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毕业 论文 政研论文下载论文大学下载论文大学下载关于长拳的论文浙大论文封面下载 设计模板 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 密 级 学 号 060019 毕 业 设 计(论 文) 3万吨/年叔丁苯生产装置工 艺流程设计 院(系、部): 姓 名: 年 级: 专 业: 指导教师: 教师职称: XX年 X月 X 日?XX 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 摘 要 叔丁苯是许多精细化学品和前的中间产物，在医药、香料、农药的方面有着重要的用途。本设计为年产量3万吨生产装置工艺流程设计。 本设计采用叔丁醇与盐酸反应生成氯代叔丁烷后再与苯反应生成目的产物—叔丁苯的生产 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 。使用Aspen Plus化工流程模拟软件对该工艺进行模拟计算，通过对工艺过程的模拟，从而得到最佳回流比、塔板数以及塔径等相关参数。根据模拟出的工艺参数以及相关资料，对塔进行水力学核算，绘制出塔板负荷性能图，并对冷凝器、再沸器、泵等化工设备进行设计和选型。运用AutoCAD制图软件绘制出工艺流程图。并对整个生产过程进行经济评价。 关键词:叔丁苯，氯代叔丁烷，叔丁苯制备，叔丁苯用途 I 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 Abstract Tert-butylbenzene is many fine chemicals and the first intermediary product, in the medicine, the spice, the agricultural chemicals aspect has important use. This design for annual output 30,000 ton process units process design. This design uses the reaction of Tert-butyl chloride and hydrochloric acid Tert-butane and benzene after reaction end products - the production of Tert-butylbenzene program. Chemical process simulation using Aspen Plus software for simulation of the process to obtain the optimal reflux ratio, column diameter plate number and other relevant parameters. According to simulate the process parameters and related information on the tower, hydraulic calculation, draw a tray loading chart, and the condenser, reboiler, pumps and chemical equipment design and selection. Using AutoCAD drawing software to draw a flow chart. And economic evaluation of the entire production process. Key words: Tert-butylbenzene,Tert-butyl-chloride,Preparation of Tert-butylbenzene, Use of Tert-butylbenzene II 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 目 录 第一章 前言.................................................................................................................................. 1 1.1 合成叔丁苯的意义 ...................................................................................................... 1 1.2 叔丁苯生产方式 ........................................................................................................... 1 第二章 文献综述 ...................................................................................................................... 