年产7万吨丙烯腈项目合成工段设计

喜欢就充值下载吧。。资源目录里展示的文件全都有，，请放心下载，，有疑问咨询QQ:1064457796或者1304139763 ==================== 喜欢就充值下载吧。。资源目录里展示的文件全都有，，请放心下载，，有疑问咨询QQ:1064457796或者1304139763 ==================== 年产7万吨丙烯酸项目初步设计——合成工段工艺设计 论文题目：年产7万吨丙烯腈项目初步设计 ——合成工段工艺设计 姓 名： 学 号： 学 院： 专 业： 指导教师： 完成时间： 年产7万吨丙烯酸项目初步设计——合成工段工艺设计 摘 要 本设计为年产7万吨丙烯腈项目初步设计合成工段的工艺设计。本文在查阅大量的文献的基础上，决定了由Sohio工艺生产丙烯腈的工艺方法以及各设备的操作条件，确定了以丙烯直接氨氧化生成丙烯腈的工艺合成方法。应用化工流程模拟软件Aspen Plus，对丙烯腈反应工段的工艺流程进行了模拟计算，得到了反应中的物料和热量等数据。在这基础上对泵、换热器等设备进行了工艺选型以及对反应所用到的流化床反应器进行计算与选型，绘制了反应器设备设计图，平面布置图，物料流程图，带控制点的工艺流程图，完成了对整个丙烯腈合成工段的初步工艺设计。 关键词： 丙烯腈； 氨氧化法； 合成； 工艺设计 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 目录 前 言 1 第1章 文献综述 2 1.1丙烯腈简介 2 1.1.1 丙烯腈的物理性质 2 1.1.2 产品的化学性质 3 1.1.3 市场预测 3 1.2 生产方案 5 1.2.1 生产方案和生产规模 5 1.2.2 产品质量 5 1.3 工艺技术方案的选择 6 1.3.1 工艺路线 7 1.3.2 丙烯氨氧化成丙烯腈的合成工艺 7 1.3.3 本设计研究的内容 10 第2章 流程模拟物料及热量衡算 11 2.1 生产流程模拟 11 2.2 物料及热量衡算 11 2.2.1 流化床反应器R0101模拟及结果 11 2.2.2 氨吸收塔T0101模拟及结果 16 3.1 流化床反应器（R0101）设计 19 3.1.1 反应器概述 19 3.1.2 反应器选型 19 3.1.3 催化剂型号选取 20 3.1.4 反应器反应条件 20 3.1.5 流化床反应器设计计算 21 3.2 换热器E0101选型 27 3.2.1 换热器的类型 27 3.2.2 换热器的选择 27 3.3 泵选型 29 3.3.1 本设计所需泵 29 3.3.2 用智能选泵系统对泵选型 29 3.4 相关塔设备初步设计 32 3.4.1 塔设备初步计算与选型 32 第4章 设备布置 38 结 论 39 谢 辞 40 参考文献 41 附录 42 前 言 丙烯腈是三大合成材料—合成纤维、合成橡胶、合成塑料的基础原料， 使得丙烯腈的地位逐年提高，所以丙烯腈生产及其深加工日益受到人们的重视。丙烯腈的生产方式有很多种，其中利用丙烯氨氧化生产丙烯腈是丙烯腈生产的主要方式之一。这种方法设备简单，原料易得。反应所用到的丙烯是重要的石油化工基础原料，因此研究丙烯腈生产过程，提高丙烯腈产品质量，降低丙烯腈原料消耗就显得十分重要了。 丙烯氨氧化生产丙烯腈的工艺方法有很多种，其中Sohio工艺应用最广泛也最受大家所青睐，这种方法使丙烯腈产量大幅提高，生产所需成本下降，也促进了以丙烯腈为原料的腈纶行业的发展。 本文主要是对丙烯氨氧化生产丙烯腈过程的合成工段进行设计。 第1章 文献综述 1.1丙烯腈简介 丙烯腈，英文名Acrylonitrile简称为AN，是三大合成材料—合成纤维、合成橡胶、合成塑料的基础原料[1]。具有良好的耐寒性 、耐油性、耐磨性和电绝缘性能；还可以通过电解加氢偶联制的办法获得己二腈，由己二腈加氢的工艺又可制成作为尼龙66 的材料己二胺[2-6]。这些功能使得丙烯腈在市场上的地位越来越高，丙烯腈的需求量也越来越多，因此丙烯腈的需求量也越来越多。 我国丙烯腈的总需求量以每年大约10 .8%的速率递增，但是我国现有的丙烯腈生产能力还远远不能满足国内的需求，仍需要大量进口才能解决问题。因此，加大对丙烯腈生产工艺技术和催化剂体系的研究和开发力度，不断提升我国丙烯腈生产的技术水平，是解决我国丙烯腈供需平衡的关键之处。 1960年美国 Sohio 公司(现归属 BP 公司)创始并发展了丙烯氨氧化法(又称为Sohio 法)，这种方法简单高效，故很快在全世界得到推广。以丙烯和氨为材料，通过氨氧化反应来生产丙烯腈。丙烯氨氧化反应式为 CH 3CH= CH 2 +NH3 + 3/2O2 →CH2CHCN +3H2O 式（1.1） 1.1.1 丙烯腈的物理性质 丙烯腈合成项目主要原料来自于石油炼化所产生的廉价C3H8气体反应所产生的C3H6和NH3，产物是丙烯腈和水蒸气。 