《乙苯液相氧化法年產(chǎn)5000噸苯乙酮的工藝流程設計》13000字（論文）

乙苯液相氧化法年產(chǎn)5000噸苯乙酮的工藝流程設計摘要納米碳管是近年來發(fā)展的優(yōu)秀催化材料，其化學性能穩(wěn)定、無毒無污染，符合綠色化學發(fā)展的要求，受到有機催化領域非金屬催化的廣泛關(guān)注。最新發(fā)展的碳材料乙苯催化液相氧化新工藝顯示了好的應用前景，為了該技術(shù)的推廣應用，基于實驗室實驗結(jié)果進行了本工藝設計。本工藝設計介紹了摻雜氮納米碳管催化乙苯氧化的最新進展，采用優(yōu)化的實驗結(jié)果，設計了年產(chǎn)5000噸苯乙酮的乙苯液相催化氧化反應的工藝流程，完成了物料衡算、熱量衡算計算，對關(guān)鍵設備反應釜和產(chǎn)物分離精餾塔進行了計算與設計。關(guān)鍵詞氮摻雜納米碳管；乙苯；液相催化氧化；工藝設計目錄TOC\o"1-3"\h\u210381.前言 VII1.前言納米碳材料的概述碳在地球上分布很廣，是形成化合物最多、與人類關(guān)系最密切、最重要的元素之一。最早，人們發(fā)現(xiàn)的碳元素的同素異形體主要是石墨、金剛石和無定形碳。直到1985年科學家發(fā)現(xiàn)了60個碳原子構(gòu)成了一個對稱的高度有序的結(jié)構(gòu)，即C60[1]。該研究結(jié)果在“Nature”上發(fā)表了標志著碳的又一種新的同素異形體出現(xiàn)。實際上，后來發(fā)現(xiàn)C70、C80都相繼發(fā)現(xiàn)，這些類似的球形結(jié)構(gòu)被稱為為足球碳。1991年日本科學家在采用電弧法制備的富勒烯中通過HRTEM下觀察發(fā)現(xiàn)了一種同軸多層富勒烯管狀結(jié)構(gòu)，被稱為多壁碳納米管（MWCNTs）[2]，這是繼足球碳發(fā)現(xiàn)后的又一同素異形體，被認為是碳家族中的重要成員，納米碳材料領域的重大科研發(fā)現(xiàn)。事實上，碳材料的發(fā)展不斷前進，2004年，曼徹斯特大學科學家以微機械剝離法剝離層狀石墨的方法，發(fā)現(xiàn)了石墨烯，它一種二維碳原子平面結(jié)構(gòu)[3]。石墨烯的發(fā)現(xiàn)再一次打破了人們的固有認知，是碳納米材料的又一次跨越。由于該重大發(fā)現(xiàn)帶在物理學、微電子領域的突出科學意義與潛在應用價值，2010年，該科學發(fā)現(xiàn)者安德烈·蓋姆教授和康斯坦丁·諾沃肖洛夫博士授予了諾貝爾物理學獎。由此，石墨烯成為具有劃時代意義的又一種碳同素異形體，受到國內(nèi)外科研工作者與技術(shù)開發(fā)人員的廣泛關(guān)注。由于碳納米管材料容易得到，基于碳納米管催化材料的研究成果在近年來已經(jīng)在電子能源，催化，生物醫(yī)學等多個領域得到廣泛應用[4]。最早納米碳管的主要用途主要是作為催化載體領域，如在合成氨、催化氧化和加氫甲?；磻械拇呋瘎┹d體，近年來碳材料本身作為非金屬催化劑活性組分也得到研究，這使得碳納米管在催化領域具有廣闊的應用前景。納米碳非金屬催化簡介隨著化學工業(yè)的快速發(fā)展，越來越多的研究人員熱衷于研究碳氫化合物脫氫反應制備高附加值化學產(chǎn)品。早在20世紀60年代有科學家等發(fā)現(xiàn)，乙苯的氧化脫氫反應過程中Fe2O3催化劑表面積碳之后，活性不僅沒有降低，甚至還有所提高，，據(jù)此第一次意識到碳在該反應中具有催化活性[5]。但由于沒有了解原因，沒有得到研究者的重視，很長時間沒有深入研究該催化反應的機理，直到2008年德國馬譜研究所蘇黨生課題組在Science上報道，表面P摻雜改性的碳納米管可以高效催化正丁烷氧化脫氫生成丁烯與丁二烯，如圖1-1所示，此時才認識到碳材料本身可以作為催化劑活性組分，國際上才正式提出碳催化的觀點[6]。圖1-1表面氧化與磷摻雜碳納米管催化正丁烷氧化示意圖[6]與傳統(tǒng)催化劑金屬或其氧化物相比，結(jié)構(gòu)良好的納米碳材料具有許多優(yōu)點，既有高強度、高韌性、耐腐蝕等特有本性，又具有金屬材料的導電、導熱性等。在早期研究中可能是無定形碳或無序碳材料本身的反應活性低，熱穩(wěn)定與氧化性差的原因沒有受到重視。納米碳管的發(fā)現(xiàn)給碳催化帶來了意想不到的結(jié)果，自從碳催化的觀點提出后，碳催化反應發(fā)展非常迅速，除了最早的氣相反應，液相催化反應中的研究近年來發(fā)展進展很快，如苯甲醇氧化、濕式催化氧化、芳烴氧化、硝基苯還原等反應，都可以通過碳催化劑來實現(xiàn)。納米碳材料因其制備簡單、原料易得、結(jié)構(gòu)穩(wěn)定等優(yōu)勢，不僅在材料領域中大放異彩，更有望成為最有應用前景的新一代催化材料。目前國內(nèi)外材料與催化領域?qū){米碳材料的研究發(fā)展速度很快。彭峰教授在華南理工大學的納米材料與納米催化團隊率先開展納米碳管的芳烴液相催化氧化研究，在環(huán)己烷液相催化氧化制備己二酸，乙苯和異丙苯氧化制相應的酮和醇等方面都實現(xiàn)了非金屬的液相碳催化氧化，是典型的綠色催化氧化工藝，顯示了好的應用前景[7-12]。