2 2.1由烯烃合成叔丁苯 ..................................................................................................... 2 2.2 由甲基叔丁基醚合成叔丁苯 ................................................................................ 3 2.3 由叔丁醇合成叔丁苯 .................................................................................................. 4 2.4 Aspen plus简介 .......................................................................................................... 5 第三章 设计过程 ........................................................................................................................ 9 3.1 设计任务 ......................................................................................................................... 9 3.3 设计过程 ......................................................................................................................... 9 3.4 设计方案 ....................................................................................................................... 10 第四章 主要设备的工艺计算与选型 .................................................................................. 22 4.1板式塔设计 ................................................................................................................... 22 4.2换热器设计 ................................................................................................................... 30 4.3 泵的设计 ....................................................................................................................... 33 第五章 经济核算 .................................................................................................................... 36 5.1 生产成本估算 .............................................................................................................. 36 第六章 安全与环保 .................................................................................................................. 38 第七章 结论................................................................................................................................ 39 参考文献 ...................................................................................................................................... 41 致 谢 ............................................................................................................................................ 41 附 录 ............................................................................................................................................. 42 声 明 ............................................................................................................................................. 46 III 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 第一章 前 言 1.1 合成叔丁苯的意义 叔丁苯是合成医药、香料、农药及其它精细化学品的重要中间体如合成香料铃兰醛、抗过敏性药物、安其敏、盐酸氯苯丁嗪在军事上可作为红外线吸收剂。目前我国叔丁苯仅有少量生产，但随着杀螨剂速螨酮等农药、医药等产品的广泛使用，叔丁苯的需求量日益增长。当前，我国叔丁苯产量较少，其主要来源还是进口。因此，增加叔丁苯产量的经济效益显著。自上世纪40年代以来世界各国的烷基苯生产都在稳定的增长，特别是在发展中国家。 1.2 叔丁苯生产方式 叔丁苯的有机合成来说，工业上大概有三种主要的生产方式: ?卤代烷与苯在催化剂下缩合生成叔丁苯; ?烷烃先进行氯化，生成的氯代烷再脱氯化氢形成烯烃，然后再与苯进行烷基化; ?叔丁醇与苯在催化剂下合成叔丁苯; 以及一些新兴的生产工艺，例如:甲基叔丁基醚与苯在路易斯酸催化下，进行烷基化反应生成叔丁苯等。 上述几种工艺路线都有着不同的优缺点。例如，烯烃与苯合成叔丁苯要求温度和压力都比较高，对设备要求严格。叔丁醇与苯直接催化合成对催化剂的选取要求严格。甲基叔丁基醚与苯反应，在水洗过程中会导致催化剂失活等等。因此，本次设计采用叔丁醇先进行卤化反应，生成的卤代烷再与苯反应生成叔丁苯的工艺路线。该工艺的特点是:反应温度较低，操作更易实现，对设备的操作条件相对不很严格。 1 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 第二章 文献综述 叔丁基苯:分子式:C10H14;分子量:134.21，性质:无色液体。熔点-57.85?，沸点169?，50.7?(1.33kPa)，相对密度0.8665(20/4?)，折射率1.492，闪点(开杯)60?，自燃点450?。不溶于水，能与醇、醚、酮、苯等有机溶剂混溶，易燃。 2.1由烯烃合成叔丁苯 烯烃是一种最便宜和最活泼的烷基化剂，国内外大规模烷基苯，如乙苯、异丙苯均是用相应的烯烃同苯作用合成的。随着C4分离技术的发展及其工业化，高纯度异丁烯已不难得到。因而，我们对异丁烯作烷基化剂合成叔丁苯的新工艺进行了研究。 .1.1 反应机理 2 异丁烯和苯合成叔丁苯的反应具有以下特点: (1)C-烷基化反应是可逆放热反应 (2)C-烷基化反应是连串反应 (3)烷基可发生重排 (4)烯烃可自聚及发生异构化 由于反应的复杂性，其主副反应如下: 主反应: CH + (CH)CCH ? CHC(CH)663326533 副反应: CH+ 2(CH)CCH ? (CH)CHC(CH)66 332 336433 CH+ 3(CH)CCH? 三叔丁基苯 66 332 异丁烯同苯合成叔丁苯是亲电取代反应，该反应必须在催化剂存在下进行，(1)路易斯酸;(2)质子酸;(3)酸性氧化物。通过对近十种催化剂的筛选实验，我们认为AlCl3的络后催化剂较适宜。它具有催化活性高、副反应少、可以利用精馏塔釜液及价廉等特点，尤其适用于小规模的生产。 2 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 2.1.2 分离工艺条件的确定 精馏过程，采用常压精馏。精馏塔为Φ25X800，内装不锈钢三角填料。回收苯馏程为78,81?，苯的纯度>99.0%，回收率为80%，叔丁苯的馏程164,166.5?，回收率>85%产品纯度可满足工业生产的要求。 3 结论 2.1. 本文讨论的异丁烯法合成叔丁苯的主要工艺指标均达到或优于文献值。 与叔丁基氯法相比具有以下优点: (1)反应条件温和，操作容易，避免了低温操作,反应时间缩短了2,3天。 (2)催化剂用量大大降低，是叔丁醇和叔丁基氯法的l/4到1/8 (3)催化剂和蒸馏塔釜液可循环利用，降低了成本，减少了“三废”。 2.2 由甲基叔丁基醚合成叔丁苯 用甲基叔丁基醚作为烷基化试剂，直接和苯进行烷基化反应。应用工业甲基叔丁基醚与过量苯在路易氏酸催化下反应制得叔丁苯。 2.2.1反应机理 CH+ CH0(CH) ? CHC(CH)+ CHOH66 3336533 3 2.2.2具体工艺流程 将路易氏酸在过量苯中搅拌，滴加甲基叔丁基醚和苯溶液进行反应，其中甲基叔丁基醚和苯的克分子比为1:2,l:4，最佳为1:3，反应温度为5,15?，最佳为10,12?，反应时间为8小时，最佳为4小时。在烷基化反应结束后，加水水解路易氏酸，分离和弃去度液，回收苯和甲醉，最后真空蒸馏得到无色液体，即为叔丁苯。 