据国内环己烷生产水平，以生产实践为主要依据，结合国内已较为成熟的环己烷生产方面的经验所写，重点介绍了苯加氢制环己烷的生产工艺，全面的叙述了环己烷生产的基本原理、工艺计算和主要设备的选择等相关内容。关键词： 环己烷 工艺 苯加氢 计算 设备The process design of 2kt/a cyclohexaneAbstractThis paper(article) fully introduce the basic production principle, calculate for process and main equipment of cyclohexane production, according to the domestic production level, production practice and experience of cyclohexane. The production process of hydrogenation of benzene to cyclohexane was emphasized here. Key Words: Cyclohexane; Process; Hydrogenation of benzene; Calculate; Equipment目 录摘 要IAbstractII第一章 环己烷概况- 1 -1.1基本概况- 1 -1.2 物理性质- 1 -1.3 化学性质- 3 -1.4 主要用途- 4 -1.5 安全、卫生、贮存及运输- 4 -1.6 环己烷主要原材料的规格、来源- 5 -1.7 产品质量标准- 5 -第二章 环己烷的生产工艺- 7 -2.1 工艺路线的选择- 7 -2.2 催化剂的选择- 8 -2.3工艺流程- 11 -第三章 工艺计算- 14 -3.1 生产规模及产品方案- 14 -3.2物料衡算- 14 -3.3 热量衡算- 17 -第四章 反应器的设计- 20 -4.1工业反应器的基本类型- 20 -4.2反应器的选择- 20 -4.3反应器的计算- 20 -第五章 生产过程中的安全与防护255.1火灾、爆炸危险性一览表255.2主要安全和劳动保护措施255.3安全生产要领265.4防火防爆的要点26第六章 三废处理及环境保护276.1三废处理276.2环境保护27第七章 展望28第八章 附录298.1带控制点的工艺流程图298.2 设备一览表30参 考 文 献31致谢32 南京工业大学毕业设计(论文)第一章 环己烷概况1.1基本概况1893年，Baeyer合成环己烷。不久之后，mapkoBHNKOB 在高加索石油馏分中发现了环己烷。1931年又证实了美国石油中存在环己烷。1898年首次用苯加氢制得环己烷，发展至今，环己烷已成为一种重要的石油化工原料。1983年世界环己烷的生产能力已逾387万吨/年，其中美国约占40%，西欧26%，日本15%。1.2 物理性质环己烷具有“船式”和“椅式”两种分子构象。从一种构象向另一种构象转变，涉及绕碳-碳键的旋转。这种旋转的能垒低，能使环己烷迅速地从一种构象转变为另一种构象。据估计，在室温下每1000个环已烷分子中只有1个分子处于“船式”构象，势能比“椅式”高2125kJ/mol(56Kcal/mol). 环己烷的构象对于作尼龙原料的用途，并没有任何影响。性液体，易挥发,具有刺激性气味. 不溶于水，可溶于乙醇、乙醚、丙酮、苯、四氯化碳等有机溶剂。在空气中的爆炸极限1.318.35%(V),毒性较大。其具体的物理性质如表1-1所示,蒸汽压数据如表1-2所示。 表1-1环己烷的物理性质单位环己烷分子量84.157沸点80.738熔点(凝固点+6.554相对密度d4200.77855折射率nD201.42623熔融热(101.3kPa)kJ/mol2.6787熔融熵J/mol9.575汽化热(在沸点)kJ/mol29.977汽化热(在298.16K) kJ/mol33.059苯胺数7闪点（闭杯，98%）-18自燃点260汽化熵(在沸点)J/(mol.k)84.70燃烧热（298.16K）kJ/mol3922.45生成热（g）kJ/mol-123.22S0298.16KJ/(mol.k)298.435F0J/(mol.k)31.778临界温度280.3临界压力MPa(bar)4.07(40.7)临界密度g/cm30.273动态粘度mPaS0.977恒压热容Cp,300K 