1.3納米碳材料催化乙苯氧化研究進展1.3.1乙苯催化氧化傳統(tǒng)工藝簡介乙苯氧化反應是化學工業(yè)中制備苯乙酮的重要的工藝過程，因為乙苯的α氫比較活潑，在金屬催化劑下，能夠直接被空氣或氧氣氧化，生成苯乙基過氧化氫。接著該過氧化氫在催化劑催化作用下被分解為苯乙酮，或者是被分解為α-苯乙醇。近幾十年來，發(fā)展了一系列乙苯氧化的催化劑，主要有過渡金屬化合物催化劑、過渡金屬絡合物催化劑、分子篩催化劑、雜多化合物催化劑、金屬卟啉化合物催化劑等[13]。乙苯液相氧化過程中，一般會產(chǎn)生主要目標產(chǎn)物苯乙酮(AcPO)，具有特殊的芳香氣味，是可做香料或者作為一種高沸點溶劑；此外產(chǎn)生重要副產(chǎn)物1-苯乙醇(PEA)，具有紫丁香香氣，可作為化妝品添加劑，也可作名貴的香料，，這二種產(chǎn)物都是附加值極高的化學品。目前工業(yè)上使用金屬配合物在均相高溫下催化氧化乙苯制備苯乙酮。遺憾的是，這種方法產(chǎn)生大量的有毒且腐蝕性強的廢液易污染環(huán)境，產(chǎn)物分離困難。由此傳統(tǒng)工藝受到了限制，急需發(fā)展新的綠色氧化工藝。1.3.2基于碳納米管的乙苯催化氧化簡介近年來，隨著環(huán)境要求的提高以及節(jié)能技術(shù)的需要，綠色化學逐漸成為化學工藝的指導原則，針對傳統(tǒng)乙苯氧化的工藝問題，尋找環(huán)保且經(jīng)濟的乙苯催化劑，發(fā)展新的綠色氧化工藝非常有實際意義與科學價值。碳納米管催化乙苯氧化的反應是一個自由基反應。彭峰教授課題組報道采用普通碳納米管催化氧化乙苯，在氧氣作為氧化劑、在155℃、催化劑與乙苯物質(zhì)的量的比為0.2和1.5MPaO2條件下反應4h后，碳納米管能獲得38.2%乙苯轉(zhuǎn)化率和60.9%苯乙酮選擇性[14]。催化過程示意圖如圖1-2。碳納米管作為催化劑表現(xiàn)出良好的氧化活性，研究還發(fā)現(xiàn)碳納米管表面結(jié)構(gòu)缺陷和羧基對其催化分子氧氧化乙苯反應具有不利的影響[14]。圖1-2碳納米管催化氧化乙苯示意圖[8]該課題組研究進一步表明，向碳納米管晶格中摻雜非金屬氮原子對其催化乙苯氧化反應具有不利的影響。從圖1-3中可以看出，摻氮碳納米管氮含量的增加時其催化乙苯氧化反應的活性明顯下降。有意思的是，最新研究發(fā)現(xiàn)，NCTS的這種抑制作用是在大量添加催化劑后發(fā)生的，事實上，當添加適當?shù)腘CNTs后，乙苯的轉(zhuǎn)化率得到了提高，特別是目標產(chǎn)物苯乙酮選擇性達到了80%，超過CNTs催化的60.9%，這個結(jié)果超過了金屬催化劑的水平，具有很好的應用價值。圖1-3不同總氮含量的NCNTs-HCl催化乙苯氧化性能[14]1.4本設計的目的21世紀倡導綠色化學，實現(xiàn)環(huán)境友好型發(fā)展，傳統(tǒng)工藝適應不了日新月異的發(fā)展要求，迫切需要尋求更為經(jīng)濟適用，能可持續(xù)發(fā)展、環(huán)境友好且催化效率高的催化氧化體系。彭峰教授課題組研究發(fā)現(xiàn)，碳納米材料應用于芳烴的液相催化氧化顯示了好的催化性能，特別是對于具有重要工業(yè)應用價值的乙苯催化氧化展現(xiàn)出了高活性與目標產(chǎn)物選擇性。最近的研究進一步表明，，氮摻雜碳納米管具有很高的穩(wěn)定性，控制好催化劑的用量，可以得到比碳納米管更高的轉(zhuǎn)化效率，是一種乙苯催化氧化合成苯乙酮和1-苯基乙醇的優(yōu)良催化體系。本設計課題組實驗室小試的的結(jié)果為設計依據(jù)，采用NCNTs作為催化劑，高選擇性生產(chǎn)目標產(chǎn)物苯乙酮和主要副產(chǎn)物1-苯基乙醇，設計苯乙酮生產(chǎn)能力為5000噸/年的乙苯液相催化氧化新工藝。設計任務2.1設計任務前期實驗得到的基本數(shù)據(jù)如下：NCNTs催化劑密度為0.8-1.2kg/dm3；宏觀顆粒度為30-50微米；碳納米管用量為乙苯質(zhì)量的0.75%。反應溫度：155℃，反應8小時，乙苯反應轉(zhuǎn)化率46.％，各產(chǎn)物選擇性：、、過氧化氫乙苯完全分解，其余為屬于氣相產(chǎn)物等。壓力1.5Mpa的氧氣作為氧化劑。設計生產(chǎn)能力為年產(chǎn)5000噸苯乙酮（純度99.5%）；年生產(chǎn)時間300天。2.2乙苯催化氧化小試實驗流程(1)將乙苯和氮摻雜碳納米管催化劑加入到反應器中，超聲處理五分鐘形成懸浮液；所述摻氮碳材料催化劑用量為乙苯質(zhì)量的0.75%。(2)將所得的懸浮液加熱至155℃，通入氧氣，常壓下反應8h;(3)反應結(jié)束后，對反應混合物進行分離，得到固體催化劑以及含有乙苯、苯乙酮和1-苯基乙醇的液體混合物。(4)將步驟(3)中的液體混合物分離提純，得到目標產(chǎn)物苯乙酮和主要副產(chǎn)物1-苯基乙醇。其中，步驟(3)得到的催化劑可回收再利用到（1）中反應設備工藝計算3.1乙苯催化氧化實驗結(jié)果分析實驗測試得到該反應在NCNT催化劑下，155℃反應8小時，轉(zhuǎn)化率為46%，液相產(chǎn)物80%為苯乙酮、18%為1-苯基乙醇，無其他有機液相產(chǎn)物，但會存在水和氣相產(chǎn)物。