苯为原料生产8万吨年环己酮车间工艺设计说明书

中北大学2015届毕业设计说明书

1引言

1.1 环己酮的性质及用途

环己酮是一种重要的有机化工原料，是生产己内酰胺和己二酸及其盐的主要中间体，具有低毒、微溶于水、易溶于甲醇、乙醇、丙酮、醚、苯等大多数有机溶剂的特点，环己酮在工业上广泛应用于高档溶剂、染料助剂、医药助剂、抛光剂、胶黏剂及皮革涂料稀释剂等领域[1]，近几年环己酮的产量和需求量稳定增长，其生产与发展发挥了巨大的社会效益，取得了良好的经济效益。随着近几十年来我国环己酮作为中间体的生产推移，我国市场对环己酮质量提出了更高的要求，其生产工艺需要更快的发展和转变，才能满足社会需求。 1.2 环己酮国内外市场分析 1.2.1国外产业状况

2013 年世界环己酮总产能约738.7 万吨，主要集中在己内酰胺生产较发达的国家和地区中国、美国、比利时、韩国、德国、泰国、前独联体及东欧等。其中中国是最大的环己酮生产国，占世界总产能的27.07%，其次是美国，占世界总产能的15.42%。2013 年全球环己酮产能部分情况见图1。

2013 年世界环己酮产能分布比例277%4%4%6%7%中国美国日本比利时德国韩国其他 图1-1 2013 年世界环己酮产能分布比例

2013 年世界环己酮产量达到517.9 万吨。预计未来几年世界环己酮产量增长速度将在3.2%以上，2014 年产量达到534.5 万吨以上，2017 年将达587.5 万吨以上，环

第 1 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

己酮的世界需求量也会同步增加[2]，总体上供需平衡。近年来全球环己酮产量见表1.1。

表1.1 近年来全球环己酮产量变化情况及预测

年份 2006 2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2017（预测）

全球产量/万吨

441.3 450.0 435.0 461.0 474.0 480.8 501.9 517.9 587.5

增长率/％ 1.97 1.97 -3.33 5.98 2.82 1.43 4.39 3.19 3.2

世界上主要生产环己酮的企业几乎都有配套的己内酰胺装置，主要用于生产己内酰胺，合成尼龙。 1.2.2 国外市场需求预测

环己酮主要用于己内酰胺、高档溶剂、助剂、抛光剂、胶黏剂及皮革涂料稀 释剂等域。2013年，环己酮在己内酰胺领域的消费比例最高，其下依次是涂料/ 油漆/油墨溶剂染料助剂、医药助剂、抛光剂、胶黏剂等。2013 年世界环己酮产 量517.9 万吨，需量495.1万吨，2014 年达到510.76 万吨，随着下游产品需求 量的增长，预计未来几年国外环己酮的产能也将呈增长趋势，2015-2017年将分 别达到526.88万吨543.51万吨、543.51 万吨和587.5 万吨。未来几年全球环己 酮在各应用领域的需求预测见1.2。

表1.2 未来几年全球环己酮消费结构及需求预测（万吨，%）

应用领域 己内酰胺 涂料/油漆/油墨 染料助剂 医药助剂

市场份额 91.2 3.2 2.2 1.5

年增长率 3.1 3.5 3.5 3.5

2013年 2014年 2015年 2016年 2017年 451.33 15.9 10.93 7.45

465.32 16.45 11.31 7.71

479.75 17.03 11.71 7.98

494.62

509.95

17.63 18.24 12.12 8.26

12.54 8.55

第 2 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

表1.2 未来几年全球环己酮消费结构及需求预测（万吨，%） （续表）

应用领域 抛光剂 胶黏剂 其他 合计

市场份额 0.5 0.5 0.9 100

年增长率 3.5 3.5 5.6

2013年 2014年 2015年 2016年 2017年 2.48 2.48 4.56 495.14

2.57 2.57 4.82 510.76

2.66 2.66 5.09 526.88

2.75 2.75 5.37 543.51

2.85 2.85 5.67 560.66

世界各地对环己酮的需求不同， 亚洲是世界环己酮消费的最大市场，约占 世界总量的46%，其次是欧洲30％，北美22％，南美2％，而在非洲、大洋洲 则基本空白。 1.2.3国内产业状况

我国环己酮产业主要是伴随着其下游产品己内酰胺和己二酸产业的发展而兴起，近年来产能扩张迅猛，2013 年我国环己酮总产能达到200 万吨，其中新增的36 万吨环己酮都是与其下游产品己内酰胺配套生产。环己酮也是己二酸的中间产物，部分己二酸生产厂家也同时生产环己酮，当己二酸的市场需求量低时可生产环己酮作为调节，以满足国内环己酮溶剂市场或己内酰胺的需求。 1.2.4国内市场分析

近年来我国环己酮产量和消费需求呈现快速增长态势[3]，2006 -2013 年我国 环酮产量和表观消费量年均增长率分别达到20.6%和16.0%，高于同期国民经济 增长速度，其中增幅最大区间主要集中在2009-2012 年间，近年来我国环己酮供 需情况见表1.3。