800KJ/(mol.k)107.098279.51表面张力Mn/m24.98Antonie蒸汽压方程常数 A6.84130 B1201.531 C 222.647表1-2环己烷的蒸汽压温度蒸汽压mmHg温度蒸汽压mmHg温度蒸汽压mmHg温度蒸汽压mmHg6.694047.77225078.95072082.03279011.015052.67830079.40573082.45280014.576060.79240079.85474086.4790026.6728067.42250080.29975090.15100025.14310073.07460080.73876096.73120034.91215078.02870081.174770105.2150042.0020078.49271081.6047801.3 化学性质环己烷和一切不饱和烃一样，不容易和其他化合物反应，它只能在150以上的温度下与非常活泼的化合物反应，或者在较低的温度下，与那些已通过某种方法（如光作用）活化了的化合物起反应。主要化学性质如下：（1） 氧化 环己烷最重要的工业用途就是氧化反应。工业生产中为了抑制副反应和深度氧化，通常采用较低的单程转化率，如5%左右，酮醇选择性可达70%以上。环己烷和环己酮的混合物可用作生产己内酰胺或己二酸的原料。（2） 亚硝化 在紫外线辐照下，环己烷与亚硝酰氯反应，生成亚硝基环己烷。此反应选择性很高，亚硝基环己烷同时重排最终生成己内酰胺。（3） 硝化 用35%的硝酸在液相使环己烷硝化，得到硝基环己烷，选择性58%。主要副产物是己二酸及少量环己醇、环己酮、亚硝酸环己酯和硝酸环己酯。亚硝酸环己酯亚硝酸环己酯。（4） 氯化 和其他类似的取代反应一样，环己烷的氯化是典型的饱和烃取代反应，主要区别是，环己烷氯化时只生成一种单取代产物，在低转化率下，生成单一产物的选择性很高。（5） 脱氢 环己烷脱氢反应生成苯,是催化重整过程中发生的重要的化学反应之一.这是一个吸热反应,转化过程中体积增大,所以高温低压有利于脱氢生成苯.（6） 异构化 以三氯化铝为催化剂,环己烷异构化为甲基环己烷,收率可达96%.水、烯烃或其他质子接收剂存在，可提高异构化催化剂AlCl3-HCL的活性。（7） 磺化 在室温下，发烟硫酸（15-20%过量SO3）对环己烷的影响甚微,这种处理可用分离芳烃化合物和环己烷.用更强的酸(35-65%SO3)和更长的反应时间,则生成环己烷磺酸和苯磺酸.1.4 主要用途环己烷在工业上的用途主要是用于制备环己醇、环己酮、己二酸、己二胺及己内酰胺等化原料，这些原料中己二酸、己二胺及己内酰胺广泛用于合成纤维工业中，生成尼龙-6、尼龙-66等合成纤维。环己烷能溶解多种有机物，毒性比苯小，也是纤维素、树脂、蜡、油脂、沥青和橡胶的优良溶剂,在作溶剂时，通常用环己烷和其它烃类的混合物，并可用作聚合反应稀释剂，如作热塑性弹性体SBS的聚合溶剂，也可作为农药和医药中间体。用作溶剂或合成锦纶的原料。环己烷可直接被氧化成己二酸。1.5 安全、卫生、贮存及运输环己烷与其他低级烃一样，当作用于局部时，因其很快的蒸发而刺激皮肤。当吸入时有麻醉作用，但比相应的烷烃（己烷）弱。它和苯不同，不形成血液毒。对温血动物麻醉作用快，但不会引起间歇性痉挛或战栗。可使血压降低，相对来说，脉搏比吸收减少更为明显。对小鼠的致死浓度为20000ppm,作为溶剂使用远远比苯的毒害小。工作场所环己烷最高允许浓度为30ppm(1015mg/m3)，在这样的浓度下慢性中毒不明显。工业环己烷用镀锌桶包装，装料量占桶容积的80%，每桶净重160kg,包装桶盖必须密封。试剂环己烷用玻璃瓶装，每瓶净重 0.5 千克。应贮存在阴凉通风的库房里，库房不超过28度，远离热源和火种，运输勿倒置、勿抛掷，避免阳光直射。装卸时禁止滚桶，撞击，摩擦，贮存期不超过半年。 本品为一级易燃液体，仓储运输应严格按一级易燃液体规定执行。1.6 环己烷主要原材料的规格、来源原材料的规格、来源如表1-3所示表1-3主要原材料的规格、来源序号物料名称主要规格年需要量来源1苯比重：0.8820.886色度（PtCo）：10凝固点：5.4总硫：1mg/kg1- 96%馏程：1（含80.1）H2S试验：阴性溴指标：10酸洗色度：1#酸性：无游离酸甲苯甲基环己烷：300mg/kg正庚烷：50mg/kg2kt罐区（界外）2氢气H299.9%（vol）CO+CO210ppmO2 50ppm总硫 2ppm水 30ppm氧 50ppm2000kNm3本厂（界外）5苯加氢催化剂*Ni-Al2O30.7t (初装量)外购汽车运入1.7 产品质量标准产品环己烷符合生产环己酮标准要求。