表1.1 丙烯腈的物理性质[7] 气味 熔点（K） 沸点（K） 临界温度（℃） 闪点（℃） CAS号 燃点（℃） 生成热（25℃） 辛辣气味 -83.5 77.3 91.61 0 115-07-1 48.1 151 丙烯腈是一种无色有刺激性气味且易燃的液体。丙烯腈可溶于苯、丁酮、四氯化碳、乙醚等有机溶剂且与水互溶。遇到明火、高温热容易引起燃烧，并放出有毒气体。因此在生产、贮存和运输过程中,必须要有严格的安全防护措施。 1.1.2 产品的化学性质 丙烯腈的化学性质：易燃且丙烯腈的与空气的混合蒸气可形成爆炸性混合气体。遇明火或者在高温热的条件下易引起燃烧，并放出有毒气体。与氧化剂、强酸、强碱、溴等反应强烈。在高温下环境下，能发生聚合反应放出大量的热，使容器发生破碎。 1.1.3 市场预测 2015年，全球丙烯腈产能为646.4万吨每年，消费量为506.7万吨，生产和消费主要集中在亚洲、北美及欧美，其中亚洲的产能和消费量分别可以占全球的53.4％和62.6％[8]。2012年我国丙烯腈产能为127.7万吨每年，表观消费量可达到175.5万吨[9-11]，这些主要是用于生产腈纶、ABS树脂等。虽然这些年我国丙烯腈市场新建和扩建项目较多，产能增进将维持较高水平，但是这还是无法弥补国内丙烯腈的需求这一巨大的缺口。预计到2017年，我国国内生产的丙烯腈还是无法满足国内所需。 表1.2 国内丙烯腈行业发展与预测 年份 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017（预测） 开工率 1265 1286 1286 1419 1600 2033 ~2400 产量 1010 1069 1149 1250 1350 1600 ~1800 出口量 446 542 555 540 500 350 300 需求增长 1.04 10.65 5.77 5.05 3-5 3-5 3-5 华东地区是国内丙烯腈需求量最大的地区，约占国内丙烯腈总需求量的64％，全国的缺口量也基本集中在华东地区，2016年江浙两省进口量约占全国总进口量的89％，而且未来需求增长速度较快，缺口持续在380kt/a左右。 国内生产丙烯腈的工厂主要分布在东北和华东这两个地区，分别占全国总产能的49.6％和47.9％.西北地区的兰化装置只占总产能的2.5％，除了上海赛科是合资外，其余8家均归属于中石化和中石油旗下。 表1.3 丙烯腈产量统计 生产厂家名称 生产能力/ (kt·a-1) 占世界总产 能的比例/% 英力士（Ineos） 旭化成化学公司 美国Ascend性能材料公司 美国首诺科特玻璃功能膜公司 吉林石化公司 中国台湾塑料工业股份有限公司 上海赛科有限公司 荷兰帝斯曼（DSM）公司 韩国泰光（Tae Kwang）产业公司 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，中国有10家丙烯腈生产公司，共计13套丙烯腈生产装置。但国内丙烯腈还是处于供不应求的状态。 生世界丙烯腈的消费总量80％用于睛纶和ABS树脂的合成，其中腈纶约占50％，而ABS占30％，其他的用途约占20％，而在亚洲和欧洲市场，合成腈纶所消耗的的丙烯睛量已超过总消费量的50%。如2016年全球的丙烯腈市场消费比例支撑台面的分别是ABS 树脂、腈纶和丙烯酰胺，其分别消耗丙烯腈约165.1万吨、200.3万吨和41 .2万吨，所占之比例分别为约32.2% 、39.0%和8.0%。这些很醒目的数据告诉我们目前中国市场对于丙烯腈的短缺。但是近年来用于ABS树脂项目上的丙烯腈消费比例不断上升，而腈纶对丙烯腈的需求却呈现出负增长趋势，预计未来几年中，腈纶的消费趋势仍将持续。2015年和2017年世界丙烯腈消费结构情况及预测见图1.1和图1.2。 图1.1 2015年世界丙烯腈消费结构情况 图1.2 2017年世界丙烯腈消消费构情况 1.2 生产方案 1.2.1 生产方案和生产规模 近年来由于丙烯资源的不充裕，以致BP 、旭化成 、三菱、BOC 、日东 、BASF等公司必须致力于对丙烷氨氧化催化剂及其相关工艺的开发来适应市场的需求。以丙烯和混合空气为材料，通过氨氧化催化反应来直接生产丙烯腈是目前乃至今后丙烯腈的最优生产方法。其中以用Sohio法生产的方式最多，现今全球95％以上的丙烯腈生产公司都采用 Sohio 法来生产丙烯腈。 这种方法可以使丙烯腈的产量大幅提高而且生产价格下降，较方便的生产丙烯腈也促进了以丙烯腈为原料的腈纶行业的发展。 本文将采用Sohio 工艺直接用丙烯氨氧化为丙烯腈的工艺方法。丙烯质量分数不低于93％，丙烯、肥料级氨及空气按物质的量比为1:1.08:10.95，按照这个比例将原料送入流化床催化反应器中进行反应。 1.2.2 产品质量 根据本次设计的要求，设计年生产7万吨丙烯腈项目。计划生产天数为300天，共计7200小时。其他两个月用于装置维修和工厂人员休息。 1.3 工艺技术方案的选择 传统生产丙烯腈的方法[12-14]： 1. 乙醛法 用氢氰酸、乙醛反应生成丙烯腈 CH2CHO+HCN→CH2CH2CNOH 式（1.2） CH2CH2CNOH→CH2=CHCN+H2O 式（1.3） 2. 