表1.3 近年来我国环己酮供需情况（万吨）

年份

产量

2006

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013

35.0 38.0 46.9 66.2 72.2 103.2 123.0 130.3

产量

环比 - 8.6 23.4 41.2 9.1 42.9 19.2 5.9

4.52 1.95 0.42 1.12 1.51 1.33 0.94 0.64

0.30 0.27 0.07 0.10 0.86 4.04 2.95 1.9

进口量

出口量

表现消费观 消费比 环比 39.2 39.7 47.3 67.2 72.9 100.5 121.0 129

- 1.2 19.1 41.3 8.4 37.9 20.4 6.6

随着我国环己酮产能和产量不断快速增加，同时产量年均增幅高于表观消费

第 3 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

量。在2011年国内出口环己酮的质量大幅提高，环己酮出口量首次超越了进口量，我国环己酮也逐渐由净进口国转为净出口国，总体上看进出口数量与产量相比比例较小。 1.3环己酮的生产工艺

工业上生产环己酮的工艺按起始原料划分，主要有苯法和苯酚法[4]，国外3/4的环己酮产量是以苯为原料，其余以苯酚为原料。目前，应用于工业化环己酮的生产工艺主要有3种：苯加氢一环己烷氧化法、苯酚加氢法、苯部分加氢一环己烯水合法。其中，环己烷氧化法的应用最为普遍；苯酚加氢法则由于反应步骤繁琐及成本较高，使之工业应用受到了很大的限制；环己烯水合法是近年发展起来的一种新工艺，其工艺较为简单，应用前景较好，也是近年来的主要研究方向。

近年来也有文献报道以苯为原料，选择加氢生产苯酚和环己酮的工艺方法和以苯为原料一步法合成环己醇的催化过程进行的研究，但这两种方法均未实现工业化生产，且以苯为原料一步合成环己醇的催化剂研究尚未成熟，苯转化率和环己醇收率均不高，工业应用经济价值低，还需进一步研究与改进。 1.3.1苯酚加氢法

苯酚加氢起源于上世纪初。1906年，伊帕季耶夫首先通过苯酚加氢制得环己醇，并在20世纪50年代由德国巴登苯胺纯碱公司实现工业化，是最早工业化生产的环己酮的制备方法[5]。即苯酚一般采用镍作催化剂，反应条件为：温度150℃，压力2.5 MPa。反应式如式(1)。

OHOH+3H2

镍催化剂 （1）

反应首先由苯酚经加氢制得环己醇；环己醇在锌催化剂作用下脱氢，制得环己酮。苯酚法中苯酚加氢产品为环己醇，副产物为环己烷和水，环己醇较容易提纯，这条工艺路线流程较短，环己酮的收率高达90％-95％，所得产品环己酮纯度高，质量好。由于工业上苯酚的生产经过苯烷基化生成异丙苯，然后异丙苯氧化到异丙苯过氧化氢，再联产苯酚和丙酮等多个步骤[6]，同时考虑到氢气消耗量巨大，能耗较高，苯酚的源料短缺以及成本高等因素，苯酚加氢工艺应用受到很大限制。目前只有美国少数几家公司利用

第 4 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

自产苯酚进行己内酰胺生产。苯酚路线在我国没有经济性。20世纪60年代以后，该法由环己烷氧化法逐步取代。

苯异丙苯异丙苯过氧化氢苯酚+H2镍催化剂环己醇+锌催化脱氢环己酮

图1-2 苯酚加氢法制环己醇工艺生产路线

1.3.2苯加氢-环己烷氧化法

环己烷氧化工艺于20世纪60年代应用于工业生产，是目前世界上应用最广泛的环己酮生产工艺，绝大部分环己酮采用环己烷部分氧化法制备。环己烷法由苯加氢、环己烷氧化、分解、醇酮精制、烷塔、精制等系统组成[7]。环己烷氧化反应机理式如反应式（2）所示。

OOOH++H2O+O2O-2+H2O2OH (2)

苯加氢主要有两种加氢方式，一种是以气体的状态进行加氢，另外一种就是通过液态来进行加氢，前者在工业上的应用比较广泛。环己烷与空气或贫氧通过无催化氧化法或催化氧化法制得环己酮和环己醇。在最后阶段，将环己酮和环己醇加以分离，得到环己酮产品；而环己醇则是在锌钙等催化作用下脱氢转化成环己酮。工艺流程如图1-3 所示。

第 5 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

环己烯水合反应首先将催化剂装入水合反应器中充分搅拌和循环后，再加入环己烯，环己烯经水合反应生成环己醇，同时生成一些副产品，如甲基环戊烯、甲基环戊醇和环戊醚。环己烯水合反应的工艺流程如图2-3所示。

水环己烯水环己烯环己烯洗涤水合反应器溢流沉降器分离油相萃取精馏再生催化剂催化剂循环催化剂浆液N,N-二甲基乙酰胺环己醇催化剂再生固液循环泵

图2-3 环己烯水合反应制环己醇工艺流程

2.2.4环己醇催化脱氢制环己酮工序

环己醇汽化后去脱氢反应器，脱氢反应压力为常压，温度为250℃，催化剂为铜锌或为铜硅催化剂，在催化剂作用下，空速2.3h-1,环己醇转化率为45-65％，生成环己酮的选择性大于98％[24]。环己醇脱氢反应生成环己醇的反应式如式（3）所示。

OHO主反应：-H2+ H2OH副反应：OH-3H2+ 3H2OH-H2O

+ H2O (3)