其规格为：环己烷 99% 苯 20ppm工业环己烷按 Q/QCC 6792(企标)；化学试剂环己烷按 Q/QCC 85-93 (企标)，具体数据可参见下表：指标名称工业环己烷化学试剂环己烷一等品合格品分析纯化学纯密度20，g/cm30.7750.7850.7750.7900.7780.7800.7740.780结晶点，C 5.55.55.55.0在0C，101.3kPa下馏程范围，C80.581.5 80.082.080.581.580.082.0馏出 95ml 时的间隔温度，C 1.0折光率，D201.42551.42651.42501.4265不挥发性，%0.0020.0020.0020.005硫酸染黑物质合格第二章 环己烷的生产工艺2.1 工艺路线的选择 工业上生产环己烷的方法可分为两类：第一类是苯催化加氢法，根据反应条件的不同，又可分为液相法和气相法；第二类是石油馏分的分馏精制法。其中苯催化加氢法是环己烷的主要生产方法，1983年在美国占87%。而在西欧和日本，所有的环己烷都是用苯催化加氢法生产的。苯气相加氢工艺和液相加氢工艺的比较，如表2-1所示。表2-1苯加氢的各种工艺技术比较DSM技术（东方公司引进）国内技术 IFP技术（辽化引进）BASF技术反应温度,20040080200180200200反应压力,MPa3.21.02.72.5催化剂及寿命Pt- AL2O3,5年Ni-AL2O3,2年NiPS2,36月可溶性催化剂,连续消耗转化率, %99.999.5100(催化剂活性高时)100技术特征1、固定床气相加氢工艺固定床气相加氢工艺液相加氢工艺液相加氢工艺2、反应热用热油移去,副产0.9MPa蒸汽反应热用水移去,副产低压蒸汽反应热用水移去,副产低压蒸汽反应热用水移去,副产低压蒸汽3、防止催化剂结块,原料苯经衡沸蒸馏脱水至100ppm）催化剂在气体鼓泡和液体用泵循环的联合作用下呈悬浮状态,产品烷经稳定塔除去轻组分。4、反应温度控制在不高于420,以免发生烷的异构化反应反应温度严格控制在不高于260,以免发生副反应,并损坏催化剂随着催化剂活性降低,补加新催化剂,当催化剂达一定量后,则停车更换催化剂原料苯经衡沸蒸馏脱水至99.999.54液体空速1.61.80.60.85催化剂寿命 年510246催化剂来源进口国内国内催化剂产品7产品环己烷质量含苯20ppm含苯200ppm8操作维护反应温度范围较宽，不易因过热损坏催化剂反应温度范围较窄催化剂寿命短铂催化加氢法的优点是转化率高，空速大，催化剂使用寿命长。但催化剂价格昂贵，须进口，装置投资大。镍催化加氢法的优点是装置投资较少，催化剂较便宜能自供，流程短，国内技术成熟可靠，广泛应用于中小装置。本篇中10kt/a苯加氢制环己烷生产工艺选用镍催化剂.（1）镍催化剂性质催化剂型号为NCG型。NCG型催化剂是以镍为主催化剂，以氧化铝为主要载体。主要物化性质如下：外观 黑色或灰黑色圆柱形颗粒直径 5+/- 0.05mm高度 5+/- 0.05mm堆密度 0.9/1.3kg/l比表面 80/170m2/g产品标准：Q/320000NH036-91(2)原料和气体中的有毒杂质对催化剂的影响：、硫的影响：原料中的硫及硫化物（如：H2S、COS、噻吩等）很容易与催化剂中的主活性成份镍化合，以最简单的H2S中毒为例，其反应式为：Ni+H2S NS+H2 有机硫化物的分子愈大，其锚链效应也愈严重，对活性影响愈严重。因此，要求氢气中不含硫、物料中硫含量小于3PPM。、氯的影响：氯对催化剂的毒害比硫大得多，约为数倍至数十倍。因此，对于H2及原料中的氯含量的控制要比硫含量的控制更为严格，要求氢气中不含氯。原料中含氯量应小于0.5PPM、油的影响：油的来源往往出自循环机或压缩机上的润滑油。润滑油复盖于催化剂内外表面上，并在催化剂工作条件下会逐步发生聚合、碳化等反应。这样不但造成催化剂有效表面的不断减小，而且还会造成催化剂床层阻力的不断上增。同时，油中所含硫等杂质使催化剂中毒。因此，必须采取有效措施。严防油带入催化剂层中。、氨的影响：氨能可逆地吸附在镍上，占据活性中心。因而对催化剂活性不利。因此，以无氨最为理想。当氨含量小于100PPM时，对苯加氢反应来说影响甚微，氨含量过大，对催化剂的活性与机械强度都是有害的。