年产二千吨环己烷工艺设计

2kt a2kt a 环己烷工艺设计环己烷工艺设计 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 II The process design of 2kt a cyclohexane Abstract This 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 III 目 录 摘 要 I Abstract II 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 25 5 1 火灾 爆炸危险性一览表 25 5 2 主要安全和劳动保护措施 25 5 3 安全生产要领 26 5 4 防火防爆的要点 26 第六章 三废处理及环境保护 27 IV 6 1 三废处理 27 6 2 环境保护 27 第七章 展望 28 第八章 附录 29 8 1 带控制点的工艺流程图 29 8 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 1 第一章 环己烷概况 1 11 1 基本概况基本概况 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 21 2 物理性质物理性质 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 21 25kJ mol 5 6Kcal 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 31 8 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 2kt a 环己烷工艺设计 2 相对密度 d420 0 77855 折射率 nD20 1 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 22 S0298 16KJ mol k 298 435 F0J 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 800K J mol k 107 098 279 51 表面张力 Mn m24 98 Antonie 蒸汽压方程常 数 A 6 84130 B1201 531 C 222 647 南京工业大学毕业设计 论文 3 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 mmHg 6 694047 77225078 95072082 032790 11 015052 67830079 40573082 452800 14 576060 79240079 85474086 47900 26 6728067 42250080 29975090 151000 25 14310073 07460080 73876096 731200 34 91215078 02870081 174770105 21500 42 0020078 49271081 604780 1 31 3 化学性质化学性质 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 2kt a 环己烷工艺设计 4 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 41 4 主要用途主要用途 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 51 5 安全 卫生 贮存及运输安全 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 南京工业大学毕业设计 论文 5 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 61 6 环己烷主要原材料的规格 来源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 0 882 0 886 色度 Pt Co 10 凝固点 5 4 总硫 1mg kg 1 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 kg 2kt 罐区 界外 2 氢气 H2 99 9 vol CO CO2 10ppm O2 50ppm 总硫 2ppm 水 30ppm 氧 50ppm 2000kNm3本厂 界外 5 苯加氢催化剂 Ni Al2O3 0 7t 初装量 外购 汽车运入 1 71 7 产品质量标准产品质量标准 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 2kt a 环己烷工艺设计 6 工业环己烷按 Q QCC 67 92 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 工业环己烷化学试剂环己烷 指标名称 一等品合格品分析纯化学纯 密度 20 g cm 3 0 775 0 7850 775 0 7900 778 0 7800 774 0 780 结晶点 C 5 5 5 55 55 0 在 0 C 101 3 kPa 下 馏程范围 C 80 5 81 5 80 0 82 080 5 81 580 0 82 0 馏出 95ml 时的间隔温 度 C 1 0 折光率 D20 1 4255 1 42651 4250 1 4265 不挥发性 0 0020 0020 0020 005 硫酸染黑物 质 合格 南京工业大学毕业设计 论文 7 第二章 环己烷的生产工艺 2 12 1 工艺路线的选择工艺路线的选择 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 200 40080 200180 200 200 反 应 压 力 MPa 3 21 02 72 5 催 化 剂 及 寿 命 Pt AL2O3 5 年Ni AL2O3 2 年NiPS2 3 6 月可溶性催化剂 