脱氢反应的产物为环己酮和环己醇的混合物，混合物中含有低沸点的杂质和高沸点

第 16 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

的重组分杂质，然后通过脱氢组分塔脱除轻组分杂质，脱轻组分的物料进入环己酮塔精馏，塔顶产品环己酮，作为己内酰胺的原料。环己酮塔底物料进入环己醇塔，环己醇塔顶得环己醇，返回脱氢反应器，环己醇塔底物料为高沸点组分杂质，排除系统[25]。环己烯水合制环己酮工艺简图如图2-4。

氢气压缩 与净化氢气脱氢反应器环己醇/环己酮轻组分脱除塔轻组分锌-铜催化剂环己醇/环己酮废水净化氢气+环己醇环己烯水合环己醇环己酮塔环己酮加热汽化 与分离回收环己醇环己醇塔重组分环己醇重组分

图2-4 环己烯水合制环己酮工艺简图

2.3 三废处理

苯部分加氢反应和环己烯水合反应均在水相中进行，条件温和可控，比传统的气相氧化法工艺更安全、清洁、具有更高的操作稳定性。利用变温吸附技术对环己醇脱氢过程副产的氢气进行精制处理，实现了副产氢气的回用；反应过程中产生的可燃性气体全部用于加热导热油，代替了部分天然气，减少了天然气的消耗和废物排放，降低了生产成本；反应过程中产生的工业废水净化后循环利用。 2.4 经济评价

本设计为年产8万吨的环己酮车间工艺设计，采用焦化苯替代石油纯苯制环己烯，并进一步用于生产环己酮，该工艺具有拓宽原料来源，提高原子经济性、降低能耗并减少环境污染等优势；同时，环己酮的收率比传统的工艺提高了20％，苯的利用率达到99.5％。且焦化苯的价格比石油纯苯的价格相对较低，降低了生产成本，提高了产品竞争力。在结合近年来国内外环己酮市场的分析与预测，可知本设计会带来良好的社会效

第 17 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

益和经济效益。

第 18 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

3 物料衡算

3.1 收集数据

苯部分加氢-环己烯水合法制环己醇过程中设计各组分的基本数据如表3.1所示。

表3.1 各组分的基本数据

原料 苯 环己烷 环己烯 环己醇 环己酮 水 氢气 氮气 苯酚 氧气 甲基环戊烯

分子式 C6H6 C6H12 C6H10 C6H12O C6H10O H2O H2 N2 C6H6O O2 C6H10

摩尔质量g/mol

78.11 84.16 82.14 100.16 98.15 18.01 2 28.013 124.139 31.9988 82.1454

熔点（℃） 沸点（℃） 密度（g/cm3）

5.5 6.5 -103.7 25.93 -31.15 0 -259.2 61.75k 31.5 -218.789 -160.85

80.1 80.7 82.8 161.1 155.6 99.975 -252.77 77.35k 205 -182.962 65.67

0.88 0.78 0.811 0.9624 0.95 1 0.0899 0.35 0.4359 0.2711

3.1.1全装置工艺数据

（1）生产规模：年产80000吨环己酮 （2）生产时间：年工作时数8000h

（3）全装置分为三阶段，第一阶段：苯部分加氢制环己烯；第二阶段：环己烯水合反应制环己醇；第三阶段：环己醇脱氢制环己酮。 3.1.2操作条件与控制指标

全装置三阶段反应器内的反应物的转化率和选择性的基本数据如表3.2示。

表3.2 各组分的基本数据

反应器号 转化率x％ 选择性p％

R01 0.60 0.85

R02 0.27 0.99

R03 0.65 0.99

第 19 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

分离净化过程的损失按1%核算。 3.2选择计算基准与计算单位

因为是连续操作过程，所以计算基准选时间，计算单位定位kg/h。 3.3由环己酮的总量首先推出原料苯的总量

8000?103（1）产物环己酮的质量流量：G1==10000kg/h

8000 G1=

10000=101.885kmol/h 98.15O（2）中间产物环己醇的质量流量G3：

OH-H2cat.

G3 G2 G1

M:

100.16 2 98.15

10000?100.16=10307.87kg/h

98.15?99307.87 G3==102.915kJ/mol

100.1610307.87'分离净化过程损失按1％核算，则需生产：G3==10411.99kg/h

1?1411.99' G3==103.954kmol/h

100.16G3=

''年需产环己酮总量为：G3=10411.99?8000=83295.92吨。

（3）中间产物环己烯的质量流量G5：

OH+H2O

G5G4cat.G3'

M: 82.14 18.01 100.16 G5=

10411.99?82.14=8625kg/h

100.16?99%

第 20 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

G5=

8625=105.004kmol/h 82.148625=8712.12kg/h 1?1%

'环己烯分离净化过程损失按1%核算，则需生产：G5=' G5=

8712.12=106.065kmol/h 82.14''年需生产环己烯的总量为：G5=8712.12?8000=69696.96吨。

（4）原料苯的质量流量G7：

+2H2

G7G6cat.G5'

M: 78.11 2 82.14

G7 =

8712.12?78.119746.68=9746.68kg/h ，G7 = =124.782kmol/h

82.14?0.8578.11苯分离净化过程损失按1%核算，则需新鲜原料苯进料质量流量为G'7：

G'7=

9746.689845.13=9845.13kg/h ，G'7==126.042kmol/h

1?1x.11年需原料苯总量为：G'7'=9845.13?8000=78761.06吨。 3.4苯部分加氢高压反应釜 （1）相关技术指标，工艺配方：

水(H2O)的用量：水与苯的体积比为2:1

催化剂(Ru-Fe-B)的用量：水与催化剂的质量比为80:1 添加剂(ZnSO4?7H2O)的用量：水与添加剂的质量比为8:1 分散剂(ZrO2)的用量：水与分散剂的质量比为60:1。

