年產7萬噸丙烯腈項目合成工段設計

喜歡就充值下載吧。。資源目錄里展示的文件全都有，，請放心下載，，有疑問咨詢QQ:1064457796或者1304139763 ==================== 喜歡就充值下載吧。。資源目錄里展示的文件全都有，，請放心下載，，有疑問咨詢QQ:1064457796或者1304139763 ==================== 年產7萬噸丙烯酸項目初步設計——合成工段工藝設計 論文題目：年產7萬噸丙烯腈項目初步設計 ——合成工段工藝設計 姓 名： 學 號： 學 院： 專 業： 指導教師： 完成時間： 年產7萬噸丙烯酸項目初步設計——合成工段工藝設計 摘 要 本設計為年產7萬噸丙烯腈項目初步設計合成工段的工藝設計。本文在查閱大量的文獻的基礎上，決定了由Sohio工藝生產丙烯腈的工藝方法以及各設備的操作條件，確定了以丙烯直接氨氧化生成丙烯腈的工藝合成方法。應用化工流程模擬軟件Aspen Plus，對丙烯腈反應工段的工藝流程進行了模擬計算，得到了反應中的物料和熱量等數據。在這基礎上對泵、換熱器等設備進行了工藝選型以及對反應所用到的流化床反應器進行計算與選型，繪制了反應器設備設計圖，平面布置圖，物料流程圖，帶控制點的工藝流程圖，完成了對整個丙烯腈合成工段的初步工藝設計。 關鍵詞： 丙烯腈； 氨氧化法； 合成； 工藝設計 V Abstract This design is the process design of the synthetic section of the preliminary design of 70 thousand tons of acrylonitrile project. Based on lots of literatures, this design decided to use the Sohio process to produce acrylonitrile and the oprating conditions of the equipments were acquired. The process to produce acrylonitrile is to use propylene direct ammoxidation. By using the chemical process simulation software Aspen Plus, the process flow of acrylonitrile reaction section was simulated, and the material and heat data in the reaction were obtained. On the basis of the simulation result, this design had chosen the pump, heat exchanger and other equipments such as the fluidized bed reactor used in the reaction. Besides,the design of the reactor equipment,the layout, the material flow diagram and the process flow chart with control points were completed, the preliminary design of the whole process of acrylonitrile synthesis section was done. Key words: acrylonitrile; ammonia oxidation process; synthesis; process desig 目錄 前 言 1 第1章 文獻綜述 2 1.1丙烯腈簡介 2 1.1.1 丙烯腈的物理性質 2 1.1.2 產品的化學性質 3 1.1.3 市場預測 3 1.2 生產方案 5 1.2.1 生產方案和生產規模 5 1.2.2 產品質量 5 1.3 工藝技術方案的選擇 6 1.3.1 工藝路線 7 1.3.2 丙烯氨氧化成丙烯腈的合成工藝 7 1.3.3 本設計研究的內容 10 第2章 流程模擬物料及熱量衡算 11 2.1 生產流程模擬 11 2.2 物料及熱量衡算 11 2.2.1 流化床反應器R0101模擬及結果 11 2.2.2 氨吸收塔T0101模擬及結果 16 3.1 流化床反應器（R0101）設計 19 3.1.1 反應器概述 19 3.1.2 反應器選型 19 3.1.3 催化劑型號選取 20 3.1.4 反應器反應條件 20 3.1.5 流化床反應器設計計算 21 3.2 換熱器E0101選型 27 3.2.1 換熱器的類型 27 3.2.2 換熱器的選擇 27 3.3 泵選型 29 3.3.1 本設計所需泵 29 3.3.2 用智能選泵系統對泵選型 29 3.4 相關塔設備初步設計 32 3.4.1 塔設備初步計算與選型 32 第4章 設備布置 38 結 論 39 謝 辭 40 參考文獻 41 附錄 42 前 言 丙烯腈是三大合成材料—合成纖維、合成橡膠、合成塑料的基礎原料， 使得丙烯腈的地位逐年提高，所以丙烯腈生產及其深加工日益受到人們的重視。