连 续消耗 转 化 率 99 9 99 5 100 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 2kt a 环己烷工艺设计 8 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 9 99 5 4 液体空速1 6 1 80 6 0 8 5 催化剂寿命 年5 102 4 6 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 200ppm 8 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 南京工业大学毕业设计 论文 9 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 2kt a 环己烷工艺设计 10 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 H2O H373K 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 300 1000h 1 南京工业大学毕业设计 论文 11 氢压力 常压 0 5MPa 2 32 3 工艺工艺流程流程 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 130 180 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 2kt a 环己烷工艺设计 12 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 TR0107 TR0115 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 TR0117 TR0125 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 南京工业大学毕业设计 论文 13 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 2kt a 环己烷工艺设计 14 第三章 工艺计算 3 13 1 生产规模及产品方案生产规模及产品方案 苯加氢生成环己烷 主反应 3H2 Ni Al2O3 Q 80 200 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 10 12 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 1100 1200m3 m3Cat h 反应条件 温度 80 200 压力 常压 3 23 2 物料衡算物料衡算 查的各物质的摩尔质量 78 84 南京工业大学毕业设计 论文 15 H2 2 CH4 16 H2o 18 1 环己烷 C6H12 的流量 2000 1000 84 7200 3 307kmol h 2 FC6H6 FH2 R F3的计算 对于 C6H12 99 5 99 6 FC6H6 F3 2 对于 H2 F3 86 FC6H6 99 6 3 FH2 98 对于 N2 12 F3 FC6H6 99 6 3 1 99 5 FH2 1 98 对于配比 FC6H6 99 6 FH2 98 R 86 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 F3 N2 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 0049 0 98 25 4223 0 86 33 6280 kmol h 67 2560kg h FC6H6 3 3763 0 996 3 3601 kmol h 262 0878 kg h FN2 12 0049 1 0 98 25 4223 0 1169 3 2120 kmol h 89 9360kg h FCH4 25 4223 0 0031 0 07779 kmol h 1 2446 kg h FC6H12 25 4223 0 02 0 5084 kmol h 42 705 kg h FH2O 3 3763 1 0 996 0 01351 kmol h 0 2432kg h F总 33 6280 3 3601 3 2120 0 07779 0 5084 0 01351 40 7998kmol h F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 mol XH2 33 6280 40 7998 100 82 42 2kt a 环己烷工艺设计 16 XC6H6 3 3601 40 7998 100 8 24 XN2 3 2120 40 7998 100 7 87 XCH4 0 07779 40 7998 100 0 19 XC6H12 0 5084 40 7998 100 1 25 XH2O 0 01351 40 79980 03 2 出料 FH2 2 0517 25 4223 0 86 23 6276 kmol h 47 2552kg h FC6H6 0 FN2 3 2120 kmol h 89 9360kg h FCH4 2 0517 25 4223 0 31 0 08517kmol h 1 3627kg h FC6H12 3 307 2 0517 25 4223 0 02 3 8665 kmol h 323 9640kg h FH2O 0 01351 kmol h 0 2432kg h F总 23 6276 3 2120 0 08517 3 8665 0 01351 30 8048 kmol h F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 mol XH2 23 6276 30 8048 100 76 70 XC6H6 0 XN2 3 2120 30 8048 100 10 43 XCH4 0 08517 30 8048 100 