（2）苯部分加氢反映的工艺控制参数

表3.3苯部分加氢反应釜的工艺控制参数

压力/Mpa 4.4

温度/℃ 135-145

搅拌r/min 450

时间min 20-50

转化率/％

60

选择性/％

85

（3）设计依据：苯部分加氢高压反应釜的物料流程简图，如图3-1所示。

第 21 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

氢气苯催化剂浆液未反应的苯苯部分加氢 反应釜环己烷环己烯保持氢压为4.4Mpa催化剂浆液 图3-1苯部分加氢高压反应釜的物料流程

'(4)由产物环己烯的质量流量G5=8712.12kg/h，苯部分加氢成环己烯的选择性为

0.85可知：

+2H2G7G6cat.G5'

M: 78.11 2 82.14

8712.12?78.11=9746.68kg/h

82.14?0.859746.68①因为苯的转化率为0.6，所以输入苯的质量流量mB==16244.47kg/h

0.616244.47 mB==207.970kmol/h

78.11 G7 =

②未反应的苯循环回高压反应釜mrB=16244.47-9746.48=6497.79kg/h

6497.79=83.188kmol/h

78.118712.12?2?2③苯部分加氢反应消耗氢气的质量流量mH1==424.26kg/h

82.14424.26 mH1==212.13kmol/h

2 mrB=

（5）副反应为苯全部加氢生成环己烷，参加反应的苯生成环己烷的转化率为0.15。则转化为环己烷的苯的质量流量为mB2=9746.68?0.15=1462kg/h。 mB2=

1462=18.717kmol/h 78.11+3H2cat.

M: 78.11 2 84.16

第 22 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

1462?84.16=1571.13kg/h

78.111571.13 mane=?18.668kmol/h

84.161462?3?2②苯全部加氢副反应消耗氢气的质量流量为mH2==112.31kg/h

78.11112.31 mH2==56.155kmol/h

2①反应过程中生成环己烷的质量流量为mane=

③反应过程中消耗氢气总质量流量为

m总=mH1+mH2=424.26+112.31=536.57kg/h，m总=mH1+mH2=

536.57=268.285kmol/h 2（6）催化剂浆液的配置：苯的进料质量流量mB=16244.47kg/h。

①水(H2O)的用量：水与苯的体积比为2:1， VB=

.47kg/hmB16244==18.46m3/h，VH2O=2.5?18.46=46.15m3 3?B880kg/m46150=2563.889kmol/h 18 mH2O=VH2O??H2O=46.15?1000=46150kg/h，mH2O=②水与催化剂的质量比为80:1，

mH2Om催=80 所以m催=576.875kg/h

③水与添加剂的质量比为8:1，

mH2Om添=8 所以m添=5768.75kg/h

④水与分散剂的质量比为60:1，

mH2Om分=60 所以m分=769.17kg/h

催化剂浆液的总质量流量mZ催=mH2O?m催?m添?m分=53264.795kg/h。 （7）苯部分加氢水合反应制环己烯的物料衡算表如表3.4所示。

表3.4苯部分加氢水合反应制环己烯的物料衡算 输入

组分 苯 氢气

质量，kg/h 16244.47 536.57

摩尔, kmol/h 207.969 268.285

第 23 页 共 71 页

输出

组分 苯 氢气 环己烷

质量，kg/h 6497.79 0 1571.17

摩尔,kmol/h 83.188 0 18.669

中北大学2015届毕业设计说明书

表3.4苯部分加氢水合反应制环己烯的物料衡算 （续表）

组分 催化剂浆液 总计

质量，kg/h

53264.795 70045.835

摩尔, kmol/h

组分 环己烯 催化剂浆液 总计

质量，kg/h 8712.12 53264.795 70045.835

摩尔,kmol/h 106.064

3.5苯-环己烷-环己烯萃取精馏塔工段物料衡算 （1）相关技术指标：

①T101脱苯塔的萃取剂N-N二甲基乙酰胺（DMAC）与烃混合物比为4:1； ②T102环己烷分离塔的萃取剂用量为T101的2.5倍。 3.5.1脱苯塔的设计依据

脱苯塔物料流程简图，如图3-2所示。

烷-烯-0.5%苯脱苯塔F1DMAC萃取剂F3F2苯-烷-烯DMAC/99.5%苯F4

图3-2 脱苯塔物料流程

F2=6497.79+1571.13+8712.12=16781.04kg/h，F1=4?F2=67124.16kg/h， F1+F2=F3+F4=83905.2kg/h，F3=1571.13+8712.12+6497.79?0.5%=10315.74kg/h F4=67124.16+6497.79?99.5%=73589.46kg/h

表3.5脱苯塔的物料衡算

输入

F1

组成

m,kg/h

组成 苯 环己烷

F2 m,% m,kg/h 38.7 9.4

6497.79 1571.13 8712.12

组成 苯

F3 m,% 0.31

m,kg/h 32.49 1571.13 8712.12

组成 输出

F4 m,%

m,kg/h

DMAC 67124.16

DMAC 92.21 67124.16 苯

8.79

6465.30

环己烷 15.23 环己烯 84.46

环己烯 51,9

第 24 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

表3.5脱苯塔的物料衡算 （续表）

输入

F1

组成 总计

m,kg/h

组成 总计

F2 m,% m,kg/h 100

16781.04

组成 总计 总计

F3 m,% 100

m,kg/h 10315.74

组成 总计 输出

F4 m,% 100

m,kg/h 73589.46

83905.2kg/h 83905.2kg/h

3.5.2苯回收塔的设计依据

苯回收塔物料流程简图，如图3-3所示。

苯xD=99.5?F4DMAC/苯苯回收塔DMAC/苯xw=0.5?