乙炔法 用氢氰酸、乙炔反应生成丙烯腈 C2H2+HCN→CH2=CHCN 式（1.4） 几种传统方法都需要氢氰酸这一剧毒且难以运输和储存的药品为原料，且反应的副产物多，导致AN精制困难，所以逐渐被现代生产所淘汰。 现代生产丙烯腈的方法： 直接用丙烯氨氧化为丙烯腈的工艺方法，该工艺进料为丙烯和氨，产品单一(主要是丙烯腈)，副产品有丙烯酸、丙烯醛、乙腈等。操作条件较为简单，丙烯和氨及空气中的氧气在反应器中的催化剂作用下生产丙烯腈和相关副产品。 生成乙腈的反应式 3/2CH2=CHCH3+NH3+O2 →CH3CN+2H2O 式（1.5） 生成丙烯酸的反应式 CH2=CHCH3+3/2O2→CH2=CHCOOH+H2O 式（1.6） 生成丙烯醛的反应式 CH2=CHCH3+O2→CH2=CHCHO+H2O 式（1.7） 以单烃为材料来制备丙烯腈的生产工艺主要有丙烷直接氨氧化工艺、丙烯直接氨氧化工艺和丙烷脱氢后再进行丙烯氨氧化工艺等工艺方法。虽然丙烷比丙烯要便宜很多而且丙烷的资源较为丰富，但是由于丙烷很难活化，这导致其需要比较苛刻的操作条件和活性、选择性及稳定性均很高的催化剂来催化。这给生产带来了诸多麻烦。而且丙烯腈的稳定性较丙烷要差, 在工艺条件下容易生成不需要的碳氧化物和氮氧化物等副产物。这就给丙烷直接制备丙烯腈带来了很大挑战。所以本次设计决定直接用丙烯氨氧化法制备丙烯腈的工艺方法。 1.3.1 工艺路线 用Sohio法制备丙烯腈与其他丙烯氨化制备丙烯腈工艺相比，具有易反应，收率高，反应杂质少，能用稍微简单的方法来精制等优点，因此受到全世界丙烯腈生产公司的格外重视与青睐。世界上95％的丙烯腈生产公司均采用Sohio技术来生产丙烯腈，在美国日本更是夸张的全部采用此种方法来生产丙烯腈。 使用MS（微球型)催化剂，在流化床反应器中进行反应。原料丙烯的转化率可以高达95-98％,反应条件根据反应器构造、使用的催化剂类型和AN产量等条件加以选择调整，一般的反应条件下原料气的组成(摩尔比)比例为 C3H6:NH3:空气=1:1.0-1.2:10-12反应温度范围是400-500 ℃。 1.3.2 丙烯氨氧化成丙烯腈的合成工艺[15-16] 丙烯和氨在内径为7mm长30m的提升管反应器中在以钼铋-三氧化二铝为催化剂的条件下氨氧化为丙烯腈，钼铋-三氧化二铝催化剂用于热态实验。为了获得具有代表性的实验结果，该催化剂是从商业TFB反应堆中获得的。催化剂使用数月后，催化剂的活性将达到稳定状态。 图1.3为反应所用到的循环流化床反应器[17]，它包括一个提升管反应器、分离器、电加热流化床浴和内径为7mm、长为3m的螺旋轮再生器。长管可以同时示保证高流速（大于3m/s）和足够的气体停留时间。螺旋式安装在一个流化床加热管，以保持提升管反应器的等温条件。螺旋管的抗水平倾角约为5°，该流化床加热浴的温度波动控制在1K。侧进料口设立在10m处，从喂入口检查空气分级进给情况。 反应物空气管置于流化床浴预热反应物空气中，然后空气顺着注射器进入蓄热室底部流化催化剂颗粒中。在喷射器中，反应物空气和催化剂颗粒与丙烯和氨混合到立管上。喷射器底部的二次空气流量控制着催化剂的载量。在立管中催化剂颗粒的催化作用下发生丙烯氨氧化反应，然后分离气体在分离器和存储在一个催化剂收集器里。催化剂颗粒返回批量再生器的再生空气。从分离器的气体产物去发泄或吸收系统分析燃烧室。 图1.3 实验室规模高密度循环流化床反应器示意图 从乙烯厂或者炼油厂通过管道将液态的丙烯从丙烯储存罐中运输出来。丙烯储存罐设有喷淋水系统，可以维持储罐里的温度在一定范围内。并且需保证夏季丙烯储存罐的压力不超过1.1MPa。 液态氨从合成氨装置中通过管道运输装置运输到液氨储罐中，为了防止超压状况的发生，液氨储存罐也设有喷淋水装置，以保证液氨储存罐压力大于0.9MPa，从而保证能给反应系统正常供给液氨。 液态丙烯在压力差的作用下进入到丙烯蒸发器，在丙烯蒸发器中通过与系统的贫水换热使丙烯汽化。然后通过加热、压力调节、流量调节等措施后与氨按一定比例送入反应器中进行反应。液态氨在压力差的作用下进入到氨蒸发器，在氨蒸发器中通过与系统的贫水换热使液氨气化。然后通过补沫、加热、压力调节、流量调节等措施后再按一定比例送入反应器中进行反应。 丙烯腈装置产生的蒸汽驱动的空压机将空气压缩后，通过压力调节、流量调节后与丙烯按一定比例送入反应器反应。 将丙烯和氨混合后，通入到丙烯氨分布器中，丙烯腈反应器为流化床反应器。丙烯氨分布器有1355个分布孔，将丙烯氨均匀的分布在反应器内，空气通过空气分布板进入反应器中，空气分布板有1355个空气分布孔，这是与丙烯氨分布器一一对应的，使得丙烯氨混合气体与空气充分接触到。反应器内有64个撤热水管线，均匀分布在反应器内，撤热水管线的作用一是及时撤走反应放热，使反应能顺利进行，二是使反应器的催化剂均匀分布从而使流化状态更好，三是产生4.0MPa蒸汽驱动空压机。 