27 65 XC6H12 3 8665 30 8048 100 12 55 XH2O 0 01351 30 8048 100 0 04 南京工业大学毕业设计 论文 17 3 33 3 热量衡算衡算 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 218 2 C6H6 1 550 01100 022 C6H12 1 950 01000 0223 4N21 060 02340 0308 5 CH4 2 300 01460 0463 6H2O1 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 abc Hf kj mol 1H217 63866 70055 10 2 1 31485 10 4 0 2kt a 环己烷工艺设计 18 2 C6H6 18 5868 1 1743 10 21 27514 10 382 927 3 C C 6H12 7 044490 130074 1 08205 10 3 123 1 4 CH4 38 3870 7 36639 10 2 2 90981 10 4 74 84 1 进入的热量 Q进 的计算 Q进 QC6H12 QC6H6 QH2 QCH4 QN2 QH2O 0 5084 84 1 95 3 3601 78 1 55 33 6280 2 14 48 0 07779 16 2 30 3 3120 28 1 06 0 01351 18 1 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 6276 2 14 48 3 2120 28 1 06 0 08517 16 2 30 3 8565 84 1 95 0 01351 18 1 9 200 283473 6200kj h 3 反应热 Q r 的计算 主反应 3H2 Ni Al2O3 Q Hr1 80 200 副反应 3H2 3CH4 3C Q Hr2 25 时 Hr1 H C6H12 H C6H6 H H2 123 1 82 931 3 0 206 027 kj mol Hr2 H CH4 H C H C6H6 H H2 南京工业大学毕业设计 论文 19 3 74 84 3 0 82 931 3 0 307 447kj mol 定性温度下160 433K 下的 H H1 Hr1 Cp1dT 433 298 Hr1 Cp C6H12 Cp H2 Cp C6H6 dT 433 298 206 027 103 7 04449 0 130074T 1 08205 10 3T2 3 17 6386 433 298 6 70055 10 2 T 1 31485 10 4T2 18 5868 1 17439 10 2T 1 27514 10 3 T2 213 977 kj mol H2 Hr2 Cp2dT 433 298 Hr1 Cp CH4 Cp C Cp H2 Cp C6H6 dT 433 298 307 477 103 3 38 3870 7 36639 10 2T 2 90981 10 4T2 3 0 3 433 298 17 6386 6 7005 10 2T 1 31485 10 4T2 18 5868 1 17439 10 2T 1 27514 10 3 T2 321 968 kj mol H 0 995 213 977 0 005 321 968 214 5170 kj mol Qr n C6H6 H 3 3601 1000 214 5170 720798 4205 kj h 4 移走的热量 Q 移 的计算 Q 移 Q 进 Q r Q 进 2kt a 环己烷工艺设计 20 187800 456 720798 4205 283473 6200 625125 2565 kj h 第四章 反应器的设计 4 14 1 工业反应器的基本类型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 24 2 反应器的选择反应器的选择 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 34 3 反应器的计算反应器的计算 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 南京工业大学毕业设计 论文 21 量为 F总 40 8008kmol h 由给定空速 1100 1200m3 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 dt 8dp 选取 dt 8dp 8 5 40mm 取 dt 40mm 参 考 化工工艺设计手册 选定管子规格为 45 2 5 3000 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 95 3 2 85m 实际装填2 8m 所需管数为 N VR 3 14 dt2 L 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 3 0 045 2 sin60 0 7143m3 反应器内径 D 为 D 2e4 3 14At 2 60 10 34 0 7173 3 14 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 40 800830 7947 1000 2 8 314 433 101325 1271 8533m3 h 反应器内气体的平均流速为 u0 V N 3 14 dt2 4 1 22m s 1271 8533 230 3 14 0 0016 3600 4 2kt a 环己烷工艺设计 22 总 iyiMi1 3 yiMi1 3 222666666612C H612222222 6 12 226666C H6122222 6 12 1 31 31 31 31 31 3 HC HC HC HC HC HCH4CH4CH4HHH 1 31 31 31 31 31 3 C HC HC HCH4CH4HH HHNNNOOO HHNNOO yMyMyMy MyMyM