為了便于物料衡算先進行反應的碳平衡計算，確定經(jīng)驗的反應方程式，反應式用分子式簡寫為：C8H10+O2→C8H8O+C8H10O+CO2+H2O由于碳催化機理很復雜很難準確描述具體的反應，在此采用用碳平衡確定反應的宏觀表達式。碳平衡計算，以1mol乙苯作為基準：圖3-1碳平衡計算示意圖反應前：乙苯含C摩爾數(shù)：1×8=8反應后：剩余乙苯：1-0.46=0.54，含C摩爾數(shù)：0.54×8苯乙酮：0.46×0.8×8，含C摩爾數(shù)0.46×0.8×81-苯基乙醇：0.46×0.18，含C摩爾數(shù)0.46×0.18×8CO2：未知為0.46x，含C摩爾數(shù)0.46x進行碳平衡，即：反應前含C摩爾數(shù)=反應后含C摩爾數(shù)解得x=0.16則反應式可由反應物與生成物的平衡關(guān)系式表達如下：H2O3.2反應物料衡算3.2.1設計參數(shù)及計算該反應為液相反應器間歇進行反應，，每次反應時間為8小時（考慮加料、升溫與出料，預算為12小時），一天一個反應釜進行2次反應，按照一年300天工作時間計算。已知乙苯反應轉(zhuǎn)化率46％，各產(chǎn)物選擇性：、、則苯乙酮收率46%*80%=36.8%計算出每天苯乙酮產(chǎn)量為17.0842噸，換算為142.37kmol，則每天每釜需要的原料乙苯進料量：實際苯乙酮產(chǎn)量為3.2.2反應器物料衡算該反應為液相反應器間歇進行反應，，每次反應時間為8小時（考慮加料、升溫與出料，預算為12小時），一天一個反應釜進行2次反應，按照一年300天工作時間計算。已知乙苯反應轉(zhuǎn)化率46％，苯乙酮產(chǎn)物選擇性為80%、1-苯基乙醇選擇性為18%，則苯乙酮收率46%*80%=36.8%計算出每天苯乙酮產(chǎn)量為17.0842噸，換算為142.37kmol，則每天需要的乙苯進料量：催化劑NCNTs-SCUT加入量為乙苯投入量的0.75%，則催化劑NCNTs-SCUT投入量為未參加反應乙苯量苯基乙醇生成量反應消耗的氧氣量：.依據(jù)經(jīng)驗，進口氧氣的量過量50%，即通入氧氣的量為：出口剩余氧氣：3132.14kg產(chǎn)生的CO2量：產(chǎn)生的H2O量：對上述計算所得的各物系的數(shù)據(jù)進行核算，物料衡算示意圖如圖3-2圖3-2物料衡算示意圖核算結(jié)果如下：進口：乙苯加氧氣41008.8+9396.42=50405.22kg出口：物理核算平衡達到：50405.22/50412.39=99.99%計算誤差率：(50412.39-50405)/50405.22=0.01%核算結(jié)果如表3-1表3-1進出反應釜的物料衡算表組成輸入輸出質(zhì)量/kg質(zhì)量分數(shù)/%質(zhì)量/kg質(zhì)量分數(shù)/%氧氣9.39642×10318.643132.146.21乙苯41.0088×10381.3622.1447×10343.93苯乙酮0017.0842×10333.891-苯基乙醇003908.057.75CO2001252.862.50H2O002890.445.72總計50.40522×10310050.41239×1031003.3反應熱量衡算采用體系熱量守恒原則進行反應熱量衡算，即：進口統(tǒng)物料帶入的熱量、化學反應熱、反應損失的熱量加上系統(tǒng)熱供給的熱等于出口所有物料的熱量，可以用下面公式Q1+Q反+Q系+QL=Q2表示式中:Q1—物料進口的熱量，kJ；Q2—所有物料出口的熱量，kJ；QL—反應熱量的損失，kJ；Q反—化學反應放出的熱量，kJ；Q系—系統(tǒng)需要供給的熱量，kJ；對于Q系，外部環(huán)境加入系統(tǒng)的熱量記為正，需要系統(tǒng)提供的熱量記為負。如圖3-3表示反應體系的熱量衡算的示意圖。圖3-3熱量衡算示意圖3.3.1反應物進料的熱量（Q1）在此可以將反應原料25℃的作為計算基準，即該溫度下，反應物料進口帶入的熱量為:Q1=0。每天使用催化劑的量：，催化劑循環(huán)利用，由于固體物比熱小，相對反應物量也很多小，可忽略反應前后熱量變化。3.3.2化學反應熱（Q反）按照碳平衡關(guān)系式計算該反應在標準狀態(tài)下（298K）的化學反應熱。反應式：查得各物質(zhì)的標準摩爾生成焓（298K）如表3-2表3-2參與反應各物質(zhì)標準摩爾生成焓數(shù)據(jù)物質(zhì)乙苯苯乙酮1-苯基乙醇二氧化碳水ΔHfKJ/Kmol-29.81-86.9-138.7-393.79-241.81ΔH反應焓=(ΔHf)反應物-(ΔHf)生成物則:3.3.3反應器損失的熱量（QL）取反應器熱損失QL為5%，3.3.4出口物料帶走的熱量（Q2）查得知出口各物質(zhì)在25-155℃的平均熱容如表3-3，表3-3出口各物質(zhì)25-155℃的平均熱容單位：kJ/(kg·K)物質(zhì)乙苯苯乙酮1-苯基乙醇水二氧化碳氧氣平均熱容1.91881.68812.07744.22460.98920.9508出口各物料量如表3-4表3-4反應釜出口物料量組成出口質(zhì)量/kg質(zhì)量分數(shù)/%氧氣3132.146.21乙苯22.1447×10343.93苯乙酮17.0842×10333.891-苯基乙醇3908.057.75CO21252.862.50H2O2890.445.72總計50.41239×103100則所求Q式中，Gi--i物料的質(zhì)量，kg；Cpi--i物料平均等壓比熱容，KJ/（kg*K);t--物料出口溫度，428K；t0—系統(tǒng)計算基準溫度，298K。