图1.4 丙烯腈工艺流程图 反应器中还设有30个旋风分离器用来分离催化剂，旋风分离器分为10组使反应气体与催化剂分离。2、3级旋风分离器设有料腿反吹风，防止料腿堵塞。反应气体的线速度，料腿反吹风的大小都能影响到旋风分离器的分离效果。反应过程中尤其要控制反应的线速度。当线速度超过0.76m/s时催化剂极易跑损，反应气体经过旋风分离器分离后进入反应器上面的集气室内。然后反应气体与一台带有膨胀节的换热器与锅炉给水换热后进入急冷塔。 图1.5 系统水平衡图 回收塔蒸出的组分进到一个分层器中。在分层器中由于溶解度的关系，大部分丙烯腈中的水分层而出，分出的水返回回收塔。而丙烯腈则进入脱氢氰酸塔。 1.3.3 本设计研究的内容 本设计为年产7万吨丙烯制备丙烯腈项目，本文在查阅有关文献后决定了由Sohio工艺生产丙烯腈的工艺方法以及明确了各设备的操作条件，确定了以丙烯直接氨氧化生成丙烯腈的工艺合成方法。应用化工流程模拟软件Aspen Plus，对丙烯腈反应工段的工艺流程进行了模拟计算，得到了反应中的物料和热量等数据。在这基础上对泵、换热器等设备进行了初步工艺选型以及对反应所用到的流化床反应器进行计算与选型，绘制了反应器设备设计图，平面布置图，物料流程图，带控制点的工艺流程图。 第2章 流程模拟物料及热量衡算 2.1 生产流程模拟 丙烯氨氧化法生产丙烯腈的物料方框流程图如图2.1所示。 图2.1 丙烯腈生产的物料方框流程图 丙烯氨氧化生产丙烯腈的大致流程为：丙烯和氨分别从储罐中经过换热蒸发为气体，与此同时一旁的空气经过空气压缩机压缩，三股气体在混合器中汇合。混合后一起送入反应器的底部。为节约能源在反应器后面接有一个换热器进行换热，换热后的混合物料会进入氨吸收塔的底部，与此同时由氨吸收塔的塔顶通入硫酸溶液用于吸收混合物料中未反应完全的氨。丙烯腈的粗产品会从塔底流出，送于后续的丙烯腈精致工段。 2.2 物料及热量衡算 2.2.1 流化床反应器R0101模拟及结果 1. 丙烯氨氧化反应机理与动力学 在流化床反应器R0101中发生的主反应为： CH3CH=CH2+NH3+O2→CH2=CHCN+H2O 式（2.1） 同时还发生以下的主要副反应： 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） 动力学研究表明，在体系中氨和氧浓度不低于丙烯氨氧化反应的理论值时，丙烯氨氧化反应对丙烯为一级反应，对氨和氧为零级反应，即： 丙烯 式（2.6） 其中 （Mo-Bi-O催化剂） 式（2.7） 2. 丙烯氨氧化反应的影响因素 （1）丙烯与氨接触时间 增加接触时间，产率开始时显著增加达到最大值后再逐渐减小，但CO x和HCN的产率不断增加，表明AN在长时间接触下进一步氧化为HCN和CO x。ACN为中间产物，它严重影响气体返混降低选择性和收率。所以通过适当增加接触时间的方法可以提高丙烯的转化率，而副产物乙腈、氢氰酸的生成量在反应达到一定温度后便不再增加。因此，可相应提高丙烯腈的单程收率。但是过分延长接触时间，一方面会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；同时，由于氧的过分消耗，容易使催化剂由氧化态变为还原态，长期缺氧会降低催化剂活性和使用寿命，这给催化剂的要求带来不小的难度；另外，接触时间的延长，降低了设备的生产能力。适宜的停留时间与催化剂的活性、选择性及反应器的类型和反应温度均有关。如图2.2所示。 图2.2随着接触时间的产品产量的变化：P = 0.10mpa，T = 718k （2）反应温度 图2.3为温度对产量的影响图。在708–718k范围可以达到最高产量。在较低的温度下，由于反应速率慢使得转化率低，因此产量低；在较高的温度下，氧化导致产量下降。另一方面，随着反应温度的升高，CO X产量稳步增加。HCN产率随温度变化不明显。 图2.3 随着反应温度的产品产量的变化 （3）反应压力 丙烯氨氧化反应的主、副反应平衡常数很大，因此热力学上为不可逆，压力的变化只对反映动力学产生影响。加压能提高丙烯浓度，增大反应速率，提高设备的生产能力，但研究表明，增大反应压力，会是选择性下降，导致丙烯腈收率下降，因此丙烯氨氧化反应不宜在加压下进行，反应压力可接近常压。 3. 丙烯腈生产模拟流程 反应器R0101的模拟流程图见下图2.4所示。 图 2.4 合成反应段流程模拟 丙烯氨氧化反应是强放热反应，故反应所需的温度较高，催化剂适宜活性温度范围比较狭窄，因此工业上一般采用流化床反应器来进行反应，以便于及时排出热量来解决这一问题。尽管近年来新型流化床反应器的研究一直在进行，以达到减少返混、提高单程收率和结构简单的目标，但目前工业上使用Sohio流化床技术仍然是最主流的。流化床反应器的目的是将经过换热蒸发的原料丙烯、氨和空气在流化床反应器内发生氨氧化反应生成丙烯腈及其一些副反应。为降低能耗，特将原料空气与反应器出口气体在E0101进行换热操作，既对原料空气进行升温以便于减少反应器中的加热反应能耗，又降低了反应器出口气体温度，以便于后续的吸收操作。 