、水的影响：水也是能可逆地吸附在镍上，占据活性中心，因而对催化剂活性是不利的。因此要求无水最为理想。当水汽含量小于800PPM时，则对苯加氢反应影响甚微。、铁粉和粉尘的影响：它们复盖在催化剂表面上，造成不利的影响。尤其是铁粉之类，还会引起副反应。因此，都必须严格控制。(3)镍催化剂的活化1)还原原理：NCG型催化剂的预还原过程已在专用的装置中进行，这样能具备很好的还原条件。如较高的还原温度、纯净的氢气、采用较高的空速等等。但还原后的催化剂因高活性的金属镍微晶具有高的表面自由能，和空气中的氧接触会迅速氧化燃烧。因此必须在一定的条件下，与微量氧反应，使催化剂表面生成一薄层氧化镍膜。以便能在催化剂运输，装填中保证安全。因此，预还原催化剂装入工业反应器后，只需将氧化镍膜还原。纯氧化镍的还原化学反应方程式为：NiO+H2 Ni+H2OH373K=-3.52千焦耳/摩尔在实际还原条件下是微放热反应，还原气体中往往会有少量的O2、CO、CO2等杂质，这些杂质能与催化剂化合发热或以催化剂的作用而发生放热反应。因此，一方面严格控制这杂质的含量（要求小于20PPM）另一方面要有防止超温的措施。2)还原操作、在全系统进行气密性检验合格后，即用含氧小于2%的氮气彻底置换系统，分析进出口氮气中氧含量相等为止。、用合格工艺氢气置换系统，分析出口中的氧含量小于0.1%为置换结束。、接着按以下条件进行升温还原。氢空速：3001000h-1氢压力：常压0.5MPa2.3工艺流程主要工艺路线如下：新鲜氢气、循环氢气与苯混合汽化后在160、1.0MPa以及镍催化剂催化下转化为环己烷。该工艺采用国内较为成熟的技术，投资少，运行可靠。(1)工艺流程描述苯加氢生成环己烷为一放热、气相平衡反应，在加氢催化剂表面，在温度约130180下进行。加氢催化剂（NCG型苯加氢催化剂）以镍（Ni）为主催化剂，以氧化铝（AL2O3）为主载体。苯加氢反应器内有6m长管子，其中装有上述催化剂。在这些反应管周围充有从锅炉来的热水，通过其汽化副产低压蒸汽而移去反应热。要严格控制原料苯和氢气中硫、氯、油、氨、水、铁粉及其它粉尘的含量，因为这些杂质会引起催化剂中毒，影响催化剂的活性。1)苯蒸发 从罐区(界区外)来的苯其流量由FIC0101控制在约1.35m3/h，在苯预热器（E0102）中用低压蒸汽加热，苯以20上升到130（TI0129显示）之后，苯进入苯汽化器（E0103）。在苯汽化器（E0103）内与来自氢气换热器（E0101）的氢气混合、汽化。苯蒸发的温度约130，苯蒸发所需的热量以及用于加热生成苯蒸汽一氢气气体混合物所需的热量由低压蒸汽供给。并由TIC0103控制。在苯汽化器（E0103）中，液体苯在下部被汽化，当上升到管子时，借气体混合物的“扰动”，在列管中汽化升温，保证苯全部汽化并与氢气混合均匀。2)氢气供应界区外供应新鲜含有99.9%（v）的氢气（压力为1000kPa，温度为40。所供新鲜氢由PIC0105控制，以保持系统压力）在混合氢气缓冲罐（V0102）中与来自氢气循环压缩机（C0101）的循环氢混合后在氢气换热器（E0101）与加氢后反应器（R0102）的气体预热后进入苯汽化器（E0103）。界区外供应新鲜氢气的压力由PI0105测量，温度由TI0102测量，流量由FIQ0102测量。3)苯加氢从苯汽化器（E0103）出来的苯、氢混合物在加氢前反应器（R0101）的顶部进入，混合物的温度约130。氢和苯的摩尔配比约为10:1。进口压力将略低于PIC0105示出的压力（由PI0151示出）。在加氢前反应器（R0101）的管子中加氢反应是快速放热反应，即在深约150cm处，温度已达到175 左右，因而在第一步的苯转化中的反应平衡很快达到，由于高的反应温度，反应转化率不高。在峰值温度达到后，热水汽化的冷却作用降低了反应管中反应混合物的温度，反应平衡向环己烷一侧移动，苯浓度进一步降低，但反应速度减慢。从加氢前反应器（R0101）出来的物料基本上已转化为环己烷，进入加氢后反应器（R0102）继续反应以提高收率。反应热由列管间的水汽化副产低压蒸汽带走，PIC0102控制汽水分离器的压力，以保证反应温度在130-160。加氢前反应器（R0101）催化剂床的温度由TR0107TR0115记录，有9个测量点分布于不同管子的不同高度，因此可反映整一个催化剂床的温度分布情况；同理（R0102）催化剂的温度由TR0117TR0125共9个测温点记录。