图3-3苯回收塔物料流程

F5=0.0897?F4?0.995=6465.30?0.995=6432.97kg/h

F6=0.9121?F4+0.5%?6465.30=67124.16+0.5%?6465.30=67156.49kg/h

表3.6苯回收塔的物料衡算

输入 F4

组成 DMAC 苯 总计 总计

m,% 92.21 8.79 100

m,kg/h 67124.16 6465.30 73589.46

组成 苯 总计 总计

F5 m,% 100 100

m,kg/h 6432.97

6432.97

组成 苯 输出

F6 m,% 0.05

m,kg/h 32.33

DMAC 99.95 67124.16 总计

100

67156.49

73589.46kg/h 73589.46kg/h

3.5.3环己烯分离塔的设计依据

环己烯分离塔物料流程简图，如图3-4所示。

第 25 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

F3环己烷/环己烯F7DMAC环己烯分离塔环己烷F8DMAC/环己烯F9

图3-4环己烯分离塔物料流程

F7=2.5?F1=2.5?67124.16=167810.4kg/h，分离净化过程中，环己烯损失了0.5%。

表3.7环己烯分离塔的物料衡算

输入

F3

组成 苯 环己烷 环己烯 总计 总计

m,% 0.31 15.23 84.46 100

m,kg/h 32.49 1571.13 8712.12 10315.74

组成

F7 m,kg/h

组成 苯

F8 m,% 2.02

m,kg/h 32.49

组成 输出

F9 m,%

m,kg/h 167810.4 8701.05 7.86 176519.31

DMAC 167810.4 总计

167810.4

DMAC 95.08

4.91 0.01 100

环己烷 97.29 1563.27 环己烯 环己烯 总计 总计

0.69 100

11.07 1606.83

环己烷 总计

178126.14kg/h 178126.14kg/h

3.5.4环己烯回收塔的设计依据

环己烯回收塔物料流程简图，如图3-5所示。

环己烯回收塔环己烯F10F11

F9DMAC/环己烯DMAC图3-5环己烯回收塔物料流程

分离净化过程中，环己烯损失了0.5%。 F10=8701.05?99.5%+7.86=8665.57kg/h， F11=167810.4+8701.05?0.5%=167853.74kg/h。

第 26 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

表3.8环己烯回收塔的物料衡算

输入 F9

组成 DMAC 环己烯 环己烷 总计

m,% 95.08 4.91 0.01 100

m,kg/h 167810.4 8701.05 7.86 176519.3

1

总计

176519.31kg/h

总计

176519.31kg/h

组成 环己烷 环己烯 总计

F10 m,% 0.092 99.908 100

m,kg/h 7.86 8657.71 8665.57

组成 DMAC 环己烯 总计 输出

F11 m,% 99.974 0.0006 100

m,kg/h 167810.4

43.34 167853.7

4

3.6环己烯水合反应釜 （1）相关技术指标

①环己烯与水的体积比为2:5，②催化剂在水相中的质量浓度为12% 。 （2）苯部分加氢反映的工艺控制参数

表3.9环己烯水合反应釜的工艺控制参数

压力/Mpa 0.5

温度/℃ 120

搅拌r/min

43

时间min

4

转化率/％ 0.27

选择性/％

99

（3）设计依据

环己烯水合反应釜物料流程简图，如图3-6所示。

未反应的环己烯环己烯水催化剂环己烯水合釜未反应的水环己醇杂质催化剂F11

图3-6环己烯水合反应釜物料流程

'（4）由产物环己醇的质量流量G3=10411.99kg/h，环己烯水合反应生成环己醇的选择性

为0.99可知：

第 27 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

OH+H2OG5G3cat.G3'

M: 82.14 18.01 100.16

G5=

10411.99?82.14=8625kg/h

100.16?99%①因为环己烯的转化率为0.27，所以环己烯的质量流量：mene=②未反应的环己烯循环回反应釜的质量流量

mrE=31944.45-8625=23319.45kg/h

?③消耗水的质量流量为mxH2O104411.99?18.01?1872.20kg/h

100.168625=31944.45kg/h 0.27④环己烯与水的体积比为2:5，mene=31944.45kg/h，

VH2O5mene31944.45kg/h3m/h? 所以VH2O=98.48m3/h Vene===39.39，3Vene2?ene811kg/m33msH2O=98.48m/h?1000kg/m=98480kg/h

⑤未反应的水循环回反应釜的质量流量mrH2O=94840-1872.20=96607.8kg/h ⑥催化剂在水相中的质量浓度为12% ，m催=98480?0.12=11817.6kg/h