反应器的有关参数见表2.1。 表1.1 反应器的有关设计参数 项目 内容 生产能力 100kt/a 反应器类型 流化床反应器 原料 丙烯、液氨；丙烯:液氨:空气=1:1.08:10.95 工艺条件 反应器温度470℃，反应压力2bar 转化率 丙烯94.2% 4. 物料及能量衡算 流化床反应器R0101模拟的物料衡算的结果表2.2所示。 表2.2 反应器R0101物料衡算数据 流入物料0101（丙烯） 流入物料0102（氨） 流入物料0103（空气） 温度 ℃ 25 25.1 183.8 压力 bar 6 5 3.5 气相分率 1.00 1.00 1.00 质量流量 kg/hr 14060 6116.05 105576 流入的总质量流量为14060+6116.05+105576=125752.05kg/hr 流出的总质量流量为 125752kg/hr 流入的总流量与流出的总流量是相等的。 流化床反应器R0101模拟的能量衡算的结果表2.3所示： 表2.3 反应器R0101能量衡算数据 流入物料0101（丙烯） 流入物料0102（氨） 流入物料0103（空气） 焓 Gcal/hr 0.379 -5.684 4.07 流入物料的总能量为 0.379-5.684+4.07=-1.235Gcal/hr 然后包括反应器的能量 -1.235-27.1529=-28.3879Gcal/hr 流出物料的总能量为 -28.389Gcal/hr 流入物料总能量与流出物料总能量相等。 2.2.2 氨吸收塔T0101模拟及结果 从反应器出来的合成气体经过E0101换热降温之后，由于丙烯氨氧化反应并不能反应完全，即从反应器出来的合成气体中必定含有未反应完的氨气，氨气遇水会形成氨水使体系呈现碱性环境，这对后续的精制工段会带来十分巨大的影响。而且本着节约、绿色化学的生产理念，应该将氨气尽量回收来用作其他用途，以达到原料的最大利用率。所以在换热器后面设计一座氨吸收塔，用30%wt的硫酸水溶液作为吸收剂来吸收多余的氨，在吸收塔塔底会生成硫酸铵溶液，其可以作为农业肥料，达到资源回收再利用的目的。未吸收完的氨气会从塔顶流出。 其Aspen模拟流程图见图2.5所示。 图2.5 氨吸收塔流程模拟图 图中0112号线即为硫酸溶液，从塔顶加入到吸收塔，而合成气体则从塔底进入。以此来形成逆流吸收操作，以最大的吸收推动力完成吸收操作，力求尽可能吸收合成气体中未反应完全的氨气，并将整个合成气体的体系pH调节至酸性环境，以便于后续的水吸收操作和丙烯腈精制操作。模拟条件为：保温常压下操作，理论塔板数为6块。硫酸溶液和合成气体分别于第1块板上方和第6块板下方进料。 吸收塔的物料衡算结果如表2.4所示。 表2.4氨吸收塔T0101物料衡算数据 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（废气） 温度 ℃ 25.00 25.00 31.9 24.5 压力 bar 1.00 1.00 0.90 0.90 气相分率 0.737 0.00 1.00 0.00 质量流量 kg/hr 125752 9263.17 94653.8 40361.4 总质量流量 kg/hr 135015.17 135015.2 流入的总流量与流出的总流量是相等的。 氨吸收塔的能量守恒结果如表2.5所示。 表2.5 氨中和塔T0101热量衡算数据 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（废气） 焓 Gcal/hr -57.392 -21.863 -2.363 -76.891 流入物料的总能量为 -57.392-21.863=-79.255 Gcal/hr 流出物料的总能量为 -2.363-76.891=-79.254 Gcal/hr 流入物料总能量与流出物料总能量相等。 总的Aspen模拟数据如表2.6所示，包括进入物流号0101、0102、0103、0112等，以及排出物料号0110和0111。 表2.6 Aspen的总流程模拟数据 第3章 设备设计及其选型 3.1 流化床反应器（R0101）设计 3.1.1 反应器概述 反应器是化工生产过程中特别是反应工段中必不可少的核心设备之一。化工技术过程开发与研究的成功与否在很大程度上取决于反应器内流体的温度、浓度、停留时间及温度分布、停留时间分布的控制水平和控制能力。因此对于反应器的设计在化工设计中往往占有重要的地位。 本项目为丙烯直接氨氧化法制丙烯腈项目，是以丙烯、氨气和混合空气为原料，在高温低压条件下，使一分子丙烯、一分子氨气和一点五分子氧气发生反应，结果生成丙烯腈和水，用C-49型催化剂来大大提高了丙烯的利用率。 3.1.2 反应器选型 化工生产中所用到的反应器基本上可以分为釜式反应器、管式反应器、固定床反应器、流化床反应器四种。 流化床反应器由于可采用细粉颗粒，并在悬浮状态下与流体接触，流固相界面积大这使得流化床反应器有利于非均相反应的进行，大大提高了催化剂的利用率。 