則：3.3.5系統(tǒng)供給的熱量（Q系）按照熱量守衡公式計算Q系：Q1+Q反+Q系+QL=Q2結(jié)果計算Q系為負表明要系統(tǒng)要移走熱量，因為氧化反應屬于強放熱反應。3.4換熱設計計算3.4.1實際操作情況介紹按照熱量衡算結(jié)果可知，該反應系統(tǒng)要移走熱量，需要設計換熱器在反應釜內(nèi)換熱移走反應熱量；此外，實際操作過程中，反應溫度為155℃，首先反應釜要預熱，把乙苯升溫至反應溫度后，系統(tǒng)有加入的能量Q預，再通入氧氣反應，此時反應放熱，系統(tǒng)開啟冷卻水換熱。由于反應器會夾帶反應物與產(chǎn)物，防止損失，出口采用冷卻回流，主要是乙苯，為了計算方便，生成產(chǎn)物都折合以乙苯計算，按照實驗室小試的估計預測，回流反應釜的乙苯，每小時為：（156.61+361.31）×15%=82.19kg/h。共回流的乙苯：82.19×8=657.52kg。設定乙苯回流到反應釜的溫度30℃，則相當于部分冷能加入了系統(tǒng)：由此可見，圖3-4表示實際操作情況下的熱平衡示意圖。圖3-4系統(tǒng)實際操作情況下反應釜的熱平衡示意圖3.4.2計算換熱器面積（1）回流冷卻器計算進口物料的溫度為155℃，冷卻后降至30℃，氣相產(chǎn)物排放，液體蒸汽冷凝回流入反應釜。換熱器交換熱量：采用溫度t=-5℃冷凍鹽水冷卻，，出口升溫至10℃，熱流體進口155℃，出口冷卻至30℃；冷卻凍鹽水與床層液流逆向流動那么換熱器面積：4.反應釜設計4.1筒體結(jié)構(gòu)尺寸設計4.1.1確定筒體內(nèi)徑考慮氧化反應放熱，而且氧氣需要占據(jù)大的空間，按65%液體填充度計算，已知乙苯密度為868.02kg/m2，則反應釜體積為：取整反應釜所需容積V=80m3，選用2個反應釜并聯(lián)進行反應，每天每釜反應2次，則每一個反應釜體積為：筒體內(nèi)徑D1計算：式中，V-反應器所需容積，m3；i-長徑比圓整筒體內(nèi)徑：D1=2800mm=2.8m4.1.2釜體封頭設計反應釜封頭的一般采用橢圓形封頭，以筒體內(nèi)徑為基準，所以釜體封頭的內(nèi)徑也為2800mm。此內(nèi)內(nèi)徑的標準封頭總深度740mm,直邊高度40mm。4.1.3筒體高度的計算反應釜筒體高度H1：其中，Vh—下封頭容積，m3。圓整后反應釜筒體高度為H?=2800mm=2.8m。反應釜的實際容積：其中，V1m—1米高筒體容積，m3/m；H1—筒體高度，m；V封—封頭容積，m3。4.1.4夾套的直徑和高度設計夾套用于反應體系換熱，向其中加入加熱或者冷卻介質(zhì)，以對反應釜內(nèi)進行加熱或者冷卻。夾套直徑參照筒體直徑尺寸：D2=D1+200=2800+200=3000mm=3.0m。常用的夾套一般只有下封頭，封頭直徑與夾套筒體內(nèi)徑相等。夾套的高度一般大于筒體內(nèi)液面高度。反應釜的裝料系數(shù)通常取η=0.6～0.85，本設計裝料系數(shù)η取0.8。夾套筒體高度H2：圓整，H2=2200mm=2.2m反應釜的傳熱面積F主要包括封頭以及一部分筒體的表面積，應滿足要求：其中，F(xiàn)封—封頭表面積，m2；F筒—筒體表面積，m2。4.1.5反應釜強度計算在進行反應釜及夾套的強度和壁厚計算時須考慮釜內(nèi)和夾套內(nèi)的壓力比較，如果反應器的內(nèi)壓大于夾套內(nèi)的工作壓力，就按照內(nèi)壓計算；反之則按照外壓計算反應釜筒體和封頭計算強度。筒體內(nèi)液體對筒體壁壓強P1H==×0.863×103×9.8×2.8=0.024MPaP1C=P1＋P1H=1.5+0.024=1.524MPa；p筒體內(nèi)壓力p1c大于外壓力p2c，因此用內(nèi)壓容器的設計方法確定壁厚。釜體為受壓強為1.524MPa內(nèi)壓作用的圓筒選用材料為Q235-A，標準GB-3274，選用的為雙面焊的對接焊縫且局部無損傷，故選取筒體及夾套焊接接頭系數(shù)，設計溫度下材料需用應力查得負偏差C1=0.8、腐蝕裕量C2=2，則C=C1+C2=2+0.8=2.8。筒體計算厚度筒體設計厚度筒體名義厚度有效厚度設計溫度下筒體的最大允許工作壓力為故反應釜筒體壁厚為25mm4.1.6釜體封頭厚度的計算釜體封頭選用直徑為2800mm的標準封頭，查得其形狀系數(shù)K=1.0，假設封頭壁厚也為25mm，有故反應釜封頭壁厚為25mm4.1.7夾套筒體壁厚的計算材料選用為Q235-A，將反應設備的夾套和筒體雙面進行焊接。封頭選用標準的橢圓形封頭，查得負偏差、腐蝕裕量，則。155℃＝119Mpa。夾套筒體設計厚度夾套筒體名義厚度有效厚度設計溫度下封頭筒體的最大允許工作壓力為故夾套筒體壁厚為11mm4.1.8夾套封頭壁厚的計算夾套封頭的壁厚：mm夾套筒體名義厚度有效厚度設計溫度下封頭筒體的最大允許工作壓力為故夾套封頭壁厚為11mm綜上，反應釜夾套筒體及封頭部分壁厚皆為11mm。反應釜結(jié)構(gòu)設計結(jié)果如表4-1.