丙烯腈的生產方式有很多種，其中利用丙烯氨氧化生產丙烯腈是丙烯腈生產的主要方式之一。這種方法設備簡單，原料易得。反應所用到的丙烯是重要的石油化工基礎原料，因此研究丙烯腈生產過程，提高丙烯腈產品質量，降低丙烯腈原料消耗就顯得十分重要了。 丙烯氨氧化生產丙烯腈的工藝方法有很多種，其中Sohio工藝應用最廣泛也最受大家所青睞，這種方法使丙烯腈產量大幅提高，生產所需成本下降，也促進了以丙烯腈為原料的腈綸行業的發展。 本文主要是對丙烯氨氧化生產丙烯腈過程的合成工段進行設計。 第1章 文獻綜述 1.1丙烯腈簡介 丙烯腈，英文名Acrylonitrile簡稱為AN，是三大合成材料—合成纖維、合成橡膠、合成塑料的基礎原料[1]。具有良好的耐寒性 、耐油性、耐磨性和電絕緣性能；還可以通過電解加氫偶聯制的辦法獲得己二腈，由己二腈加氫的工藝又可制成作為尼龍66 的材料己二胺[2-6]。這些功能使得丙烯腈在市場上的地位越來越高，丙烯腈的需求量也越來越多，因此丙烯腈的需求量也越來越多。 我國丙烯腈的總需求量以每年大約10 .8%的速率遞增，但是我國現有的丙烯腈生產能力還遠遠不能滿足國內的需求，仍需要大量進口才能解決問題。因此，加大對丙烯腈生產工藝技術和催化劑體系的研究和開發力度，不斷提升我國丙烯腈生產的技術水平，是解決我國丙烯腈供需平衡的關鍵之處。 1960年美國 Sohio 公司(現歸屬 BP 公司)創始并發展了丙烯氨氧化法(又稱為Sohio 法)，這種方法簡單高效，故很快在全世界得到推廣。以丙烯和氨為材料，通過氨氧化反應來生產丙烯腈。丙烯氨氧化反應式為 CH 3CH= CH 2 +NH3 + 3/2O2 →CH2CHCN +3H2O 式（1.1） 1.1.1 丙烯腈的物理性質 丙烯腈合成項目主要原料來自于石油煉化所產生的廉價C3H8氣體反應所產生的C3H6和NH3，產物是丙烯腈和水蒸氣。 表1.1 丙烯腈的物理性質[7] 氣味 熔點（K） 沸點（K） 臨界溫度（℃） 閃點（℃） CAS號 燃點（℃） 生成熱（25℃） 辛辣氣味 -83.5 77.3 91.61 0 115-07-1 48.1 151 丙烯腈是一種無色有刺激性氣味且易燃的液體。丙烯腈可溶于苯、丁酮、四氯化碳、乙醚等有機溶劑且與水互溶。遇到明火、高溫熱容易引起燃燒，并放出有毒氣體。因此在生產、貯存和運輸過程中,必須要有嚴格的安全防護措施。 1.1.2 產品的化學性質 丙烯腈的化學性質：易燃且丙烯腈的與空氣的混合蒸氣可形成爆炸性混合氣體。遇明火或者在高溫熱的條件下易引起燃燒，并放出有毒氣體。與氧化劑、強酸、強堿、溴等反應強烈。在高溫下環境下，能發生聚合反應放出大量的熱，使容器發生破碎。 1.1.3 市場預測 2015年，全球丙烯腈產能為646.4萬噸每年，消費量為506.7萬噸，生產和消費主要集中在亞洲、北美及歐美，其中亞洲的產能和消費量分別可以占全球的53.4％和62.6％[8]。2012年我國丙烯腈產能為127.7萬噸每年，表觀消費量可達到175.5萬噸[9-11]，這些主要是用于生產腈綸、ABS樹脂等。雖然這些年我國丙烯腈市場新建和擴建項目較多，產能增進將維持較高水平，但是這還是無法彌補國內丙烯腈的需求這一巨大的缺口。預計到2017年，我國國內生產的丙烯腈還是無法滿足國內所需。 表1.2 國內丙烯腈行業發展與預測 年份 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017（預測） 開工率 1265 1286 1286 1419 1600 2033 ~2400 產量 1010 1069 1149 1250 1350 1600 ~1800 出口量 446 542 555 540 500 350 300 需求增長 1.04 10.65 5.77 5.05 3-5 3-5 3-5 華東地區是國內丙烯腈需求量最大的地區，約占國內丙烯腈總需求量的64％，全國的缺口量也基本集中在華東地區，2016年江浙兩省進口量約占全國總進口量的89％，而且未來需求增長速度較快，缺口持續在380kt/a左右。 國內生產丙烯腈的工廠主要分布在東北和華東這兩個地區，分別占全國總產能的49.6％和47.9％.西北地區的蘭化裝置只占總產能的2.5％，除了上海賽科是合資外，其余8家均歸屬于中石化和中石油旗下。 表1.3 丙烯腈產量統計 生產廠家名稱 生產能力/ (kt·a-1) 占世界總產 能的比例/% 英力士（Ineos） 旭化成化學公司 美國Ascend性能材料公司 美國首諾科特玻璃功能膜公司 吉林石化公司 中國臺灣塑料工業股份有限公司 上海賽科有限公司 荷蘭帝斯曼（DSM）公司 韓國泰光（Tae Kwang）產業公司 1355 1120 522 490 420 320 260 245 290 20.12 16.64 7.75 10.80 7.28 4.75 3.86 3.64 4.31 截止2016年年底，中國有10家丙烯腈生產公司，共計13套丙烯腈生產裝置。但國內丙烯腈還是處于供不應求的狀態。 生世界丙烯腈的消費總量80％用于睛綸和ABS樹脂的合成，其中腈綸約占50％，而ABS占30％，其他的用途約占20％，而在亞洲和歐洲市場，合成腈綸所消耗的的丙烯睛量已超過總消費量的50%。