2.2.3结论 次工艺与已有技术相比，一、原料甲基叔丁基醚易得，价廉，这样就使生产成本大大降低.二、由于直接采用甲基叔丁基醚与苯反应，反应步骤减少，催化剂用量也少，反应操作及设备都很简单。三、烷基化反应后回收的苯可循环使用，回收的甲醇可作为工业原料，同时由于催化剂的用量少，三废明显减少，并达到节约原料，降低成本的效果，便于工业上大规模生产及推广。 3 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 2.3 由叔丁醇合成叔丁苯 叔丁苯主要合成方法是在路易斯酸(无水AlCl3) 催化下,叔丁醇与苯反应制得和在催化剂存在下,异丁烯与苯反应制得。前者催化剂用量必须大于1 mol (以叔醇1 mol 计) ,收率最高为62 % ,大量催化剂在反应中与原料醇作用,生成不溶于有机层的醇合物(红油) ,不仅反应搅拌十分困难,在终止反应时,由于催化剂溶于稀酸而剧烈放热,给操作带来不便,催化剂消耗量大,生产成本高。后者原料异丁烯储运困难,对生产设备要求较高,且易发生二烷基化等副反应。我们将原料叔丁醇转化为氯代叔丁烷,再以氯代叔丁烷为烷基化剂,在无水AlCl3 催化下合成叔丁基苯。由于氯代叔丁烷不与催化剂发生类似叔丁醇与催化剂的作用,大大减少了催化剂用量,从而降低生产成本,反应后处理也易于进行。实验研究了反应温度、物料配比、反应时间、催化剂用量对反应的影响。在优化条件下,叔丁基苯的平均收率为79.11 %。氯代叔丁烷合成收率为91.16 % ,以叔丁醇计叔丁苯两步合成总收率为72.14 %。 2.3.1 反应机理 氯代叔丁烷的合成 (CH)C0H + HCL ? (CH)CCL + H0 3332 反应温度对收率有很大影响,在低于产物氯代叔丁烷沸点的反应温度时,采取分层、洗涤、干燥的方法得到氯代叔丁烷;在高于其沸点的反应温度时,直接从反应器中蒸出氯代叔丁烷。依据平衡移动原理,同时考虑原料来源及价格,选择增大盐酸用量以提高产物氯代叔丁烷产率。如表1 所示,随反应温度升高,氯代叔丁烷产率亦随之增大。但当反应温度超过60 ?时,有原料醇与水共沸物蒸出,对反应不利。而反应温度在氯代叔丁烷沸点以上、60 ?以下时,既保证原料醇不损失,又可使反应产物氯代叔丁烷从反应体系中蒸出,使平衡向生成氯代叔丁烷方向移动。 (55,60) ?范围,改变浓盐酸与叔丁醇摩尔配比,当增大浓盐酸用量时,氯代叔丁烷产率增加到一定程度后不再有明显变化 ,酸醇最佳摩尔配比为 2?1 。取盐酸与叔丁醇摩尔比为2?1 的反应物料,在(55,60) ?温度下反应至无产物馏出,氯代叔丁烷平均产率为91.16 % 4 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 叔丁苯的合成 CH + (CH) CCl ?CHC(CH) + HCl (g) 66336533 在(0,5) ?范围内，投入定量的苯与催化剂——无水AlCl3,加入第一步反应产物氯代叔丁烷，保温反应一段时间，常压蒸馏取168?馏分即为目的产物— —叔丁苯。 2.3.2 结论 叔丁醇、盐酸为原料制备氯代叔丁烷的优化反应条件为:反应温度(55,60) ?,浓盐酸与叔丁醇的摩尔比为2?1 ,反应时间确定为无产物馏出,平均收率为91.16 %。以氯代叔丁烷作烷基化剂,无水AlCl3 催化合成叔丁基苯的新工艺反应条件温和,操作简单,生产成本较低,适合工业化生产。其优化反应条件为:反应温度(0,5) ?,反应时间2 h ,氯代叔丁烷?苯?无水AlCl3 = 1?5?0.15 (摩尔比) ,平均收率为79.11 %。叔丁醇、叔丁基苯两步合成总收率为72.14 %。 2.4 Aspen plus简介 2.4.1 Aspen plus简述 设计流程图采用Aspen Plus进行设计。Aspen Plus是大型通用流程模拟系统，源于美国能源部七十年代后期在麻省理工学院(MIT)组织的会战，开发新型第三代流程模拟软件。该项目称为“过程 工程 路基工程安全技术交底工程项目施工成本控制工程量增项单年度零星工程技术标正投影法基本原理 的 先进系统”(Advanced System for Process Engineering，简称ASPEN)，并于1981年底完成。1982年为了将其商品化，成立了AspenTech公司，并称之为Aspen Plus。该软件经过 5 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 20多年来不断地改进、扩充和提高，已先后推出了十多个版本，成为举世公认的标准大型流程模拟软件，应用 案例 全员育人导师制案例信息技术应用案例心得信息技术教学案例综合实践活动案例我余额宝案例 数以百万计。全球各大化 工、石化、炼油等过程工业制造企业及著名的工程公司都是Aspen Plus的用户。其主要特点是: ?具有完备的物性数据库: 物性模型和数据是得到精确可靠的模拟结果的关键。人们普遍认为AspenPlus 具有最适用于工业、且最完备的物性系统。许多公司为了使其物性计算方法标准化而采用Aspen Plus 的物性系统，并与其自身的工程计算软件相结合。 Aspen Plus 数据库包括将近6000 种纯组分的物性数据 1. 