表4-1反應釜計算結(jié)果內(nèi)徑壁厚筒體高度反應釜筒體2800252800反應釜封頭280025夾套筒體3000112200夾套封頭300011 4.2反應釜攪拌器的設計反應釜中，配裝的攪拌裝置有加快反應速率、加強反應物混合等作用。設計工程中，不僅要計算確定攪拌器的形式和型號，還要依據(jù)系統(tǒng)要求計算電動機、減速機、攪拌軸以及軸封等部件的數(shù)據(jù)指標后按照相關(guān)標準取用。攪拌裝置通常分為攪拌器和攪拌軸兩部分。對于此次設計中用于有機液體的攪拌，選用框式攪拌器。一般框式攪拌槳的直徑較大，是反應釜釜內(nèi)直徑的2/3—9/10。本設計采用框式攪拌器。4.2.1反應釜的攪拌器此次設計中采用不銹鋼制框式攪拌器，材料選擇1Cr18Ni9Ti，標準為HG5-757-73。查得在反應釜直徑為2800mm時，攪拌器直徑，軸徑d選取110mm，寬度b=180mm，H=2010mm，N/n≤0.85，電動機功率N為15kW，轉(zhuǎn)速選擇為80轉(zhuǎn)/分，則有N/n=0.18754.2.2反應釜攪拌器軸功率反應釜攪拌器在攪拌過程中Re<30時，雷諾數(shù)Re跟攪拌器葉輪的攪拌功率準數(shù)Np呈反比。其中，Kp—功率常數(shù)；D—攪拌槳葉外徑，mm；b—槳寬，mm;H—槳高，mm；Re—雷諾數(shù)；因為\,所以軸功率：其中Np—攪拌功率準數(shù)；ρ—體系密度，kg/m3；μ—體系最大黏度；P—攪拌功率，kW。4.3攪拌軸及其傳動裝置的設計4.3.1強度計算根據(jù)扭矩計算軸強度[18]時，攪拌軸的彎矩可忽略。實心軸攪拌直徑扭轉(zhuǎn)強度：式中，P—傳遞功率，kW；n—軸轉(zhuǎn)速，r/min；τmax—軸橫截面上最大剪應力，MPa；T—軸受扭矩，N·[τ]—許用扭轉(zhuǎn)切應力，MPa；WT—軸的抗扭截面因數(shù)，mm34.3.2剛度的計算為防過大的扭轉(zhuǎn)引起攪拌軸乃至反應釜的振動，關(guān)系式作剛度條件其中，θ—軸扭轉(zhuǎn)變形的扭轉(zhuǎn)角，om；[θ]—許用扭轉(zhuǎn)角，om，G—攪拌軸材料剪切彈性模數(shù)，MPa；IP由上式得攪拌軸實心軸直徑攪拌過程中攪拌軸會受到混合液的剪切作用和沖擊作用，所以軸徑要滿足強度和剛度兩個條件，取較大值。因為反應時介質(zhì)對攪拌軸可能有一定腐蝕作用，所以軸徑應適當增大、圓整。那么，取攪拌軸直徑。..4.4電動機的選用電動機所需功率：其中，P軸—攪拌功率，kW；Pm—損失功率，kW；本設計選用電功率=80KW，n=1470r/min，型號為Y280M-2的Y系列異步電動機，其額定功率90kW，效率92.5%，功率因數(shù)等于0.89。，校核選擇的電動機那么符合工藝要求，因此可以選用此型號電動機。4.5減速機和聯(lián)軸器的選用根據(jù)上述電動機的設計，本次設計選用的減速機是BLD17-6-23型號、減速比T為23的擺線針齒行星減速機，該減速機下攪拌器的攪拌速率攪拌軸的傳動選用聯(lián)軸器選擇型號為Q/ZB121-73的凸緣聯(lián)軸器。分離工藝計算5.1物料衡算表5-1物料原始數(shù)據(jù)物料分子量沸點原料質(zhì)量（kg）含量（wt%）摩爾質(zhì)量（kmol）苯乙酮120202.317.0842×10339.60142.37乙苯106136.222.1447×10351.34208.91231-苯基乙醇122203.93908.059.0632.03總量//43.13695×103100.00383.31因1-苯基乙醇含量較少，將其帶入苯乙酮簡化體系計算原料液的摩爾分數(shù)塔頂產(chǎn)品的摩爾分數(shù)塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料處理量總物料衡算.{解得：D=8.7022kmol/h，W=7.2916kmol/h式中F原料液流量D塔頂產(chǎn)品量W塔底產(chǎn)品量表5-2物料衡算表進出項目數(shù)量（kmol/h）項目數(shù)量(kmol/h)進料F15.9936產(chǎn)品D8.7022塔底出量W7.2916合計15.993615.99365.2理論塔板數(shù)的確定5.2.1求最小回流比由公式xA=乙苯-苯乙酮的氣液平衡數(shù)據(jù)計算如表5-3表5-3乙苯-苯乙酮氣液平衡數(shù)據(jù)T/℃xAyAT/℃xAyA1351.01531.00251600.44620.8121137.50.94690.9908162.50.39050.77431400.88560.97891650.35120.7397142.50.80360.9600167.50.31590.70451450.73230.94021700.28410.6686147.50.66990.9199172.50.25520.63231500.61470.89911750.22900.59551530.55650.8735177.50.20500.55841550.52170.85621800.18290.5209157.50.48890.8364188.10.09770.3344采用作圖法求最小回流比。