如2016年全球的丙烯腈市場消費比例支撐臺面的分別是ABS 樹脂、腈綸和丙烯酰胺，其分別消耗丙烯腈約165.1萬噸、200.3萬噸和41 .2萬噸，所占之比例分別為約32.2% 、39.0%和8.0%。這些很醒目的數據告訴我們目前中國市場對于丙烯腈的短缺。但是近年來用于ABS樹脂項目上的丙烯腈消費比例不斷上升，而腈綸對丙烯腈的需求卻呈現出負增長趨勢，預計未來幾年中，腈綸的消費趨勢仍將持續。2015年和2017年世界丙烯腈消費結構情況及預測見圖1.1和圖1.2。 圖1.1 2015年世界丙烯腈消費結構情況 圖1.2 2017年世界丙烯腈消消費構情況 1.2 生產方案 1.2.1 生產方案和生產規模 近年來由于丙烯資源的不充裕，以致BP 、旭化成 、三菱、BOC 、日東 、BASF等公司必須致力于對丙烷氨氧化催化劑及其相關工藝的開發來適應市場的需求。以丙烯和混合空氣為材料，通過氨氧化催化反應來直接生產丙烯腈是目前乃至今后丙烯腈的最優生產方法。其中以用Sohio法生產的方式最多，現今全球95％以上的丙烯腈生產公司都采用 Sohio 法來生產丙烯腈。 這種方法可以使丙烯腈的產量大幅提高而且生產價格下降，較方便的生產丙烯腈也促進了以丙烯腈為原料的腈綸行業的發展。 本文將采用Sohio 工藝直接用丙烯氨氧化為丙烯腈的工藝方法。丙烯質量分數不低于93％，丙烯、肥料級氨及空氣按物質的量比為1:1.08:10.95，按照這個比例將原料送入流化床催化反應器中進行反應。 1.2.2 產品質量 根據本次設計的要求，設計年生產7萬噸丙烯腈項目。計劃生產天數為300天，共計7200小時。其他兩個月用于裝置維修和工廠人員休息。 1.3 工藝技術方案的選擇 傳統生產丙烯腈的方法[12-14]： 1. 乙醛法 用氫氰酸、乙醛反應生成丙烯腈 CH2CHO+HCN→CH2CH2CNOH 式（1.2） CH2CH2CNOH→CH2=CHCN+H2O 式（1.3） 2. 乙炔法 用氫氰酸、乙炔反應生成丙烯腈 C2H2+HCN→CH2=CHCN 式（1.4） 幾種傳統方法都需要氫氰酸這一劇毒且難以運輸和儲存的藥品為原料，且反應的副產物多，導致AN精制困難，所以逐漸被現代生產所淘汰。 現代生產丙烯腈的方法： 直接用丙烯氨氧化為丙烯腈的工藝方法，該工藝進料為丙烯和氨，產品單一(主要是丙烯腈)，副產品有丙烯酸、丙烯醛、乙腈等。操作條件較為簡單，丙烯和氨及空氣中的氧氣在反應器中的催化劑作用下生產丙烯腈和相關副產品。 生成乙腈的反應式 3/2CH2=CHCH3+NH3+O2 →CH3CN+2H2O 式（1.5） 生成丙烯酸的反應式 CH2=CHCH3+3/2O2→CH2=CHCOOH+H2O 式（1.6） 生成丙烯醛的反應式 CH2=CHCH3+O2→CH2=CHCHO+H2O 式（1.7） 以單烴為材料來制備丙烯腈的生產工藝主要有丙烷直接氨氧化工藝、丙烯直接氨氧化工藝和丙烷脫氫后再進行丙烯氨氧化工藝等工藝方法。雖然丙烷比丙烯要便宜很多而且丙烷的資源較為豐富，但是由于丙烷很難活化，這導致其需要比較苛刻的操作條件和活性、選擇性及穩定性均很高的催化劑來催化。這給生產帶來了諸多麻煩。而且丙烯腈的穩定性較丙烷要差, 在工藝條件下容易生成不需要的碳氧化物和氮氧化物等副產物。這就給丙烷直接制備丙烯腈帶來了很大挑戰。所以本次設計決定直接用丙烯氨氧化法制備丙烯腈的工藝方法。 1.3.1 工藝路線 用Sohio法制備丙烯腈與其他丙烯氨化制備丙烯腈工藝相比，具有易反應，收率高，反應雜質少，能用稍微簡單的方法來精制等優點，因此受到全世界丙烯腈生產公司的格外重視與青睞。世界上95％的丙烯腈生產公司均采用Sohio技術來生產丙烯腈，在美國日本更是夸張的全部采用此種方法來生產丙烯腈。 使用MS（微球型)催化劑，在流化床反應器中進行反應。原料丙烯的轉化率可以高達95-98％,反應條件根據反應器構造、使用的催化劑類型和AN產量等條件加以選擇調整，一般的反應條件下原料氣的組成(摩爾比)比例為 C3H6:NH3:空氣=1:1.0-1.2:10-12反應溫度范圍是400-500 ℃。 1.3.2 丙烯氨氧化成丙烯腈的合成工藝[15-16] 丙烯和氨在內徑為7mm長30m的提升管反應器中在以鉬鉍-三氧化二鋁為催化劑的條件下氨氧化為丙烯腈，鉬鉍-三氧化二鋁催化劑用于熱態實驗。為了獲得具有代表性的實驗結果，該催化劑是從商業TFB反應堆中獲得的。催化劑使用數月后，催化劑的活性將達到穩定狀態。 圖1.3為反應所用到的循環流化床反應器[17]，它包括一個提升管反應器、分離器、電加熱流化床浴和內徑為7mm、長為3m的螺旋輪再生器。長管可以同時示保證高流速（大于3m/s）和足夠的氣體停留時間。螺旋式安裝在一個流化床加熱管，以保持提升管反應器的等溫條件。螺旋管的抗水平傾角約為5°，該流化床加熱浴的溫度波動控制在1K。側進料口設立在10m處，從喂入口檢查空氣分級進給情況。 反應物空氣管置于流化床浴預熱反應物空氣中，然后空氣順著注射器進入蓄熱室底部流化催化劑顆粒中。在噴射器中，反應物空氣和催化劑顆粒與丙烯和氨混合到立管上。噴射器底部的二次空氣流量控制著催化劑的載量。在立管中催化劑顆粒的催化作用下發生丙烯氨氧化反應，然后分離氣體在分離器和存儲在一個催化劑收集器里。催化劑顆粒返回批量再生器的再生空氣。從分離器的氣體產物去發泄或吸收系統分析燃燒室。 