⑦根据物料守恒杂质质量流量m杂=m输入-m输出：m杂=130424.45-130339.24=85.21kg/h

表3.10环己烯水合反应釜物料衡算

输入

组分 环己烯 水 催化剂 总计

质量，kg/h 31944.45 98480 11817.6 142242.05

摩尔, kmol/h 388.902 5471.111

组分 环己烯 水 环己醇 杂质 催化剂 总计

输出 质量，kg/h 23319.45 96607.8 10411.99 85.21 11817.6 142242.05

摩尔, kmol/h 283.899 5367.1 103.954

第 28 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

3.6.1水合反应沉降器的物料衡算

水合反应沉降器的物料衡算的流程简图如图3-7所示。

气相杂质F1来自水合反应器沉降器油相水相/催化剂F2F3

图3-7水合反应沉降器的物料衡算流程 表3.11水合反应沉降器的物料衡算

输入 F1

组成 环己烯 水 环己醇 气体杂质 催化剂 总计 总计

m,% 16.39 67.92 7.32 0.06 8.31 100

m,kg/h 23319.45 96607.8 10411.99 85.21 11817.6 142742.05

组成 环己烯 水 环己醇 气体杂质 催化剂 总计 总计

F2 m,% 60.13 2.49 26.72 0.22 10.44 100

m,kg/h 23319.45 966.078 10359.93 85.21 4049.1 38779.768

组成 水 环己醇

催化剂 总计 输出

F3 m,% 92.44 0.05 7.51 100

m,kg/h 95641.722 52.06 7768.5 103462.282

142242.05kg/h 142242.05kg/h

3.6.2环己醇分离塔的物料衡算

环己醇分离塔的物料衡算的流程简图如图3-8所示。

环己醇分离塔环己烯/水/杂质F4F2来自沉降器环己醇/催化剂F5

图3-8环己醇分离塔的物料衡算的流程

第 29 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

表3.12环己醇分离塔的物料衡算

输入 F2

组成 环己烯 水 环己醇 气体杂质 催化剂 总计 总计

m,% 60.13 2.49 26.72 0.22 10.44 100

m,kg/h 23319.45 966.078 10359.93 85.21 4049.1 38779.768

组成 环己烯 水 气体杂质

总计 总计

F4 m,% 96.35 3.31 0.34 100

m,kg/h 23319.45 799.011

85.21 24203.671

组成 水 环己醇 催化剂 总计 输出

F5 m,% 1.14 71.08 27.78 100

m,kg/h 167.067 10359.93

4049.1 14576.097

38779.768kg/h 38779.768kg/h

3.6.3环己醇精制塔的物料衡算

环己醇精制塔的物料衡算的流程简图如图3-9所示。

环己醇精制塔环己醇xD=99.5÷F5环己醇/催化剂催化剂/环己醇xW=0.5?

图3-9环己醇精制塔的物料衡算 表3.12环己醇精制塔的物料衡算

输入 F5

组成 环己醇 催化剂 总计 总计

m,% 71.90 28.1 100

m,kg/h 10359.93 4049.1 14409.03

组成 环己醇 总计 总计

F7

m,kg/h 10308.13

10308.13

组成 环己醇 催化剂 总计 输出

F8 m,% 1.26 98.74

m,kg/h 51.8 4049.1 4100.9

14409.03kg/h 14409.03kg/h

第 30 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

3.7环己醇脱氢反应器 （1）相关技术指标

①汽化后的环己醇在铜硅催化剂作用下脱氢；

②脱氢反应液经过真空精馏得到环己酮纯度大于99.95%wt。 （2）环己醇脱氢反应工艺控制参数

表3.13环己醇脱氢反应器的工艺控制参数

压力/Mpa 常压

温度/℃ 250

空速 2.3h-1

转化率/％

65

选择性/％

99

(3)设计依据： 环己醇脱催化氢反应器的物料衡算的流程简图如图3-10所示。

环己醇脱氢反应器未反应环己醇氢气环己酮杂质汽化环己醇 图3-10环己醇脱氢反应器的物料衡算的流程

(4)由产物环己酮的质量流量G1=10000kg/h，环己醇汽化脱氢生成环己酮的选择性为0.99可知：

OHO-H2cat.

G3 G2 G1

M:

100.16 2 98.15

G3=

10000?100.16=10307.87kg/h

98.15?99307.87?15858.26kg/h。

0.65①环己醇的转化率为0.65，输入环己醇质量流量:

mnol=

②未反应的环己醇质量流量为：mrnol=15858.26-10307.87=5550.39kg/h ③环己醇脱氢反应生成的氢气质量流量为：mH3=

10000?2=203.77kg/h

98.15第 31 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

④生成的杂质量为：

m杂=m输入-m输出=15858.26-（5550.39+10000+203.77）=104.1kg/h

表3.14环己醇催化脱氢反应器的物料衡算表

输入

组分 汽化环己醇

总计

质量，kg/h 15858.26

15858.26kg/h

摩尔, kmol/h 158.329

组分 未反应的环己醇

环己酮 氢气 杂质 总计

输出 质量，kg/h 5550.39 10000 203.77 104.1 15858.26kg/h

摩尔, kmol/h 55.415 101.885 101.885

3.7.1醇酮精制工段-轻组分塔物料衡算

轻组分塔的物料衡算的流程简图如图3-11所示。

F1来自脱氢反应器脱轻组分塔轻组分杂质F2环己醇/环己酮F3重组分杂质

图3-11 轻组分塔的物料衡算的流程

表3.15轻组分塔的物料衡算

输入 F1

组成 环己醇 环己酮 杂质 总计 总计

m,% 35.46 63.88 0.66 100

m,kg/h 5550.39 10000 104.1 15654.49

组成 轻组分 总计

F2

m,kg/h 36.57

组成 环己醇 环己酮 重组分 总计 输出

F3 m,% 35.54 64.03 0.43 100

m,kg/h 5550.39 10000 67.53 15617.92

15654.49kg/h 15654.49kg/h

第 32 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

3.7.2醇酮精制工段-环己酮塔物料衡算

环己酮塔的物料衡算的流程简图如图3-12所示

F3来自轻组分塔环己酮精制塔99.95%环己酮0.05%环己醇环己醇/重组分F4F5

图3-12环己酮塔的物料衡算的流程简图

表3.15环己酮塔的物料衡算表

输入 F3

组成 环己醇 环己酮 重组分 总计 总计

m,% 35.54 64.03 0.43 100

m,kg/h 5550.39 10000 67.53 15617.92

组成 环己醇 环己酮 总计 总计

F4 m,% 0.05 99.95 100

m,kg/h 5 10000 10005

组成 环己醇 重组分 总计 15617.92kh/h 输出

F5 m,% 98.80 1.2 100

m,kg/h 5545.39

67.53 5612.92

15617.92kh/h

3.7.3醇酮精制工段-环己醇精制塔物料衡算

环己醇精制塔的物料衡算的流程简图如图3-13所示

F5来自环己酮塔环己醇精制塔环己醇F6重组分F7

图3-13环己醇精制塔的物料衡算的流程

第 33 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

表3.16环己醇精制塔的物料衡算表

输入 F5

组成 环己醇 重组分 总计 总计

m,% 98.80 1.2 100

m,kg/h 5545.39 67.53 5612.92

组成 环己醇 重组分 总计 总计

F6

m,kg/h 5539.85

组成 环己醇 重组分 总计 5612.92kg/h 输出

F7

m,kg/h 5.45

7.23 5547.08

60.3 65.75

5612.92kg/h

第 34 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

4热量衡算

本设计的热量衡算，主要包括苯部分加氢搅拌反应器、环己烯水合反应器、环己醇脱氢反应器和干燥器。经查文献的各组分的比热及生成焓，如表4.1所示。

表4.1各组分的比热容

组分 苯 环己烯 环己烷 水 氢气 环己醇 环己酮

比热容CP/[kJ/kg?K]

1.9 1.810 1.97 4.2059 7.24 1.68745 2.00062

生成焓??/(kJ/mol)

f -95 -215 -348.19 -230.14

4.1热量衡算依据

根据能量守恒定律，进出系统的能量恒算式为：

?Q入-(?Q出??Q损)??Q积累 （4-1）

本设计为为连续的反应过程，系统中能量积累为零，能量衡算式为：

?Q入?(?Q出??Q损) （4-2）

在不考虑能量转换而只计算热量的变化时，热量衡算也就是计算在指定条件下反应过程成的焓变。根据热力学原理，化学反应过程的焓变可通过图4-1所示的途径求取。

进反应器物料T1，PH出反应器物料T2，PH1H2H反应298K进反应器物料298K,P出反应器物料298K,P

第 35 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

图4-1化学反应过程总焓变的计算示意

?????1+??2+??反应,298K （4-3） 式中，??为反应过程的总焓变；??1为进反应器物料在等压变温过程中的焓变和有相变时的焓变；

??1???MT1i?1298niCp,idT??Mi??i （4-4）

i?1n??2为出反应器物料在等压变温过程中的焓变和有相变时的焓变；

??2?n??M298i?1T2n'iC'p,idT??Mi'??i' （4-5）

i?1n

???i?1?反应，298K为标准状态下反应热总和，包括反应和副反应。式中Mi，Mi'分别为

'进出反应器物料i的物质的量 ；Cp,i，Cp,i分别为进出反应器物料i的等压摩尔热容；

??i，??i'分别为进出反应器物料i的相变热。 4.2苯部分加氢反应器的热量衡算

'???0。??1为原料由413K到???0ii苯部分加氢水合反应没有相变化所以，

??反应,298K为298K状态下的反应热。??2为原料由298K到413K的焓变。298K的焓变，

??1??nMF,iCpMF,i???

=(16244.47?1.9+536.57?7.24+46150?4.2059)?(298-413) = -2.6317928?107(kJ/h)

??2???M298i?1T2n'iC'p,idT??Mi'??i'

i?1n =(6497.79?1.9+1571.17?1.97+8712.12?1.810+46150?4.2059)?(413-298) =2.5910907?107(kJ/h)

??反应,298K??(nRP,i?nMF,i)??i

第 36 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

=106.064?(-95)+18.669?(-215)= -1.40899?104(kJ/h)

?????1???2???反应,298K

=-2.6317928?107+2.5910907?107+(-1.40899?104)= -4.21111?105(kJ/h) 需要移走的热量Q移???-Q损?（1-0.05）?(-4.21111?105)=4.00056?105（kJ/h） 查的2.0MPa饱和水蒸汽的温度=211.4℃，蒸发焓??蒸发?34.1（kJ/mol）。利用此热量可

4.00056?10518?产生的饱和水蒸气=（）=211.174(kg/h)。

34.110004.3环己烯水合反应器的热量衡算

'?????0i?0。??1为原料由393K到298Ki环己烯水合反应没有相变化所以，

的焓变，??2为原料由298K到393K的焓变。??反应,298K为298K状态下的反应热。

??1??nMF,iCpMF,i???