飽和液體進料，故q=1。q線與平衡線的交點坐標為，故最小回流比為：5.2.2理論塔板數(shù)NT的求取采用圖解法求理論板層數(shù)。由表5-1知乙苯-苯乙酮物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，并根據(jù)其平衡數(shù)據(jù)用Origin畫出平衡曲線繪出x-y圖，如圖圖5-1圖解法求理論塔板數(shù)最少理論塔板數(shù),即全回流時所需的理論塔板數(shù),由上圖可知,(包括再沸器)在實際操作中，常取最小回流比的（1.1～2.0）倍作為實際回流比。主要根據(jù)經(jīng)濟核算來決定。所以在本次設計中，回流比的確定對精餾分離裝置實際尤為重要。故采取以下方法來確定本設計采用的回流比。令R/=β，給定不同的β，從而求出相應的回流比R。然后求出（R-）與（R+1）的比值，即得到吉利蘭關(guān)聯(lián)圖（如圖4-2）的橫坐標X，用吉利蘭圖求出理論板數(shù)N，并計算N（R+1）。在本設計系統(tǒng)中，設R=β,取β=（1.1～2.0）,對設備費用和操作費用進行計算結(jié)果如表4-2表5-4實際回流比-費用數(shù)據(jù)R/RminRNN(R+1)1.10.426625.686336.64351.20.465421.936432.14471.30.504120.662931.07991.40.542919.920830.73621.50.581719.389330.66811.60.620518.968130.73751.70.659318.615030.88711.80.698018.308531.08861.90.736818.036731.326420.775617.791731.5910由表4-2可知，當R/=1.5時，設備費用和操作費用的和最小，故設計中取R/=1.5。即精餾段操作線方程:提餾段操作線方程：圖5-2圖解法求理論塔板數(shù)如圖5-2所示。求解結(jié)果為：本設計總理論板數(shù)為13塊，精餾段理論板層數(shù)，提餾段理論板層數(shù)，進料板位置第9塊塔板5.3物性數(shù)據(jù)計算5.3.1操作溫度的計算通過乙苯-苯乙酮氣液平衡表，各段操作溫度可用內(nèi)插法算得。利用差值法克求得yF、yD、yW塔頂氣相組成yD:進料塔板氣相組成yF:塔底氣相組成yW：5.3.2操作壓力塔頂操作壓力：單層塔板壓降：進料板操作壓力：塔底操作壓力：那么精餾段平均壓力：同樣的，提餾段平均壓力：5.3.3計算平均摩爾質(zhì)量塔頂液液相平均摩爾質(zhì)量MLD=進口原料液液相平均摩爾質(zhì)量MLF=塔底釜殘液液相平均摩爾質(zhì)量MLW=那么精餾段液相平均摩爾質(zhì)量ML1=（MLD+MLF同樣的，提餾段液相平均分子量ML2=（MLF+MLW塔頂液氣相平均分子量MVD=原料液氣相平均分子量MVF=釜殘液氣相平均分子量MVW=精餾段氣相平均分子量提餾段氣相平均分子量5.3.4平均密度已知密度的求算公式混合液密度：混合氣密度：（單位：kg/m3）(其中，w為質(zhì)量分數(shù)，M為平均相對分子質(zhì)量)分別計算塔內(nèi)各段組成的乙苯、苯乙酮的密度。不同溫度下乙苯、苯乙酮密度如表5-5表5-5不同溫度下乙苯、苯乙酮密度（單位：kg/m3）T/℃乙苯苯乙酮120776.2939.2140756.7921.0160736.4902.5180715.1883.6200692.7864.1220669.1844.0tD=135.72℃tF=153.98℃tW=200.7℃那么精餾段液相平均密度即為同樣的，提餾段液相平均密度塔內(nèi)各段組成氣相密度那么精餾段氣相平均密度即為同樣的，提餾段氣相平均密度5.3.5黏度的計算依照式計算液體平均黏度表5-6不同溫度下乙苯、苯乙酮黏度（單位：mPa/s）T/℃乙苯苯乙酮1200.2590.4261400.2260.3471600.2000.2871800.1790.2422000.1650.2072200.1450.179利用內(nèi)插法和表5-6數(shù)據(jù)計算各段組成液相平均黏度tD=135.72℃tF=153.98℃tW=200.7℃那么精餾段平均粘度即為：同樣的，提餾段平均粘度：5.3.6計算平均表面張力利用式液相平均表面張力表5-7不同溫度下乙苯、苯乙酮表面張力（mN/m）T/℃乙苯苯乙酮12018.8128.3114016.8226.1716014.8624.0718012.9421.9920011.0719.942209.25117.93運用插值法和表5-7數(shù)據(jù)求各段組成的液相平均表面壓力（1）塔頂液組成平均表面張力tD=135.72℃（2）進料板液相平均表面張力tF=153.98℃（3）塔釜液組成平均表面張力tW=200.7℃那么精餾段平均表面張力：同樣的，提餾段平均表面張力：5.3.7計算相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度可由式計算。塔頂組成相對揮發(fā)度進料板組成相對揮發(fā)度塔底組成相對揮發(fā)度精餾段平均相對揮發(fā)度：QUOTEα1=αD+提餾段平均相對揮發(fā)度：QUOTEα2=αW+α5.4塔板效率計算5.4.1塔板效率全塔效率可根據(jù)式算出。