圖1.3 實驗室規模高密度循環流化床反應器示意圖 從乙烯廠或者煉油廠通過管道將液態的丙烯從丙烯儲存罐中運輸出來。丙烯儲存罐設有噴淋水系統，可以維持儲罐里的溫度在一定范圍內。并且需保證夏季丙烯儲存罐的壓力不超過1.1MPa。 液態氨從合成氨裝置中通過管道運輸裝置運輸到液氨儲罐中，為了防止超壓狀況的發生，液氨儲存罐也設有噴淋水裝置，以保證液氨儲存罐壓力大于0.9MPa，從而保證能給反應系統正常供給液氨。 液態丙烯在壓力差的作用下進入到丙烯蒸發器，在丙烯蒸發器中通過與系統的貧水換熱使丙烯汽化。然后通過加熱、壓力調節、流量調節等措施后與氨按一定比例送入反應器中進行反應。液態氨在壓力差的作用下進入到氨蒸發器，在氨蒸發器中通過與系統的貧水換熱使液氨氣化。然后通過補沫、加熱、壓力調節、流量調節等措施后再按一定比例送入反應器中進行反應。 丙烯腈裝置產生的蒸汽驅動的空壓機將空氣壓縮后，通過壓力調節、流量調節后與丙烯按一定比例送入反應器反應。 將丙烯和氨混合后，通入到丙烯氨分布器中，丙烯腈反應器為流化床反應器。丙烯氨分布器有1355個分布孔，將丙烯氨均勻的分布在反應器內，空氣通過空氣分布板進入反應器中，空氣分布板有1355個空氣分布孔，這是與丙烯氨分布器一一對應的，使得丙烯氨混合氣體與空氣充分接觸到。反應器內有64個撤熱水管線，均勻分布在反應器內，撤熱水管線的作用一是及時撤走反應放熱，使反應能順利進行，二是使反應器的催化劑均勻分布從而使流化狀態更好，三是產生4.0MPa蒸汽驅動空壓機。 圖1.4 丙烯腈工藝流程圖 反應器中還設有30個旋風分離器用來分離催化劑，旋風分離器分為10組使反應氣體與催化劑分離。2、3級旋風分離器設有料腿反吹風，防止料腿堵塞。反應氣體的線速度，料腿反吹風的大小都能影響到旋風分離器的分離效果。反應過程中尤其要控制反應的線速度。當線速度超過0.76m/s時催化劑極易跑損，反應氣體經過旋風分離器分離后進入反應器上面的集氣室內。然后反應氣體與一臺帶有膨脹節的換熱器與鍋爐給水換熱后進入急冷塔。 圖1.5 系統水平衡圖 回收塔蒸出的組分進到一個分層器中。在分層器中由于溶解度的關系，大部分丙烯腈中的水分層而出，分出的水返回回收塔。而丙烯腈則進入脫氫氰酸塔。 1.3.3 本設計研究的內容 本設計為年產7萬噸丙烯制備丙烯腈項目，本文在查閱有關文獻后決定了由Sohio工藝生產丙烯腈的工藝方法以及明確了各設備的操作條件，確定了以丙烯直接氨氧化生成丙烯腈的工藝合成方法。應用化工流程模擬軟件Aspen Plus，對丙烯腈反應工段的工藝流程進行了模擬計算，得到了反應中的物料和熱量等數據。在這基礎上對泵、換熱器等設備進行了初步工藝選型以及對反應所用到的流化床反應器進行計算與選型，繪制了反應器設備設計圖，平面布置圖，物料流程圖，帶控制點的工藝流程圖。 第2章 流程模擬物料及熱量衡算 2.1 生產流程模擬 丙烯氨氧化法生產丙烯腈的物料方框流程圖如圖2.1所示。 圖2.1 丙烯腈生產的物料方框流程圖 丙烯氨氧化生產丙烯腈的大致流程為：丙烯和氨分別從儲罐中經過換熱蒸發為氣體，與此同時一旁的空氣經過空氣壓縮機壓縮，三股氣體在混合器中匯合?；旌虾笠黄鹚腿敕磻鞯牡撞俊楣澕s能源在反應器后面接有一個換熱器進行換熱，換熱后的混合物料會進入氨吸收塔的底部，與此同時由氨吸收塔的塔頂通入硫酸溶液用于吸收混合物料中未反應完全的氨。丙烯腈的粗產品會從塔底流出，送于后續的丙烯腈精致工段。 2.2 物料及熱量衡算 2.2.1 流化床反應器R0101模擬及結果 1. 丙烯氨氧化反應機理與動力學 在流化床反應器R0101中發生的主反應為： CH3CH=CH2+NH3+O2→CH2=CHCN+H2O 式（2.1） 同時還發生以下的主要副反應： CH3CH=CH2+3NH3+3O2→3HCN+6H2O 式（2.2） CH3CH=CH2+NH3+O2→CH2=CN+3H2O 式（2.3） CH3CH=CH2 +O2→3CO2+3H2O 式（2.4） CH3CH=CH2+3O2→3CO+3H2O 式（2.5） 動力學研究表明，在體系中氨和氧濃度不低于丙烯氨氧化反應的理論值時，丙烯氨氧化反應對丙烯為一級反應，對氨和氧為零級反應，即： 丙烯 式（2.6） 其中 （Mo-Bi-O催化劑） 式（2.7） 2. 丙烯氨氧化反應的影響因素 （1）丙烯與氨接觸時間 增加接觸時間，產率開始時顯著增加達到最大值后再逐漸減小，但CO x和HCN的產率不斷增加，表明AN在長時間接觸下進一步氧化為HCN和CO x。ACN為中間產物，它嚴重影響氣體返混降低選擇性和收率。所以通過適當增加接觸時間的方法可以提高丙烯的轉化率，而副產物乙腈、氫氰酸的生成量在反應達到一定溫度后便不再增加。因此，可相應提高丙烯腈的單程收率。但是過分延長接觸時間，一方面會使丙烯腈深度氧化造成生成二氧化碳的量增加，降低其收率；同時，由于氧的過分消耗，容易使催化劑由氧化態變為還原態，長期缺氧會降低催化劑活性和使用壽命，這給催化劑的要求帶來不小的難度；另外，接觸時間的延長，降低了設備的生產能力。適宜的停留時間與催化劑的活性、選擇性及反應器的類型和反應溫度均有關。如圖2.2所示。 圖2.2隨著接觸時間的產品產量的變化：P = 0.10mpa，T = 718k （2）反應溫度 圖2.3為溫度對產量的影響圖。在708–718k范圍可以達到最高產量。