但是流化床反应器在生产时气体流动状态与活塞流偏离较大，气流与床层颗粒发生返混，以致在床层轴向没有温度差及浓度差。加之气体可能成大气泡状态通过床层，使气固接触不良，使反应的转化率降低。 虽然流化床反应器存在着上述缺点，但优点是主要的。流态化操作总的经济效果是有利的，特别是传热和传质速率快、床层温度均匀、操作稳定的突出优点，对于热效应很大的大规模生产过程特别有利。综和上面四种反应器的特点，我们选择流化床反应器作为本次设计的反应器。图3.1为流化床反应器的简略图。 图3.1 流化床反应器简略图 3.1.3 催化剂型号选取 Mo-Bi系催化剂在当今丙烯腈催化剂中占据主导地位，目前C-41、C-49、NS-733B催化剂在世界各地应用十分普遍。 两种新型催化剂与C-41相比的主要优点是丙烯单耗低。由于这两种催化剂 所用的空气比例均高于C -41，因此反应器生产能力增长不大。但是由于AN生产成本构成中，原料丙烯占很大比例（约60%），因此换用C-49和NS -733 B 仍 有较大的经济价值。 NS-733B的特点是副产物ACN和ACL量很小，大大低于C-41。NS-733B催化剂使用时ACL生成量很低，对设备污染将比C-41和C-49有明显减轻，这是其一大优点。因此如果不准备回收ACN，或者AN装置较小回收ACN不经济时，可采用NS-733B；反之，如果生产规模在5万吨以上，而又要求回收ACN时则可考虑选用C-49。 3.1.4 反应器反应条件 由于本反应所需催化剂为C-49所确定的反应工艺条件为反应温度在440~480℃，本次设计反应器反应温度为470℃。反应接触时间为7s到12s之间，本次设计接触时间为10s。反应进料比为摩尔比C3H6：NH3：空气=1：1.08:10.95。 反应压力对反应的影响：由于本反应是体积减小的反应，压力减小有利于负反应的进行，但由于催化剂的要求反应压力不能过低，则本工艺选择反应压力为2个大气压进行反应。 3.1.5 流化床反应器设计计算 1. 计算依据  在流化床出口处的气体流量4535.95kmol/h；入口处的气体流量为4352.67kmol/h。 气体进口压力为2bar；出口压力为2bar。反应器中的反应温度为470℃，气体离开稀相段的温度为360℃ 。物料的接触时间为10s。 2. 流化床的基本参数 反应气相数据：密度 黏度 催化剂C-49相关数据：密度 颗粒平均粒径 1）起始流化速度计算 当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层中的颗粒开始流动起来，此时流体的流速称为起始化速度，记作。起始流化速度仅与流体和颗粒的物性有关。其计算公式如下式所示： 对于小的颗粒 式（3.1） 对于大的颗粒 式（3.2） 式中：为颗粒的平均粒径； ，分别为颗粒和气相的密度；为气相的黏度 假设颗粒的雷诺数＜20，即为小的颗粒。将已知数据代入公式（3.1）： 校核雷诺数： ＜20 符合要求。 将带入费鲁德准数公式作为判断流化形式的依据：若为散式流化则＜0.3，若为聚式流化则＞0.3。 代入已知数据求得 根据判别式可知流化形式为散式流化。 2）带出速度计算 床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度（即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力）时，颗粒开始从床内带出，此时流体的速度成为颗粒的带出速度，其最大气速不能大于床层最小颗粒的带出速度，其计算公式如下式所示： 式（3.3） 当＜0.4时， 式（3.4） 当0.4＜＜500时， 式（3.5） 当＞500时， 式（3.6） 流化床操作时不希望夹带，床内的最大起诉不能超过床层平均粒径颗粒的带出速度，故同样使用上面的粒径0.05mm计算带出速度。 因为流体的雷诺数为3.9×10-4<0.4，所以选择式3.4进行计算。将已知数据代入可以求得 核算雷诺数： ＜0.4 3）流化床操作气速 如上所述，已知颗粒的临界流化速度和催化剂的最小颗粒的带出速度，对于采用高流化速度，其流化数（流化数=气体表观速度/临界流化速度）可以选择300~1500，本装置设计使用流化数为1200，带入计算 故本装置的操作气速为。本方案取操作气速0.7m/s。 为防止副反应的进行，本流化床反应器设计密相段和稀相段两段，现在分别对其直径进行核算。 2. 流化床反应器的设计 1）密相段直径的确定 当生产能力(单位时间内反应气体积流量V)给定后，根据过程特点选定的流化数 (或)，则床层的壳体直径可以由下式给出 即 式（4.7） 计算所得的，再根据设备的公称直径标准加以圆整。 本流化床反应器设计处理能力为116944.0006体积流量的丙烯、氨和空气的混合气体。根据式（4.7）计算有 DT=8.04m 圆整后，流化床反应器密相段的公称直径DN=8m。 