（1）精餾段塔板效率可知，，則（2）提餾段塔板效率可知，，則5.4.2計算實際塔板數(shù)Np圖解法求理論塔板數(shù)的結(jié)果為總理論板層數(shù)13塊（包括再沸器），精餾段理論板層數(shù)5塊，提餾段理論板層數(shù)8塊（包括進料板）。則，精餾塔精餾段實際塔板數(shù)：精餾塔提餾段實際塔板數(shù)：全塔實際塔板總數(shù)：第18塊板為實際進料板5.5分離設備熱量衡算5.5.1冷凝器計算設計（1）熱負荷QC表5-8不同溫度下乙苯、苯乙酮的汽化熱（KJ/mol)T/℃乙苯苯乙酮12036.7648.5014035.5147.3216034.2546.1018033.0044.8220031.7443.4722030.2242.05由表5-8數(shù)據(jù)以及插值法計算不同溫度下乙苯、苯乙酮的汽化熱（kJ/mol)tD=135.72℃時則塔頂液平均汽化熱（2）消耗冷卻水的量一般取常溫冷卻水的進口溫度為20℃，出口升溫為40℃。平均溫度t查得30℃時冷卻水的比熱容：那么冷卻水消耗量計算為：W5.5.2再沸器計算設計（1）熱負荷QB塔底溫度tW=200.7℃那么塔釜液平均汽化熱計算如下：因此熱負荷為：（2）消耗加熱蒸汽的量加熱蒸汽選用的飽和蒸汽，查得5.6塔內(nèi)結(jié)構(gòu)設計5.6.1塔徑（1）精餾段塔徑計算氣液相體積流量流率：空塔氣相速度（按全塔截面計）由式計算：安全系數(shù)可取（0.6～0.8），本設計取為0.7。則式中：-液相組成密度，kg/m3；-氣相組成密度，kg/m3；C-負荷系數(shù)，由Smith關(guān)聯(lián)圖查得；-極限空塔氣速，m/s圖5-3Smith關(guān)聯(lián)圖在Smith關(guān)聯(lián)圖中，為橫坐標；參數(shù)本設計取，查圖5-3得：=0.06修正：則空塔氣速Q(mào)UOTEu=0.7×umax=0.7×1.6969=1.1878則塔徑計算：QUOTED=4VSπu圓整得D1=0.6m=600mm塔直徑為600mm的截面積：所以實際空塔氣速Q(mào)UOTEu=1.8612.01=0.926m/s（2）提餾段塔徑計算提餾段參數(shù)本設計取，讀得：C20=0.057修正C，：提餾段空塔氣速：依據(jù)流量公式計算塔徑：QUOTED=4VS圓整得D2=0.6m=600mm由計算結(jié)果可知精餾段和提餾段塔徑都為600mm，則塔徑D=600mm。塔截面積實際空塔氣速：5.6.2精餾塔壁厚筒體壁厚精餾塔可以視為內(nèi)壓容器，其各種參數(shù)設計如表4-7本設計采用全焊縫對接焊，對焊縫作局部無損探傷，則?=0.85。筒體設計參數(shù)如表5-9所示：表5-9精餾塔筒體設計參數(shù)許用應力/MPa設計溫度/℃設計壓力/MPa1132400.5筒體計算厚度δ1：圓整筒體厚度δ1：由計算厚度查得，鋼板負偏差C1=0.4mm筒體設計厚度δd1：筒體的名義厚度(?為圓整值)δn1筒體的有效厚度δe1：封頭壁厚封頭的種類規(guī)格較多，本設計采用橢圓形封頭，公稱直徑；10-6封頭計算厚度（已知?=0.85）δ2：圓整封頭厚度δ2：由計算厚度查得，鋼板負偏差C1=0.封頭的名義厚度（取圓整值?=0.6mm）δn2：封頭的有效厚度δe2：5.6.3溢流堰計算溢流類型選為單溢流，一般取堰長為（0.6～0.8）D,其中D為塔徑。本設計采用單溢流弓形降液管，平直堰結(jié)構(gòu)。精餾段溢流堰計算：取堰長為0.6D：=0.6D=0.60.6=0.36m堰上液頭高度可按式計算，式中，-液體流量，m3/h；為堰長，m；E-液流收縮系數(shù)，可近似取E=1。則精餾段出口堰高：QUOTEhW=hL?提餾段溢流堰計算設計提餾段出口堰高：QUOTEhW=hL?h5.6.4塔總體高度（1）塔底裙座圖5-4裙座結(jié)構(gòu)示意圖裙座是塔設備的主要支撐形式。采用圓筒形，裙座壁厚取16mm基礎環(huán)內(nèi)徑：Dib基礎環(huán)外徑：Dob圓整基礎環(huán)厚度:Dib=400mm,Dob=1000mm；考慮到再沸器、維修、操作等過程，本設計裙座高度取3m，按規(guī)格選用地角螺柱M36×3.5。（2）封頭封頭的種類規(guī)格較多，本設計采用橢圓形封頭，公稱直徑；封頭計算厚度（已知?=0.85）δ2：圓整封頭厚度δ2：由計算厚度查得，鋼板負偏差C1=0.封頭的名義厚度（取圓整值?=0.6mm）δn2：封頭的有效厚度δe2：以內(nèi)徑為公稱直徑，選用標準封頭，該型封頭的曲面高度，直邊高度則該封頭高度為。圖5-5封頭尺寸設計示意圖（3）吊柱對于較高的室外無框架的塔設備，在塔頂設置吊柱，便于安裝和拆卸內(nèi)件等，節(jié)省生產(chǎn)成本，一般取15m以上的塔物設吊柱。塔徑D=600mm，選用吊柱起吊重量G=500kg的吊柱，臂長S=500mm，懸臂曲率半徑R=750mm，墊板距離e=250mm，高度L=2650mm，上下支座高度差H=500mm，吊鉤與封板距離L，質(zhì)量為222kg。（4）人孔設置人孔所在的塔板間距要增高，且人孔不宜設置過多，所以一般板式塔每隔10～20層塔板或5～10m塔段，才設置一個人孔。