NCG型苯加氢催化剂装于加氢后反应器（R0102）及加氢前反应器（R0101）的反应管中，加氢前反应器（R0101）与加氢后反应器（R0102）的结构完全相同，各装有901根长约6m，内径32mm的管子。下管板处装有筛网，筛网又由格栅支持，格栅由带销的螺柱连接到底管板上。当催化剂必须更新时，反应器的顶封头打开，用吸尘器将老催化剂卸出。苯加氢装置设的高压保护，由PSV0101、PSV0103、PSV0104保护避免苯加氢系统压力过高。由PSV0102保护副产蒸汽系统避免压力过高。4)环己烷和气体的分离在苯加氢反应完成后，环己烷通过冷凝而液化，在这一步之后便是环己烷和反应气体的分离。液体环己烷送去罐区(界区外)，部分反应气体利用循环压缩机再循环。（如果将来用浓度低的氢气则必须从苯加氢装置中释放一部分反应气以避免惰性气的积累，释放的气体要加以冷却，降低环己烷的浓度。）冷凝和分离 加氢后反应器（R0102）的反应混合物在氢气换热器（E0101）与进入苯汽化器（E0103）的氢气换热，从约130降到约91.4，这些进出反应混合物温度分别由TR0104和TI0152指示。出氢气换热器（E0101）的气体反应混合物流至第一冷凝器（E0104），在此通过循环水冷却温度从94降到35-45，大部分环己烷被冷凝液化，进入气液分离器（D0103）。在分离器（D0103）中，环己烷液体流入环己烷中间罐（V0101），环己烷输送的动力是分离器（D0103）操作压力与烷中间槽（V0101）之间的位差。分离器（D0103）中的气体混合物通过一除沫器装置。在此，小的夹带环己烷液滴汇集成较大液滴而自落到分离器（D0103），气体通过除沫器再经循环氢缓冲罐（V0103）去循环压缩机（C0101）压缩后进入混合氢缓冲罐（V0103），在正常吸入条件下，循环压缩机（C0101）的最大能力为约2800Nm/h。出氢气换热器（E0101）的气体反应混合物流小部分至第二冷凝器（E0105），在此通过冷动水冷却温度从94降到10，大部分环己烷被冷凝液化，然后去循环氢缓冲罐（V0103）的管线H0102-125-GB62-H。在循环氢缓冲罐（V0103）去循环压缩机（C0101）的管线上有一段大约4m的伴热，把进压缩机的气体温度升到50，伴热前后的温度由TI0170和TI0171监控，以保证进循环压缩机（C0101）的温度不能过高，防止损坏循环压缩机；进循环压缩机（C0101）的温度不能过低，防止环己烷被冷凝液化损坏循环压缩机。在气液分离器（D0102）处设有HV0101，如果AI0101的浓度太低（小于30%），则释放部分气体去燃料气管网。此控制器保持加氢前反应器（R0101）和加氢后反应器（R0102）后氢氮气混合物中氢气浓度在需要的数值，以能使苯达到完全转化。氢气压缩机（C0101）设有一软管接头，以使在压缩机进行维修之前和之后，用低压氮气吹扫压缩机。当然，在压缩机维修时苯加氢装置是停车的，氢气压缩机（C0101）的排出温度约90，由TI0128指示，吸入和排出压力分别由PI0157和PI0153指示。在环己烷中间槽（V0101）中的环己烷利用压差排到送界外。反应热系统从锅炉来的热水（约105）进入汽水分离器（D0101）随后从（D0101）底部进入加氢前反应器（R0101）和加氢后反应器（R0102）的管阀下部，在反应器列管间充满热水，反应放出的热被热水吸收，形成汽水混合物，从反应器的上部出来进入汽水分离器，水蒸汽从汽水分离器（D0101）分离出来，副产的低压蒸汽去伴热系统，汽水分离器（D0101）还设有安全阀PSV0102，D0101的液位由LICA0102控制锅炉进水，另还有LG0151检查其液位。第三章 工艺计算3.1 生产规模及产品方案苯加氢生成环己烷：主反应： + 3H2 Ni-Al2O3 + Q 80200 副反应： + 3H2 3CH4 + 3C + Q生产规模：2kt/a环己烷年操作时间：7200小时原料配比：H2： =1012:1原料纯度：H2：98%，其余为N2 : 99.6%，其余为H2o转化率：100% ( ）选择性：99.5% （ ）循环气(R、F3)组成：H2:86%，(CH4+ N2):12%, :2%空速：11001200m3/m3Cat.h 反应条件：温度：80200 压力：常压3.2物料衡算查的各物质的摩尔质量： ：78， ：84 ，H2:2，CH4：16，H2o：18（1） 环己烷(C6H12)的流量： 2000 1000/(847200) =3.307kmol/h（2） FC6H6、 FH2 、 R 、F3的计算对于(C6H12) 99.5%99.6%FC6H6- F32%对于(H2) F386%+ FC6H699.6%3= FH298% 对于(N2) 12%F3- FC6H699.6%3(1-99.5%)= FH2(1-98%)对于配比 FC6H699.6%/( FH298%+ R86%)=1/10解的：FC6H6=3.3763kmol/h FH2=12.0049 kmol/h R=25.4223kmol/h F3=2. 