在較低的溫度下，由于反應速率慢使得轉化率低，因此產量低；在較高的溫度下，氧化導致產量下降。另一方面，隨著反應溫度的升高，CO X產量穩步增加。HCN產率隨溫度變化不明顯。 圖2.3 隨著反應溫度的產品產量的變化 （3）反應壓力 丙烯氨氧化反應的主、副反應平衡常數很大，因此熱力學上為不可逆，壓力的變化只對反映動力學產生影響。加壓能提高丙烯濃度，增大反應速率，提高設備的生產能力，但研究表明，增大反應壓力，會是選擇性下降，導致丙烯腈收率下降，因此丙烯氨氧化反應不宜在加壓下進行，反應壓力可接近常壓。 3. 丙烯腈生產模擬流程 反應器R0101的模擬流程圖見下圖2.4所示。 圖 2.4 合成反應段流程模擬 丙烯氨氧化反應是強放熱反應，故反應所需的溫度較高，催化劑適宜活性溫度范圍比較狹窄，因此工業上一般采用流化床反應器來進行反應，以便于及時排出熱量來解決這一問題。盡管近年來新型流化床反應器的研究一直在進行，以達到減少返混、提高單程收率和結構簡單的目標，但目前工業上使用Sohio流化床技術仍然是最主流的。流化床反應器的目的是將經過換熱蒸發的原料丙烯、氨和空氣在流化床反應器內發生氨氧化反應生成丙烯腈及其一些副反應。為降低能耗，特將原料空氣與反應器出口氣體在E0101進行換熱操作，既對原料空氣進行升溫以便于減少反應器中的加熱反應能耗，又降低了反應器出口氣體溫度，以便于后續的吸收操作。 反應器的有關參數見表2.1。 表1.1 反應器的有關設計參數 項目 內容 生產能力 100kt/a 反應器類型 流化床反應器 原料 丙烯、液氨；丙烯:液氨:空氣=1:1.08:10.95 工藝條件 反應器溫度470℃，反應壓力2bar 轉化率 丙烯94.2% 4. 物料及能量衡算 流化床反應器R0101模擬的物料衡算的結果表2.2所示。 表2.2 反應器R0101物料衡算數據 流入物料0101（丙烯） 流入物料0102（氨） 流入物料0103（空氣） 溫度 ℃ 25 25.1 183.8 壓力 bar 6 5 3.5 氣相分率 1.00 1.00 1.00 質量流量 kg/hr 14060 6116.05 105576 流入的總質量流量為14060+6116.05+105576=125752.05kg/hr 流出的總質量流量為 125752kg/hr 流入的總流量與流出的總流量是相等的。 流化床反應器R0101模擬的能量衡算的結果表2.3所示： 表2.3 反應器R0101能量衡算數據 流入物料0101（丙烯） 流入物料0102（氨） 流入物料0103（空氣） 焓 Gcal/hr 0.379 -5.684 4.07 流入物料的總能量為 0.379-5.684+4.07=-1.235Gcal/hr 然后包括反應器的能量 -1.235-27.1529=-28.3879Gcal/hr 流出物料的總能量為 -28.389Gcal/hr 流入物料總能量與流出物料總能量相等。 2.2.2 氨吸收塔T0101模擬及結果 從反應器出來的合成氣體經過E0101換熱降溫之后，由于丙烯氨氧化反應并不能反應完全，即從反應器出來的合成氣體中必定含有未反應完的氨氣，氨氣遇水會形成氨水使體系呈現堿性環境，這對后續的精制工段會帶來十分巨大的影響。而且本著節約、綠色化學的生產理念，應該將氨氣盡量回收來用作其他用途，以達到原料的最大利用率。所以在換熱器后面設計一座氨吸收塔，用30%wt的硫酸水溶液作為吸收劑來吸收多余的氨，在吸收塔塔底會生成硫酸銨溶液，其可以作為農業肥料，達到資源回收再利用的目的。未吸收完的氨氣會從塔頂流出。 其Aspen模擬流程圖見圖2.5所示。 圖2.5 氨吸收塔流程模擬圖 圖中0112號線即為硫酸溶液，從塔頂加入到吸收塔，而合成氣體則從塔底進入。以此來形成逆流吸收操作，以最大的吸收推動力完成吸收操作，力求盡可能吸收合成氣體中未反應完全的氨氣，并將整個合成氣體的體系pH調節至酸性環境，以便于后續的水吸收操作和丙烯腈精制操作。模擬條件為：保溫常壓下操作，理論塔板數為6塊。硫酸溶液和合成氣體分別于第1塊板上方和第6塊板下方進料。 吸收塔的物料衡算結果如表2.4所示。 表2.4氨吸收塔T0101物料衡算數據 流入物料0109（混合物料） 流入物料0112（硫酸） 流出物料0110（粗丙烯腈） 流出物料0111（廢氣） 溫度 ℃ 25.00 25.00 31.9 24.5 壓力 bar 1.00 1.00 0.90 0.90 氣相分率 0.737 0.00 1.00 0.00 質量流量 kg/hr 125752 9263.17 94653.8 40361.4 總質量流量 kg/hr 135015.17 135015.2 流入的總流量與流出的總流量是相等的。 氨吸收塔的能量守恒結果如表2.5所示。 表2.5 氨中和塔T0101熱量衡算數據 流入物料0109（混合物料） 流入物料0112（硫酸） 流出物料0110（粗丙烯腈） 流出物料0111（廢氣） 焓 Gcal/hr -57.392 -21.863 -2.363 -76.891 流入物料的總能量為 -57.392-21.863=-79.255 Gcal/hr 流出物料的總能量為 -2.363-76.891=-79.254 Gcal/hr 流入物料總能量與流出物料總能量相等。 