2）稀相段直径的确定 在该反应器中，扩大反应器的体积，可以减缓催化剂结焦，以及抑制副反应的生产，本厂设计稀相段流化数为800，计算过程如下： DT=9.84m 圆整后，流化床反应器密相段的公称直径DN=10m。 3）流化床床高 床高分为三个部分，即反应段，扩大段，以及锥形高度。原料混合气处理量为M=125752.05kg/h，由于原料处理量比较大，所以本设计决定采用四台反应器并联的方式生产。 由上节催化剂内容知，C-49型丙烯腈催化剂的质量空速适宜值为0.084h-1，则催化剂的量为125752.05/0.084=1497048.214kg。催化剂的装填密度为1150，所以静床高度的为 。流化时的流化比取2，因此床层高度。扩大段高度取扩大段直径的二分之一，H2=5m。反应段与扩大段之间的过渡部分过度角为120°，有三角函数计算出过渡高度。锥形段取锥底角为60°，取锥高为。反应器上部椭圆封头高度取直径的四分之一，即，加上封头直边高度为25mm。由此可得，流化床总高。其长径比为24.8/8=3.1。 4）床层的压降 流化床在正常操作时具有恒定的压降，其压降计算公式为 5）流化床壁厚 流化床反应器的操作温度为470℃，操作压力为2bar，设计温度为490℃，设计压力为2bar。由于温度较高，因此选择0Cr18Ni9材料，该种材料在设计温度下的许用应力为100MPa，流化床采用双面对接焊，局部无损探伤，取流化床焊接接头系数为，壁厚的附加量取。流化床壁厚为： 考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的设计壁厚为8mm，流化床床体的有效厚度为。 筒体的应力按下式进行计算 许用应力＞78MPa，应力校核合格。 对于扩大段， 考虑到扩大段，经过过渡段压力略有减小，并且扩大段温度较低，因此均选取扩大段、过渡段壁厚为6mm。 锥形段阶段为反应气体的预分布阶段，未发生反应，温度较低直径较小，因此壁厚更小，但为考虑选材与安装的方便性，其壁厚也选取为6mm。 6）反应体积的计算 反应体积=停留时间×体积流率 该反应器的停留时间为10s，物流的体积流率V=32.48，由此可得： 反应体积32.48×10=324.8m3 结合考虑工业适宜的操作气速范围为0.5-0.8m/s。本方案取操作气速0.7m/s。 该体积为催化剂的体积，取催化剂的填装空隙率为0.38，由此可得反应器的体积Vo=324.8/(1-0.38)=523.87m3 7）裙座 裙座的厚度按经验选取为20mm，由于锥形段的影响，所以高度为8500mm。 8）水压试验及强度校核 水压试验的试验压力有，，取两者中较大值，即。 水压试验时壁内压力为 已知0Cr18Ni9材料在常温下的屈服强度为，计算可以知道水压试验时筒体壁内压力小于，水压试验安全。 3. 旋风分离器的结构和操作 在流化床反应器内部设有旋风分离器用于分离。由于内旋风分离器具有不需保温、配管量少、设备紧凑、被捕集粉尘易于返回的优点，因此本反应器采用内旋风分离器。 影响旋风分离器工作的因素较多，其中最主要的影响因素是物系的性质及操作的条件。一般来说，选择颗粒密度大、粒径大的物料，提高进口气速及增加浓度等均有利于分离的进行。PV型旋风分离器示意图如图3.2所示。 图3.2 PV型旋风分离器示意图 3.2 换热器E0101选型 3.2.1 换热器的类型 本次设计需要用到丙烯过热器、氨过热器、反应器出口换热器等换热器。此处以反应器出口换热器为例对换热器进行选型。通过综合考虑本次设计任务及制造、经济等个方面，本次设计结构上主要采用固定管板换热器。 3.2.2 换热器的选择 由Aspen模拟软件查得换热器的热负荷：QA=33730KW 本次换热器选型采用的冷凝水初始温度为25℃，出口温度为80℃。冷凝水的CP=4.18KJ/(Kg·℃)则 WC=33730×103×36004.18×103×(85-20) =52729.44kg/h 对数平均温差： ∆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识可以知道ф=0.96，所以 ∆tm2=φ∆tm1=0.96×186.5=179.04 初选换热器规格，根据两流体的情况，假设K=300W/(m2∙℃) S=QK ∆tm1=33730000300×179,04=627.98m2 换热器规格选择 （1）管径 管子的尺寸大小和其形状均对传热有很大影响。当采用较小的管径时，换热器单位体积的换热面积较大，这样的设备较为紧凑，单位传热面积的金属消耗量少，传热系数也高。但这给管子的制造带来了难度，而且小内径的管子容易结垢，不利于清洗。但是内径较小的管子可以承受更大的压力，而管壁较薄的结构特点有利传热；所以，在管程结垢不是很严重，而且允许压力降较高的情况下，采用规格为Φ19mm×2mm 的管子是合理的。 （2）排列形式 因为壳程是纯净的液氨，没有污垢，所以本设计选用最佳的正三角形排列形式。这样有利于对管外的机械进行清洗。 （3）管间中心距 换热管中心要保证管子与管板连接时，管桥有足够的强度和刚度。