yMyMyMy MyMyM 0 218 0 8242 21 3 0 022 0 0824 781 3 0 0223 0 0125 841 3 0 0308 0 0787 281 3 0 0463 0 0019 161 3 0 0259 0 0003 181 3 0 8242 21 3 0 0824 781 3 0 0125 841 3 0 0787 281 3 0 0019 161 3 0 0003 181 3 0 01448kcal h m 0 6080kg h m 总 iyiMi1 2 yiMi1 2 222666666612C H612222222 6 12 226666C H6122222 6 12 1 21 21 21 21 21 2 HC HC HC HC HC HCH4CH4CH4HHH 1 21 21 21 21 21 2 C HC HC HCH4CH4HH HHNNNOOO HHNNOO yMyMyMy MyMyM yMyMyMy MyMyM 0 0115 0 8242 21 2 0 0110 0 0824 781 2 0 0100 0 0125 841 2 0 0234 0 0787 281 2 0 0146 0 0019 161 2 0 0146 0 0003 181 2 0 8242 21 2 0 0824 781 2 0 0125 841 2 0 0787 281 2 0 0019 161 2 0 0003 181 2 0 0131Cp 密度 f M进 22 4 T0P TP0 11 36 22 4 273 433 0 32kg m3 G 0 32 u0 0 32 1 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 5 0 005 0 3904 0 0131 10 3 0 7 exp 4 6 1 8 0 6080 0 04 南京工业大学毕业设计 论文 23 793 82kj m2 h 220 51J m2 S 由 化工原理 查得沸水 2500 25000W 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 4 10 3 2 5 10 3 42 5 45 40 45 10 3 15000 40 10 3 1 197 28 J m2 S 4 平均传热温差计算 tm 100 105 200 120 CC CC tm 44 80 200 100 120 105 ln100 15 5 传热面积校核 A Q K tm 625125 625 1000 197 28 44 8 3600 19 65 m2 实际的传热面积 A dt2 L N 82m2 A 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 0 125 Cat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 ds f u0 uf 1 1 2kt a 环己烷工艺设计 24 ds 5mm f 0 32 kg m3 u0 1 22m s uf 总 0 0131Cp Re M 182 29 0 005 0 32 1 22 1 0 0131 0 001 1 0 33 fM 150 182 29 1 75 2 57 150 1 75 Re M 床层压降 P fM f u02 ds L 1 3 2 57 0 32 1 22 1 22 2 85 1 0 33 0 005 0 33 0 33 0 33 13022 396P 0 15 1atm 故床层压降 P 符合生产的要求 7 壳程压力降校核 根据 ASPEN 计算软件 可得 200 时水的汽化潜热为rW 1948kj kg 则用水量 FH20 Q 移 r H20 625125 2565 320 91kg h 因管子采用正三角形排列 则壳程的当量直径 de 22 0 0 3 4 24 tdd 4 1 3 0 045 2 3 14 4 0 0452 3 14 0 045 3 2 0 39m 查得水在 200 时 863kg m3 则壳程沸水的流速为 u 320 91 863 3 14 1 22 4 241 3 14 0 0452 4 3600 1 4 10 3 南京工业大学毕业设计 论文 25 2kt a 环己烷工艺设计 26 第五章 生产过程中的安全与防护 5 15 1 火灾 爆炸危险性一览表火灾 爆炸危险性一览表 爆炸极限 序号名称火灾危险类别 上限 v 下限 v 备注 1 苯甲 B 类可燃液体 7 11 3 2 氢气甲类可燃气体 76 54 0 3 环己烷甲 B 类可燃液体 8 01 3 5 25 2 主要安全和劳动保护措施主要安全和劳动保护措施 1 泄压 防爆 防火设施 在工艺流程中 凡是可能产生超压的设备和管线 均设有安全阀 事故状态工艺物 料排往火炬 为防止管路中存在爆炸混合气 在工艺流程中设有氮气吹扫系统 可能产 生爆炸混合气的设备及管道 均设有开停车吹扫系统 设有安全阀系统在紧急情况下排 放空至火炬系统 防止事故发生 根据爆炸和火灾危险场所的类别 等级 范围和使用环境的要求选用防腐 防爆型 电气设备 电气设备正常不导电部分采取保护接零措施 防爆区域内的所有金属设备 管道 储罐等 通过控制流速 并设置可靠的静电接地以防止静电积聚 工艺和装置中选用的防火防爆等安全设施和必要的监控 检测 检验设施 1 在有火灾爆炸危险的场所 设置可燃气体检测报警器 火灾报警器 并在中控室显 示报警 2 工艺生产装置周围 设水消防管网及水冷却系统 3 当生产不正常或发生事故时 装置内的可燃气体或可燃液体蒸气将通过事故排放系 统自动排放到事故火炬 4 根据防火 防爆要求设置安全通道 对于高温设备设置良好的保温绝热措施及良好的通风设施 操作及检修时 按章操 作 穿戴好防护服装上岗 针对本工程毒害因素的特点 针对不同的作业岗位 在设计及实施过程中应采取以下 南京工业大学毕业设计 论文 27 各种措施严格控制毒害源 1 各生产装置在布置时结合安全卫生要求使各单元功能明确 并保证相互之间保持一 定的通道和安全距离 2 选用先进 可靠的工艺和设备 减少 消除毒害源 以减少和消除对