0517 kmol/h（3） 计算循环气中N2 及CH4所占的百分率(N2 ，CH4)FH2(1-98%)= F3N2解的： 则CH4=12%-11.6940%=0.3060%分别取N2=11.69% CH4=0.31%（4） 物料衡算：1） 进料FH2=12.00490.98+25.42230.86=33.6280 kmol/h=67.2560kg/hFC6H6=3.37630.996=3.3601 kmol/h=262.0878 kg/hFN2=12.0049(1-0.98)+25.42230.1169=3.2120 kmol/h=89.9360kg/hFCH4=25.42230.0031=0.07779 kmol/h=1.2446 kg/hFC6H12=25.42230.02=0.5084 kmol/h=42.705 kg/hFH2O=3.3763(1-0.996)=0.01351 kmol/h=0.2432kg/hF总=33.6280 +3.3601+3.2120+0.07779+0.5084+0.01351=40.7998kmol/hF总=67.2560+262.0878+89.9360+1.2446 +42.705 +0.2432=463.4726kg/h由此可计算平均摩尔质量为：463.4726/40.7998=11.36g/molXH2=33.6280/40.7998100%=82.42%XC6H6=3.3601/40.7998100%=8.24%XN2= 3.2120/40.7998100%=7.87%XCH4=0.07779 /40.7998100%=0.19%XC6H12=0.5084 /40.7998100%=1.25%XH2O=0.01351/40.79980.03%2） 出料：FH2=(2.0517+25.4223) 0.86=23.6276 kmol/h=47.2552kg/hFC6H6=0FN2=3.2120 kmol/h=89.9360kg/hFCH4= (2.0517+25.4223) 0.31=0.08517kmol/h=1.3627kg/hFC6H12=3.307+(2.0517+25.4223) 0.02=3.8665 kmol/h=323.9640kg/hFH2O=0.01351 kmol/h=0.2432kg/hF总=23.6276+3.2120 +0.08517+3.8665 +0.01351 = 30.8048 kmol/hF总=47.2552+89.9360+1.3627+323.9640+0.2432=462.7611 kg/h由此可计算平均摩尔质量为：462.7611/30.8048=15.02g/molXH2=23.6276/30.8048100%=76.70%XC6H6=0XN2= 3.2120/30.8048100%=10.43%XCH4=0.08517/30.8048100%=27.65%XC6H12=3.8665/30.8048100%=12.55%XH2O=0.01351 /30.8048100%=0.04%3.3 热量衡算计算时所需要的物性参数除确定的温度外均按照160时所查的数据计算。