總的Aspen模擬數據如表2.6所示，包括進入物流號0101、0102、0103、0112等，以及排出物料號0110和0111。 表2.6 Aspen的總流程模擬數據 第3章 設備設計及其選型 3.1 流化床反應器（R0101）設計 3.1.1 反應器概述 反應器是化工生產過程中特別是反應工段中必不可少的核心設備之一。化工技術過程開發與研究的成功與否在很大程度上取決于反應器內流體的溫度、濃度、停留時間及溫度分布、停留時間分布的控制水平和控制能力。因此對于反應器的設計在化工設計中往往占有重要的地位。 本項目為丙烯直接氨氧化法制丙烯腈項目，是以丙烯、氨氣和混合空氣為原料，在高溫低壓條件下，使一分子丙烯、一分子氨氣和一點五分子氧氣發生反應，結果生成丙烯腈和水，用C-49型催化劑來大大提高了丙烯的利用率。 3.1.2 反應器選型 化工生產中所用到的反應器基本上可以分為釜式反應器、管式反應器、固定床反應器、流化床反應器四種。 流化床反應器由于可采用細粉顆粒，并在懸浮狀態下與流體接觸，流固相界面積大這使得流化床反應器有利于非均相反應的進行，大大提高了催化劑的利用率。 但是流化床反應器在生產時氣體流動狀態與活塞流偏離較大，氣流與床層顆粒發生返混，以致在床層軸向沒有溫度差及濃度差。加之氣體可能成大氣泡狀態通過床層，使氣固接觸不良，使反應的轉化率降低。 雖然流化床反應器存在著上述缺點，但優點是主要的。流態化操作總的經濟效果是有利的，特別是傳熱和傳質速率快、床層溫度均勻、操作穩定的突出優點，對于熱效應很大的大規模生產過程特別有利。綜和上面四種反應器的特點，我們選擇流化床反應器作為本次設計的反應器。圖3.1為流化床反應器的簡略圖。 圖3.1 流化床反應器簡略圖 3.1.3 催化劑型號選取 Mo-Bi系催化劑在當今丙烯腈催化劑中占據主導地位，目前C-41、C-49、NS-733B催化劑在世界各地應用十分普遍。 兩種新型催化劑與C-41相比的主要優點是丙烯單耗低。由于這兩種催化劑 所用的空氣比例均高于C -41，因此反應器生產能力增長不大。但是由于AN生產成本構成中，原料丙烯占很大比例（約60%），因此換用C-49和NS -733 B 仍 有較大的經濟價值。 NS-733B的特點是副產物ACN和ACL量很小，大大低于C-41。NS-733B催化劑使用時ACL生成量很低，對設備污染將比C-41和C-49有明顯減輕，這是其一大優點。因此如果不準備回收ACN，或者AN裝置較小回收ACN不經濟時，可采用NS-733B；反之，如果生產規模在5萬噸以上，而又要求回收ACN時則可考慮選用C-49。 3.1.4 反應器反應條件 由于本反應所需催化劑為C-49所確定的反應工藝條件為反應溫度在440~480℃，本次設計反應器反應溫度為470℃。反應接觸時間為7s到12s之間，本次設計接觸時間為10s。反應進料比為摩爾比C3H6：NH3：空氣=1：1.08:10.95。 反應壓力對反應的影響：由于本反應是體積減小的反應，壓力減小有利于負反應的進行，但由于催化劑的要求反應壓力不能過低，則本工藝選擇反應壓力為2個大氣壓進行反應。 3.1.5 流化床反應器設計計算 1. 計算依據? 在流化床出口處的氣體流量4535.95kmol/h；入口處的氣體流量為4352.67kmol/h。?氣體進口壓力為2bar；出口壓力為2bar。反應器中的反應溫度為470℃，氣體離開稀相段的溫度為360℃?。物料的接觸時間為10s。 2. 流化床的基本參數 反應氣相數據：密度 黏度 催化劑C-49相關數據：密度 顆粒平均粒徑 1）起始流化速度計算 當流體流過顆粒床層的阻力等于床層顆粒重量時，床層中的顆粒開始流動起來，此時流體的流速稱為起始化速度，記作。起始流化速度僅與流體和顆粒的物性有關。其計算公式如下式所示： 對于小的顆粒 式（3.1） 對于大的顆粒 式（3.2） 式中：為顆粒的平均粒徑； ，分別為顆粒和氣相的密度；為氣相的黏度 假設顆粒的雷諾數＜20，即為小的顆粒。將已知數據代入公式（3.1）： 校核雷諾數： ＜20 符合要求。 將帶入費魯德準數公式作為判斷流化形式的依據：若為散式流化則＜0.3，若為聚式流化則＞0.3。 代入已知數據求得 根據判別式可知流化形式為散式流化。 2）帶出速度計算 床內流體的速度等于顆粒在流體中的自由沉降速度（即顆粒的重力等于流體對顆粒的曳力）時，顆粒開始從床內帶出，此時流體的速度成為顆粒的帶出速度，其最大氣速不能大于床層最小顆粒的帶出速度，其計算公式如下式所示： 式（3.3） 當＜0.4時， 式（3.4） 當0.4＜＜500時， 式（3.5） 當＞500時， 式（3.6） 流化床操作時不希望夾帶，床內的最大起訴不能超過床層平均粒徑顆粒的帶出速度，故同樣使用上面的粒徑0.05mm計算帶出速度。 因為流體的雷諾數為3.9×10-4<0.4，所以選擇式3.4進行計算。將已知數據代入可以求得 核算雷諾數： ＜0.4 3）流化床操作氣速 如上所述，已知顆粒的臨界流化速度和催化劑的最小顆粒的帶出速度，對于采用高流化速度，其流化數（流化數=氣體表觀速度/臨界流化速度）可以選擇300~1500，本裝置設計使用流化數為1200，帶入計算 故本裝置的操作氣速為。本方案取操作氣速0.7m/s。 為防止副反應的進行，本流化床反應器設計密相段和稀相段兩段，現在分別對其直徑進行核算。 2. 