=(31944.45?1.810+98480?4.2059）?(298-393)= -4.4841567?107(kJ/h)

??2???M298i?1T2n'iC'p,idT??Mi'??i'

i?1n =(23319.45?1.810+96607.8?4.2059+10411.99?1.6874)?(393-298) =4.4279514?107(kJ/h)

??反应,298K??(nRP,i?nMF,i)??i

=(283.899-388.902)?(-95)+(5367.1-5471.11)?(-241.83)+103.954?(-348.19) = -1067.72(kJ/h)

?????1???2???反应,298K

=-4.4841567?107+4.4279514?107+(-1067.72)= -5.63121?105(kJ/h)

需要移走的热量Q移???-Q损?（1-0.05）?(-5.63121?105)= -5.34965?105（kJ/h） 查的2.0MPa饱和水蒸汽的温度=211.4℃，蒸发焓??蒸发?34.1（kJ/mol）。利用此热量可

第 37 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

5.34965?10518?产生的饱和水蒸气=（）=282.387(kg/h)。

34.110004.4环己醇脱氢反应器的热量衡算

??1为原料由523K到298K的焓变，??2为原料由298K到523K环己醇脱氢反应，

的焓变。??反应,298K为298K状态下的反应热。

??1??nMF,iCpMF,i???

=(15858.26?1.68745)?(298-523)= -6.021005?106(kJ/h)

??2???M298i?1T2n'iC'p,idT??Mi'??i'

i?1n =(5550.39?1.68745+10000?2.00062+203.77?7.24)?(523-298) =6.940688?106(kJ/h)

??反应,298K??(nRP,i?nMF,i)??i

=(55.415-158.329)?(-348.19)+101.885?(-230.14) =-1.23859?104(kJ/h)

?????1???2???反应,298K

= -6.021005?106+6.940688?106+-1.23859?104=9.07297?105(kJ/h) 需要提供的热量Q移???-Q损?（1-0.05）?9.07297?105=8.61933?105（kJ/h）

第 38 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

5主体设备反应釜的设计与计算

5.1搅拌反应釜釜体的设计 5.1.1釜体容积的确定

(1)苯部分加氢在反应器中反应时间为30分钟，所以搅拌反应釜中反应物的总物 质的量为：m=35022.92kg

(2)搅拌反应釜的反应物体积约为：V?m35022.92??35.023m3 ?1000(3)查文献得装填系数??0.80，则搅拌反应釜的体积V? 圆整得V?44m3。 5.1.2釜体DN的确定

35.023?43.778m3 0.80查文献的，一般反应釜的高径比为1-3，本设计取1.5，则反应釜直径估算如下： 由V?(?4)Di2H,H?1.5Di（式中，Di-反应釜筒体内径；H-反应釜高度） 则搅拌反应釜Di=3体DN=3400mm.

取Di=3400mm,封头取相同的内径。查文献知当公称直径DN=3400mm时，标准椭圆形的容积Vh?5.5080m3，筒体每平米高的容积V1=12.958m3/m。则筒体高度为：

V'?VhH?(其中V'-每个釜圆筒的容积，单位为m3)

V14?44?3.35m，根据筒体公称直径的标准，选取反应釜的釜

1.5?3.14由HD的近似值与1.5近似相等，则可得：

iV'?5.5080?1.5

12.9581?3.4解得该釜圆筒的容积V'=60.58m3,圆整后V'=61m3。则需要设计一个反应釜即可。

第 39 页 共 71 页

中北大学2015届毕业设计说明书

取H=

61?4708mm，圆整后H=4800mm。

12.9581釜体长径比H的复核HD=4710/3400=1.42，因为HD=1-3，满足要求。所以筒

Diii体高度为4800mm。 5.1.3筒体PN的确定

因为搅拌反应釜的操作压力为Pw=4.4MPa，所以采用PN=5.6MPa。 5.1.4釜体筒体壁厚的设计

设计压力：P=(1.05-1.1)Pw，取P=1.1Pw?1.1?4.4=4.84MPa 液体静压：PL?1.1?8.8?（kgf/cm3)?0.0968MPa，

10以忽略PL。

计算压力：Pc=P+PL=P=4.84MPa。 设计温度：140℃ 焊缝系数?：?=1

许用应力[?]t：根据材料0Cr18Ni10Ti（321，属于奥氏体型不锈钢）、设计温度140℃，由文献查得[?]t=137MPa得出：

钢板负偏差C1：C1=0.25mm（GB6654-96） 腐蚀余量C2：C2=1.0mm（双面腐蚀） 由文献得公式：?d=

PcDi+C2 t2?????PcPLP=

0.0968=2%≤5%，所以可4.84?d=

4.84?3400?61.14mm，圆整?d=61mm

2?137?1?4.845.1.5釜体封头的设计

搅拌反应釜选用标准椭圆形封头，代号EHA、标准JB/T4746-2002。其中： P=1.1Pw=1.1?4.4=4.84MPa Pc=P+PL=P=4.84MPa

C1=0.25mm，C2=1.0mm，?=1.0(整版冲压) （1）封头的壁厚设计

第 40 页 共 71 页

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/5fz6.html