根据ASPEN计算软件，可得160、常压下各反应气体混合物的物性参数如表3-1所示：表3-1反应气体混合物的物性参数序号组分Cp(kj/kg,k)f(Cp)f(kcal/h.m. 1H214.480.01150.2182(C6H6)1.550.01100.022(C6H12)1.950.01000.02234N21.060.02340.03085CH42.300.01460.04636H2O1.90.01460.0259查得热容与温度关系Cp=a+bT+Ct2(J/mol.k)及，25时各物质的生成热Hf（kj/mol）如表3-2所示：表3-2 25时各物质的生成热序号组分abcHf（kj/mol）1H217.63866.7005510-2-1.3148510-402(C6H6)18.5868-1.174310-21.2751410-382.9273(C (C 6H12)7.044490.1300741.0820510-3-123.14CH438.3870-7.3663910-22.9098110-4-74.84(1) 进入的热量（Q进）的计算：Q进= QC6H12+ QC6H6+ QH2+ QCH4 +QN2+ QH2O =（0.5084841.95+3.3601781.55+33.6280214.48+0.07779162.30+ 3.3120281.06+0.01351181.90) (200-80) =187800.456kj/h(2) 出来的热量（Q出）的计算：Q出= QH2+QN2+QCH4 + QC6H12+ QH2O =（23.6276214.48+3.2120281.06+0.08517162.30+3.8565841.95+ 0.01351181.9) (200 =283473.6200kj/h(3) 反应热（Q r）的计算：主反应： + 3H2 Ni-Al2O3 + Q -Hr1 80200 副反应： + 3H2 3CH4 + 3C + Q -Hr225时 Hr1=H C6H12-(H C6H6+H H2) =-123.1-(82.931+30) =-206.027 kj/mol Hr2=H CH4+H C)-(H C6H6+H H2) =3(-74.84) +30-82.931+(30) =-307.447kj/mol定性温度下160(433K)下的H：H1=Hr1+Cp1dT=Hr1+Cp C6H12-(Cp H2+ Cp C6H6 ) dT=-206.027103+7.04449+0.130074T+1.0820510-3T2-3(17.6386+6.7005510-2 T-1.3148510-4T2)-(18.5868-1.1743910-2T+1.2751410-3 T2)= -213.977 kj/molH2=Hr2+Cp2dT=Hr1+(Cp CH4+ Cp C) -(Cp H2+ Cp C6H6 ) dT=-307.477103+3(38.3870-7.3663910-2T+2.9098110-4T2)+(30)-3(17.6386+6.700510-2T-1.3148510-4T2)-(18.5868-1.1743910-2T+1.2751410-3 T2)= -321.968 kj/molH=0.995(-213.977) +0.005(-321.968)=-214.5170 kj/molQr=n C6H6(-H ) =3.36011000214.5170=720798.4205 kj/h(4) 移走的热量（Q 移)的计算： Q 移= Q 进+ Q r - Q 进 =187800.456+720798.4205-283473.6200 =625125.2565 kj/h第四章 反应器的设计4.1工业反应器的基本类型反应器按构型特征可分为:釜式、管式、塔式以及固定床和流化床等多种形式。反应器按反应物料的相态可分为：均相反应器和非均相反应器。釜式反应器和管式反应器通常属于均相反应器，塔式反应器、固定床反应器和流化床反应器则是典型的非均相反应器。反应器按操作方法可分为：间歇操作、连续操作和半间歇操作。4.2反应器的选择根据以下几方面的因素：(1) 固定床反应器中化学反应速度较快，为完成同样生产任务所需的催化剂用量与反应器体积较小。(2) 流体通过床层的停留时间可以严格控制，温度分布可以适当调节，因而有利于提高化学反应的转化率和选择性。对于本设计中的反应而言，移走反应热还可提高反应速度。(3) 床层内的催化剂不易磨损，可以较长时间连续使用。(4) 列管式固定床反应器虽然结构比较复杂，但它的换热效果较好，催化剂层的温度比较容易控制，特别适用于强放热的复杂反应。又因为反应器内的物料流动近似于理想置换模式，则有可能将副反应限制在较低程度，降低了苯的消耗定额。综合考虑，本设计中所选反应器的形式为列管式固定床反应器。