纯组分数据库，包括将近6000 种化合物的参数。 2. 电解质水溶液数据库，包括约900 种离子和分子溶质估算电解质物性所需的参数。 3. 固体数据库，包括约3314 种固体的固体模型参数。 4. Henry 常数库，包括水溶液中61 种化合物的Henry 常数参数。 5. 二元交互作用参数库，包括Ridlich,Kwong Soave、Peng Robinson、Lee Kesler Plocker、BWR Lee Starling，以及Hayden O’Connell状态方程的 二元交互作用参数约40,000 多个，涉及5,000 种双元混合物。 6. PURE10 数据库，包括1727 种纯化物的物性数据，这是基于美国化工学会开发的DIPPR 物性数据库的比较完整的数据库。 7. 无机物数据库，包括2450 种组分(大部分是无机化合物)的热化学参数。 8. 燃烧数据库，包括燃烧产物中常见的59 种组分和自由基的参数。 9. 固体数据库，包括3314 种组分，主要用于固体和电解质的应用。 10. 水溶液数据库，包括900 种离子，主要用于电解质的应用。 Aspen Plus 是唯一获准与DECHEMA 数据库接口的软件。该数据库收集了世界上最完备的气液平衡和液液平衡数据，共计二十五万多套数据。用户也可以把自己的物性数据与Aspen Plus 系统连接。 ?产品线比较长，集成能力很强: Aspen Plus 是Aspen 工程套件(AES)的一个组份。AES 是集成的工程产品套件，有几十种产品。以Aspen Plus 的严格机理模型为基础，形成了针对不同用途、不同层次的AspenTech 家族软件产品，并为这些软件提供一致的物性支持。 如: 6 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 Polymers Plus: 在Aspen Plus 基础上专门为模拟高分子聚合过程而开发的层次产品，已成功地用于聚烯烃、聚酯等过程。 Aspen Dynamics: 在使用Aspen Plus 计算稳态过程的基础上，转入此软件可接着计算动态过程。 Petro Frac: 专门用于炼油厂的模拟软件。 Aspen HX-NET: Aspen Plus 可以为夹点技术软件直接提供其所需要的各流段的热焓、温度和压力等参数。 B-JAC/ HTFS: 换热器详细设计(包括机械计算)的软件包，Aspen Plus 可以在流程模拟工艺计算之后直接无缝集成，转入设备设计计算。 Aspen Zyqad: 这是一个工程设计工作流集成平台，可以供多种用户环境下将概念设计、初步设计、工程设计直到设 备采购、工厂操作全过程生命周期的各项工作数据、报表及知识集成共享。Aspen Plus 有接口可与之自动集成。 Aspen Online: 在线工具，将Aspen Plus 离线模型与DCS 或装置数据库管理系统联结，用实际装置的数据，自动校核模型，并利用模型的计算结果指导生产。 ?包含两种运算法: 唯一将序贯(SM)模块和联立方程(EO)两种算法同时包含在一个模拟工具中。 序贯算法提供了流程收敛计算的初值，采用联立方程算法，大大提高了大型流程计算的收敛速度，同 时，让以往收敛困难的流程计算成为可能。节省了工程师计算的时间。 ?结构完整，除组分、物性、状态方程之外，还包含以下单元操作模块: 对于气/液系统， Aspen Plus包含: ? 通用混合、物流分流、子物流分流和组分分割模块。 ? 闪蒸模块:两相、三相和四相 ? 通用加热器、单一的换热器、严格的管壳式换热器、多股物流的热交换器 ? 液液单级倾析器 7 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 ? 基于收率的、化学计量系数和平衡反应器。 ? 连续搅拌釜、柱塞流、间歇及排放间歇反应器。 ? 单级和多级压缩和透平 ? 物流放大、拷贝、选择和传递模块 压力释放计算 精馏模型 ? ? 简捷精馏 严格多级精馏 多塔模型 ? ? 石油炼制分馏塔 ? 板式塔、散堆和规整填料塔的设计和校核。 对于固体系统， Aspen Plus包含: ? 文丘里涤气器、静电除尘器、纤维过滤器、筛选器、旋风分离器、水力旋风分离器、离心过滤器、转鼓过滤器、固体洗涤器、逆流倾析器、连续结晶器等。 2.4.2 Aspen plus产品功能 工程工作流1.Aspen Plus 在整个工艺生命周期，优化工程工作流: 2. 回归实验数据 3. 用简单的设备模型，初步设计流程 4. 用详细的设备模型，严格地计算物料和能量平衡; 5. 确定主要设备的大小 6. 在线优化完整的工艺装置。 7. Aspen Plus offline and Aspen RT-Opt Aspen Plus根据模型的复杂程度，支持规模工作流。可以从简单的、单一的装置流程到巨大的、多个工程师开发和维护的整厂流程。分级模块和模板功能是模型的开发和维护非常简单。 工程能力 Aspen Plus 提供了单元操作模型到装置流程模拟。这些模型的可靠性和增强功能已经经过20多年经验的验证和数以百万计例子的证实。 Aspen Plus 在整个工艺装置的从研发、工程到生产生命周期中，提供了经过验证的巨大的经济效益。它将稳态模型的功能带到工程桌面，传递着无与伦比的模型功能和方便使用的组合。