流化床反應器的設計 1）密相段直徑的確定 當生產能力(單位時間內反應氣體積流量V)給定后，根據過程特點選定的流化數 (或)，則床層的殼體直徑可以由下式給出 即 式（4.7） 計算所得的，再根據設備的公稱直徑標準加以圓整。 本流化床反應器設計處理能力為116944.0006體積流量的丙烯、氨和空氣的混合氣體。根據式（4.7）計算有 DT=8.04m 圓整后，流化床反應器密相段的公稱直徑DN=8m。 2）稀相段直徑的確定 在該反應器中，擴大反應器的體積，可以減緩催化劑結焦，以及抑制副反應的生產，本廠設計稀相段流化數為800，計算過程如下： DT=9.84m 圓整后，流化床反應器密相段的公稱直徑DN=10m。 3）流化床床高 床高分為三個部分，即反應段，擴大段，以及錐形高度。原料混合氣處理量為M=125752.05kg/h，由于原料處理量比較大，所以本設計決定采用四臺反應器并聯的方式生產。 由上節催化劑內容知，C-49型丙烯腈催化劑的質量空速適宜值為0.084h-1，則催化劑的量為125752.05/0.084=1497048.214kg。催化劑的裝填密度為1150，所以靜床高度的為 。流化時的流化比取2，因此床層高度。擴大段高度取擴大段直徑的二分之一，H2=5m。反應段與擴大段之間的過渡部分過度角為120°，有三角函數計算出過渡高度。錐形段取錐底角為60°，取錐高為。反應器上部橢圓封頭高度取直徑的四分之一，即，加上封頭直邊高度為25mm。由此可得，流化床總高。其長徑比為24.8/8=3.1。 4）床層的壓降 流化床在正常操作時具有恒定的壓降，其壓降計算公式為 5）流化床壁厚 流化床反應器的操作溫度為470℃，操作壓力為2bar，設計溫度為490℃，設計壓力為2bar。由于溫度較高，因此選擇0Cr18Ni9材料，該種材料在設計溫度下的許用應力為100MPa，流化床采用雙面對接焊，局部無損探傷，取流化床焊接接頭系數為，壁厚的附加量取。流化床壁厚為： 考慮到流化床較高，風載荷有一定影響，取反應器的設計壁厚為8mm，流化床床體的有效厚度為。 筒體的應力按下式進行計算 許用應力＞78MPa，應力校核合格。 對于擴大段， 考慮到擴大段，經過過渡段壓力略有減小，并且擴大段溫度較低，因此均選取擴大段、過渡段壁厚為6mm。 錐形段階段為反應氣體的預分布階段，未發生反應，溫度較低直徑較小，因此壁厚更小，但為考慮選材與安裝的方便性，其壁厚也選取為6mm。 6）反應體積的計算 反應體積=停留時間×體積流率 該反應器的停留時間為10s，物流的體積流率V=32.48，由此可得： 反應體積32.48×10=324.8m3 結合考慮工業適宜的操作氣速范圍為0.5-0.8m/s。本方案取操作氣速0.7m/s。 該體積為催化劑的體積，取催化劑的填裝空隙率為0.38，由此可得反應器的體積Vo=324.8/(1-0.38)=523.87m3 7）裙座 裙座的厚度按經驗選取為20mm，由于錐形段的影響，所以高度為8500mm。 8）水壓試驗及強度校核 水壓試驗的試驗壓力有，，取兩者中較大值，即。 水壓試驗時壁內壓力為 已知0Cr18Ni9材料在常溫下的屈服強度為，計算可以知道水壓試驗時筒體壁內壓力小于，水壓試驗安全。 3. 旋風分離器的結構和操作 在流化床反應器內部設有旋風分離器用于分離。由于內旋風分離器具有不需保溫、配管量少、設備緊湊、被捕集粉塵易于返回的優點，因此本反應器采用內旋風分離器。 影響旋風分離器工作的因素較多，其中最主要的影響因素是物系的性質及操作的條件。一般來說，選擇顆粒密度大、粒徑大的物料，提高進口氣速及增加濃度等均有利于分離的進行。PV型旋風分離器示意圖如圖3.2所示。 圖3.2 PV型旋風分離器示意圖 3.2 換熱器E0101選型 3.2.1 換熱器的類型 本次設計需要用到丙烯過熱器、氨過熱器、反應器出口換熱器等換熱器。此處以反應器出口換熱器為例對換熱器進行選型。通過綜合考慮本次設計任務及制造、經濟等個方面，本次設計結構上主要采用固定管板換熱器。 3.2.2 換熱器的選擇 由Aspen模擬軟件查得換熱器的熱負荷：QA=33730KW 本次換熱器選型采用的冷凝水初始溫度為25℃，出口溫度為80℃。冷凝水的CP=4.18KJ/(Kg·℃)則 WC=33730×103×36004.18×103×(85-20) =52729.44kg/h 對數平均溫差： ?tm1=?t2-?t1ln?t2?t1=743.1-298.1-(80-25)ln743.1-298.180-25=186.5 ℃ 而P=t2-t1T1-t1=55469.95-25=0.12 R=T1-T2t2-t1=44555=8.09 由化工原理教材中的知識可以知道ф=0.96，所以 ?tm2=φ?tm1=0.96×186.5=179.04 初選換熱器規格，根據兩流體的情況，假設K=300W/(m2?℃) S=QK ?tm1=33730000300×179,04=627.98m2 換熱器規格選擇 （1）管徑 管子的尺寸大小和其形狀均對傳熱有很大影響。當采用較小的管徑時，換熱器單位體積的換熱面積較大，這樣的設備較為緊湊，單位傳熱面積的金屬消耗量少，傳熱系數也高。但這給管子的制造帶來了難度，而且小內徑的管子容易結垢，不利于清洗。但是內徑較小的管子可以承受更大的壓力，而管壁較薄的結構特點有利傳熱；所以，在管程結垢不是很嚴重，而且允許壓力降較高的情況下，采用規格為Φ19mm×2mm 的管子是合理的。 （2）排列形式 因為殼程是純凈的液氨，沒有污垢，所以本設計選用最佳的正三角形排列形式。這樣有利于對管外的機械進行清洗。 （3）管間中心距 換熱管中心要保證管子與管板連接時，管橋有足夠的強度和剛度。管間在清洗時還要留有進行清洗的通道。換熱管中心距一般不小于1.25倍的換熱管外徑，常用的換熱管中心距表3.1所示： 表3.1 常用的換熱管中心距 換熱管外徑/mm 2 4 9 5 2 8 5 7 換熱管中心管/mm 6 9 5 2 0 8 7 2 本設計所用換熱管外徑為2mm，因此所用的換熱管中心距為6mm。 （4）管長 在滿足換熱面積和設計要求的條件下，盡量選用管長較短的管子，這樣可以降低反應所需的壓降，使生產更為簡便。 系列標準鋼管長度有：1.0m、1.5m、2.0m、2.5m、3.0m、4.5m、6.0m、7.5m、9m和12m。本設計選用4.5m管長。 根據JB/T4715-92《固定管板式換熱器型式與基本參數》對模擬數據進行圓整，并且考慮到熱損失等，換熱器面積選有余量。選定換熱器基本參數如下：公稱直徑為1000mm，換熱管長度為4500mm，管程數N=4，殼程數N=1，公稱壓力1.0Mpa，換熱面積為627.98m2，換熱管規格為φ19mm×2mm，管子根數n=1186根，中間排管數39根。 3.3 泵選型 3.3.1 本設計所需泵 本次設計用到了四種泵類型，在輸送硫酸到吸收塔用到的硫酸輸送泵，冷卻泵，吸收塔釜液從釜底排出時用到的吸收塔釜液泵以及用于塔頂排出廢氣時用到的廢氣真空泵。 3.3.2 用智能選泵系統對泵選型 由需要吸收氨的量可以確定所需的硫酸量，在向吸收塔通入30%的硫酸溶液時需要用到硫酸輸送泵。 本次選泵利用選泵軟件“智能選泵系統”軟件對所有的泵進行合理選擇?，F以選取硫酸輸送泵為例做出選型過程。在前文已經知道硫酸溶液中硫酸和水的質量流量分別為7125.474kg/h和2137.693kg/h。根據計算可以得到硫酸輸送泵的流量為2.224L/s，取揚程為8m，精度取90%，由智能選泵系統得到的結果如下面幾張圖所示。 圖3.3 智能選泵系統選擇界面 圖3.4 選取泵的基本資料 圖3.5 選取泵的安裝尺寸圖 圖3.6 選取泵的工作曲線 從上面的軟件顯示我們可以得到泵(P103A/B)的性能參數如表3.2所示： 表3.2 硫酸輸送泵性能參數一覽表 泵性能參數 名稱 取值 單位 流量 2.224 L/s 揚程 8 m 效率 40.8 ％ 電動機功率 1.5 kW 軸功率 0.45 kW 轉速 1450 r/min 公司 蘭州水泵總廠 型號 IH65-50-160 3.4 相關塔設備初步設計 3.4.1 塔設備初步計算與選型 對吸收塔T0101進行選型，使用Aspen Plus進行簡單的塔設備計算選型。在Aspen 塔T0101的下方，找到Tray Sizing選項，因為已知塔設備具體參數，所以輸入物料由第2塊板進入由6塊板流出，并設定板間距為0.6m。具體設定輸入值如圖3.7。 圖3.7 Tray Sizing中進行對塔T0101初步設定 設定完畢后，即進行對設定數據的模擬，可以得到以下的運行結果如圖3.8。 圖3.8 塔T0101初步設定參數運行結果 在Tray Sizing的Results中我們可以得到，所設計的塔T0101的直徑在3.45m左右，為了下面對塔進行校核，因此此處選取3.5m。 在選取完塔的直徑后，我們進行對塔的校核。在Tray Rating界面下，我們將已經得到的塔直徑參數輸入，其他相同數據設定值不變，在溢流堰高度設定值處，將其設定為50mm。設定數據輸入圖如圖3.9所示。 圖3.9 塔T0101塔徑校核 在Specs界面設定完畢后，點擊Layout進入下一設定界面。我們在Valve tray處選定Valve type V-1，輸入參數如圖3.10下所示。 圖3.10 塔T0101塔徑校核參數 即進行對設定數據的模擬，可以得到以下的運行結果圖，結果如圖3.11所示。 圖3.11 塔T0101塔徑校核運行數據表 由上可知水吸收塔T0101的塔徑為D=3.5m，還需塔高，所以下面進行對塔高的經驗計算： （1）塔板總高度 （2） 塔頂空間高度 （3） 最后一塊板到塔底的距離 進氣管頂部到最后一塊板的距離 進氣管管徑 進氣管底部到塔釜面的距離 所以 （4）裙座高度 圓整得5m （5）封頭高度 （6）開孔高度 所以塔高： 3.5 設備一覽表 將前文設計計算的流化床反應器數據，換熱器、泵以及氨吸收塔的選型情況列在如下的表格上。包括表3.3的流化床反應器設計計算結果，表3.4換熱器選型一覽表，表3.5泵選型一覽表以及表3.6吸收塔選型一覽表。 表3.3 流化床反應器R0101設計計算結果 序號 項目 數值 1 操作溫度 ℃ 470 2 設計溫度 ℃ 134.3 3 密相段流化數 1200 4 氣速 m/s 0.7 5 密相段直徑 m 8 6 稀相段流化數 800 7 稀相段直徑 m 10 8 高度 m 24.8 9 床層壓降 KPa 24.555 10 反應器材料 0Cr18Ni9 11 壁厚 mm 6.5 12 反應器體積 m3 523.87 13 裙座 mm 20 14 處理量 kg/h 125752.05 15 催化劑類型 C-49 1