4.3反应器的计算(1) 催化剂 （Cat）床层体积（VR）的计算:由物料衡算得知进入反应器的气体总量为F总=40.8008kmol/h,由给定空速11001200m3/m3Cat.h),考虑转化率及反应器的操作弹性，选取空速 Sv为110Nm3/(m3cat.h),则反应器中Cat床层体积为:VR=Vo/Sv=F总22.4/Sv=0.8309m3(2) 管数的计算和确定:考虑床层空隙率的大小，通常要求dt8dp,选取dt8dp=85=40mm。取dt=40mm。参考化工工艺设计手册选定管子规格为452.53000。考虑到导热系数的大小，管子材料定为无缝钢管。该材质在满足传热要求的基础上，保证刚度，强度，同时价格也比较适中。由上可知:dt=0.04m, l=3m。Cat装填高度L选为95%l=0.953=2.85m,实际装填2.8m。所需管数为:N=VR/(3.14dt2L)=0.8309/(3.14X0.042X2.85)=230根 采用正三角形排列，取实际管数N=241(根)。取管心距t=1.3d0,最外端管心与反应器器壁距离e=60mm。则管排总截面积At=Nt2sin60=241(1.30.045)2 sin60=0.7143m3反应器内径D为:D=+2e=+26010-3=1.074m因为1100的内径不常用,则选反应器内径为1200.根据化工原理课程设计选定:拉杆直径为12mm,总计8根.其中有3根是测温管,实际的管数刚好满足要求,N=241。(3) 总给热系数K的计算:由理想气体状态方程可得:V=nRT/P=0.0787=1271.8533m3/h反应器内气体的平均流速为：u0=V/（N3.14dt2/4） =1.22m/s总=(iyiMi1/3)/(yiMi1/3)= =(0.2180.824221/3+0.0220.0824781/3+0.02230.0125841/3+0.03080.0787281/3+0.04630.0019161/3+0.02590.0003181/3)/( 0.824221/3+0.0824781/3+0.0125841/3+0.0787281/3+0.0019161/3+0.0003181/3)=0.01448kcal/(h.m.)=0.6080kg/(h.m.)总=(iyiMi1/2)/(yiMi1/2)=0.01150.824221/2+0.01100.0824781/2+0.01000.0125841/2+0.02340.0787281/2+0.01460.0019161/2+0.01460.0003181/2)/( 0.824221/2+0.0824781/2+0.0125841/2+0.0787281/2+0.0019161/2+0.0003181/2)=0.0131Cp密度f=(M进/22.4) (T0P/TP0)=(11.36/22.4)/(273/433)0.32kg/m3G=0.32u0=0.321.22=0.3904kg/m2.s床层被冷却时:t=3.5(dp.G/f)0.7.exp(-4.6dp/dt) /dt =3.50.0050.3904/(0.013110-3)0.7 exp(-4.61/8/)0.6080/0.04=793.82kj/m2.h.=220.51J/m2.S.由化工原理查得沸水=250025000W/( m2.),那么选取0=15000 W/( m2.)=54000 kj/(m2.h.)=15000 J/(m2.S.)查的碳钢管的导热系数为=45 J/(m2.S.)较干净壁面气污垢热阻及沸水污垢热阻总计为RAi=0.4m2.s. /kj,则总传热系数K=(1/t+RAi+Ai/t+ RA0+ A0/0 At)1/2 =(220.51-1+0.410-3+2.510-342.5/(4540)+4510-3/(150004010-3)-1=197.28 J/(m2.S.)(4) 平均传热温差计算tm: tm =44.80(5)传热面积校核:A=Q/Ktm = =19.65 m2实际的传热面积：A=dt2LN82m2A由此可知所需要的传热面积比实际的传热面积小得多，所以传热面积面积足够。(6)床层压力降校核:由基本有机化工工厂装备查 可得dp/dt=1/8=0.125Cat颗粒为均一尺寸、光滑的圆柱体，所以床层空隙率=0.33 d=h=ds修正雷诺准数为：(Re)M=(dsf u0/ uf)1/(1-)ds=5mm f=0.32 kg/m3 u0= 1.22m/s uf=总=0.0131Cp (Re)M= =182.29 fM=150/182.29