管间在清洗时还要留有进行清洗的通道。换热管中心距一般不小于1.25倍的换热管外径，常用的换热管中心距表3.1所示： 表3.1 常用的换热管中心距 换热管外径/mm 2 4 9 5 2 8 5 7 换热管中心管/mm 6 9 5 2 0 8 7 2 本设计所用换热管外径为2mm，因此所用的换热管中心距为6mm。 （4）管长 在满足换热面积和设计要求的条件下，尽量选用管长较短的管子，这样可以降低反应所需的压降，使生产更为简便。 系列标准钢管长度有：1.0m、1.5m、2.0m、2.5m、3.0m、4.5m、6.0m、7.5m、9m和12m。本设计选用4.5m管长。 根据JB/T4715-92《固定管板式换热器型式与基本参数》对模拟数据进行圆整，并且考虑到热损失等，换热器面积选有余量。选定换热器基本参数如下：公称直径为1000mm，换热管长度为4500mm，管程数N=4，壳程数N=1，公称压力1.0Mpa，换热面积为627.98m2，换热管规格为φ19mm×2mm，管子根数n=1186根，中间排管数39根。 3.3 泵选型 3.3.1 本设计所需泵 本次设计用到了四种泵类型，在输送硫酸到吸收塔用到的硫酸输送泵，冷却泵，吸收塔釜液从釜底排出时用到的吸收塔釜液泵以及用于塔顶排出废气时用到的废气真空泵。 3.3.2 用智能选泵系统对泵选型 由需要吸收氨的量可以确定所需的硫酸量，在向吸收塔通入30%的硫酸溶液时需要用到硫酸输送泵。 本次选泵利用选泵软件“智能选泵系统”软件对所有的泵进行合理选择。现以选取硫酸输送泵为例做出选型过程。在前文已经知道硫酸溶液中硫酸和水的质量流量分别为7125.474kg/h和2137.693kg/h。根据计算可以得到硫酸输送泵的流量为2.224L/s，取扬程为8m，精度取90%，由智能选泵系统得到的结果如下面几张图所示。 图3.3 智能选泵系统选择界面 图3.4 选取泵的基本资料 图3.5 选取泵的安装尺寸图 图3.6 选取泵的工作曲线 从上面的软件显示我们可以得到泵(P103A/B)的性能参数如表3.2所示： 表3.2 硫酸输送泵性能参数一览表 泵性能参数 名称 取值 单位 流量 2.224 L/s 扬程 8 m 效率 40.8 ％ 电动机功率 1.5 kW 轴功率 0.45 kW 转速 1450 r/min 公司 兰州水泵总厂 型号 IH65-50-160 3.4 相关塔设备初步设计 3.4.1 塔设备初步计算与选型 对吸收塔T0101进行选型，使用Aspen Plus进行简单的塔设备计算选型。在Aspen 塔T0101的下方，找到Tray Sizing选项，因为已知塔设备具体参数，所以输入物料由第2块板进入由6块板流出，并设定板间距为0.6m。具体设定输入值如图3.7。 图3.7 Tray Sizing中进行对塔T0101初步设定 设定完毕后，即进行对设定数据的模拟，可以得到以下的运行结果如图3.8。 图3.8 塔T0101初步设定参数运行结果 在Tray Sizing的Results中我们可以得到，所设计的塔T0101的直径在3.45m左右，为了下面对塔进行校核，因此此处选取3.5m。 在选取完塔的直径后，我们进行对塔的校核。在Tray Rating界面下，我们将已经得到的塔直径参数输入，其他相同数据设定值不变，在溢流堰高度设定值处，将其设定为50mm。设定数据输入图如图3.9所示。 图3.9 塔T0101塔径校核 在Specs界面设定完毕后，点击Layout进入下一设定界面。我们在Valve tray处选定Valve type V-1，输入参数如图3.10下所示。 图3.10 塔T0101塔径校核参数 即进行对设定数据的模拟，可以得到以下的运行结果图，结果如图3.11所示。 图3.11 塔T0101塔径校核运行数据表 由上可知水吸收塔T0101的塔径为D=3.5m，还需塔高，所以下面进行对塔高的经验计算： （1）塔板总高度 （2） 塔顶空间高度 （3） 最后一块板到塔底的距离 进气管顶部到最后一块板的距离 进气管管径 进气管底部到塔釜面的距离 所以 （4）裙座高度 圆整得5m （5）封头高度 （6）开孔高度 所以塔高： 3.5 设备一览表 将前文设计计算的流化床反应器数据，换热器、泵以及氨吸收塔的选型情况列在如下的表格上。包括表3.3的流化床反应器设计计算结果，表3.4换热器选型一览表，表3.5泵选型一览表以及表3.6吸收塔选型一览表。 表3.3 流化床反应器R0101设计计算结果 序号 项目 数值 1 操作温度 ℃ 470 2 设计温度 ℃ 134.3 3 密相段流化数 1200 4 气速 m/s 0.7 5 密相段直径 m 8 6 稀相段流化数 800 7 稀相段直径 m 10 8 高度 m 24.8 9 床层压降 KPa 24.555 10 反应器材料 0Cr18Ni9 11 壁厚 mm 6.5 12 反应器体积 m3 523.87 13 裙座 mm 20 14 处理量 kg/h 125752.05 15 催化剂类型 C-49 1