本設計中分離精餾塔共有28塊塔板，選擇在塔頂和塔釜各設置1人孔，在進料處設置1人孔，所以共設置3個人孔，人孔所在板間距取為0.8m（6）塔頂空間高度塔頂空間高度HD指塔頂?shù)谝粚铀宓剿敺忸^的底邊處的距離，其作用是安裝塔板和開人孔。HD一般取1.0～1.5m，本設計取（7）塔底空間高度塔的底部空間高度一般會受到儲液量停留時間、加熱蒸汽管安裝方式及安裝高度、塔底液面至最下層塔板之間的間距影響。值得注意的塔底空間高度是指塔底最底層塔板到塔底下封頭切線的距離。本設計中取釜液停留時間取5min，塔底液面至最下層塔板之間的間距，取為1米。計算結(jié)果圓整取HB=1.90m（8）精餾塔塔體總高度即塔體總高度：5.7物料管設計選擇5.7.1進料管本設計采用直管進料，料液選擇高位槽進料。當料液選擇高位槽進料時，進料管內(nèi)流速uF可取為0.4～0.8m/s。本設計取u進料體積流量VS：進料管管徑dF：因此選用的外管DN1校核設計流速uS：上述計算，證明進料管適用。5.7.2回流管本設計采用直管回流，料液選擇重力回流。當回流液選擇重力回流時，回流管內(nèi)流速uR可取為0.2～0.5m/s。本設計取u回流管管徑dR：選用內(nèi)管DN校核回流管流速uR：符合速度在0.2～0.5m/s范圍內(nèi)5.7.3塔底出料管本設計選用直管塔底出料管設計，塔底釜殘液流出速度uW一般可取為0.5～1.0m/s，本設計取u塔底出料管管徑dW：選取外管DN1校核塔底出料管流速uW：符合速度在0.5～1.0m/s的范圍內(nèi)5.7.4塔頂蒸汽管蒸汽管一般的適宜流速為15~25m/s，取蒸汽流速，則蒸汽管管口內(nèi)徑塔頂蒸汽管管徑dV：選取外管DN1校核塔頂蒸汽管流速：符合速度在15～25m/s的范圍內(nèi)5.7.5塔底蒸汽進氣管蒸汽管一般的適宜流速為15~25m/s，取蒸汽流速，則蒸汽管管口內(nèi)徑塔底蒸汽管管徑dV'選取外管DN1校核塔底蒸汽進氣管流速：符合速度在15～25m/s的范圍內(nèi)6.車間布置設計6.1簡述本設計的整體車間布置主要包括催化劑儲存車間、原料車間、產(chǎn)物分離車間、產(chǎn)品貯存?zhèn)}庫、生產(chǎn)車間及各功能室等。6.2各類車間的面積6.2.1功能室的面積辦公室區(qū)域面積維修室占地面積中央控制室占地面積6.2.2發(fā)展需要預留空地面積為便于廠房增建等預留空地6.2.3生產(chǎn)車間面積反應釜放置車間綜合因素選擇占地面積6.2.4液體原料車間面積每天乙苯消耗量為41008.8kg，即47245L。令原料儲存量可供車間生產(chǎn)6天，取用直徑，高為3.6m的12500L搪玻璃貯存罐，需要23個，所以占地面積。圓整。其中氧氣消耗來源采用公共工程管道輸送6.2.5催化劑存貯車間面積車間面積6.2.6產(chǎn)物分離車間面積精餾塔是產(chǎn)物分離車間的主要設備，占地面積3.14×1.32=5.31m2，則分離車間的總面積，圓整為.6.2.7產(chǎn)品倉庫面積產(chǎn)品分裝到圓柱桶中取用，的圓筒狀桶體分裝，其體積為1.1775m3，占地面積等于0.785m2。；；設產(chǎn)品存放6天，相同的產(chǎn)物可兩桶疊放在一起，則各自桶數(shù)：兩產(chǎn)品各自占地面積；所以6.3車間布置設計簡要原則①車間布置盡量簡潔節(jié)省空間以②便于生產(chǎn)管理，安裝、操作、檢修。③要符合有關(guān)法規(guī)規(guī)范，保證生產(chǎn)安全。④要留有發(fā)展余地，便于將來擴建或增建。安全生產(chǎn)與防護安全生產(chǎn)理念須貫徹整個化工生產(chǎn)過程。生產(chǎn)人員進行生產(chǎn)時要牢固安全意識，不僅要在做好個人防護前提下妥善、規(guī)范操作各類設備，還要預先制定好化學品泄露、火災等應急處理措施。7.1操作注意事項（1）注重生產(chǎn)人員安全知識技能培訓，安全意識常懷于心，安全無小事（2）保持通風，生產(chǎn)環(huán)境衛(wèi)生條件也應保證（3）生產(chǎn)人員進行操作時必須做好個人防護（4）配備消防器材，做好迅速應對生產(chǎn)中可能出現(xiàn)的意外的應急準備。（5）各生產(chǎn)設備及附件、管道等，要定期檢查檢修本設計涉及易燃、有毒有害有機化學品，不幸接觸或者攝入對人體傷害較大，因此原料及產(chǎn)品使用及轉(zhuǎn)運等要做好安全防護，妥善操作。此外各化學品儲存點應遠離熱源及火種，選擇陰涼通風的地方。

參考文獻SmalleyRE,KrotoHW,HeathJR.C60:buckminsterfullerene[J].Nature,1985,318(6042):162-163.IijimaS．Helicalmicrotublesofgraphiticcarbon[J].Nature，1991，354:56-58．NovoselovKS,GeimAK,MorozovSV,etal.Electricfieldeffectinatomicallythincarbonfilms[J].Science,2004,306(5696):666-669.薛光宇,劉煜,于夢賢,張蕾,惠曉雨,馬登學,梁士明.碳納米管的合成及應用概述[J].山