利用Aspen Plus，公司可以设计、模拟、瓶颈诊断和管理有效益的生产装置。 8 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 第三章 设计过程 3.1 设计任务 3.1.1 产量估算 本文的设计题目为:3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计。年产量为3 一年生产时间为8000小时，其余时间万吨，即产物叔丁苯流量为28kmol/hr， 为设备维护、检修。 3.1.2原料流量 表3-1 原料的流量 组分 流量 叔丁醇 39 kmol/hr 36%浓盐酸 108 kmol/hr 苯 35.35 kmol/hr 3.1.3 分离指标(质量分数) 表3-2 产品分离指标 叔丁苯 苯 99.9% <600ppm 3.3 设计过程 1、用ASPEN化工软件进行全流程物料衡算等过程的模拟; 2、设计塔的塔径、塔高等工艺参数; 3、进行塔的水力学计算; 4、单元设备的计算与选型; 9 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 3.4 设计方案 首先，设计出整个工艺流程的方案。本设计采用上述文献所述工艺，即叔丁醇与盐酸，反应生成氯代叔丁烷，再与苯经催化反应生成目的产物——叔丁苯。 整个工艺过程包括混合产物分离单元、目的产物提纯单元。混合产物分离单元的设计，主要是通过塔顶分离出未反应的反应物，塔底分离出粗产物单元。提纯单元的设计，主要是通过塔顶分离出目标纯度99.9%的产物——叔丁醇，塔底采出10公斤左右的重组分。并对精馏单元进行优化。 3.4.1流程简述 反应原料叔丁醇与36%的浓盐酸，在常温30?、常压下经混合器、加热器加热到55?进入反应器1反应。反应后进入组分分离器将反应生成的水分离，主要产物氯代叔丁烷与反应物苯经混合器混合，再经冷凝器冷却至0?、常压条件下，进入反应器2进行反应。反应物进入闪蒸罐分离氯化氢后，余下组分进入塔T101进行常压精馏塔底采出165?组分进入产物提纯塔T102，塔顶组分为未反应的原料，经回流泵进入混合器、反应器再次反应。取塔T102塔顶产物为目标产物，塔底采出10公斤左右重组分。 3.4.2 相关物质物理性质 表3-3 相关组分的物理性质 3名称 分子式 密度(20?) kg/m 沸点? 叔丁醇 (CH3)3COH 790 82.4 浓盐酸 HCL 1190 108.6 氯代叔丁烷 C4H9CL 850 52 苯 C6H6 879 80.1 叔丁苯 (CH3)3CC6H5 867 168.2 10 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 图3-1为Asppen模拟工艺流程图 注:MIXER为混合器，E101、E102为换热器，REACTOR为反应器，SEP为分离器，T101、T102为精馏塔 11 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 12 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 整个工艺流程按进程可以分为三部分。第一部分为氯代叔丁烷的制备过程，如图3-3所示 图3-3 ASPEN PLUS模拟氯代叔丁烷生产装置工艺流程图 该部分工艺流程进料为叔丁醇(物料号TBA)、36%的浓盐酸(物料号HCL)，以常温30?、常压进料。经混合器(设备号MIXER-1)和换热器(设备号E101)加热后，进入反应器(设备号REACTOR)在55?、常压下进行取代反应。反应得到的混合物(物料号M-PROD)进入组分分离器(设备号SEP-1)进行组分分离操作。分别得到目的产物(物料号C4H9CL)和不需要进入下一阶段的废水(物料号H2O)。 第二部分为目的产物叔丁苯的生产制备过程，如图3-4所示 图3-4 ASPEN PLUS模拟叔丁苯成产装置工艺流程图 该部分的工艺流程为:由第一部分反应生成的氯代叔丁烷(物料号C4H9CL)与反应物苯(物料号C6H6)为进料，经混合器(设备号MIXER-2)、换热器(设备号E102)混合、冷却至0?。混合物(物料号C-2M-PRO)，再进入反应器(设 13 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 备号REACTOR2)在0?、常压下进行烷基化反应。反映得到混合产物(物料号M-PROD-1)进入闪蒸器(设备号FLASH)闪蒸分离不需要的HCL。其余组分(物料号M-PROD-2)则进入下一阶段。 第三部分为整个流程的精馏单元，如图3-5所示 图3-5 ASPEN PLUS模拟叔丁苯成产装置工艺流程精馏单元图 精馏单元的工艺流程为:由第二阶段反应得到的混合物(物料号M-PROD-2)进入精馏塔(设备号T101)进行组分分离。粗分离得到的目的产物(物料号PRODUCT)经塔底进入提纯塔(设备号T102)，为反应完全的反应物则由塔顶返回反应器进行反应(物料号CYC)。进入提纯精馏塔的物料，经提纯塔提纯，由塔顶采出纯度为99.9%目的产物叔丁苯(物料号PURE-PRO)，塔底采出10公斤左右的重组分残废渣(物料号WASTE)。 3.4.3物质定义 计算物性使用的方法，选择NRTL-RK活度系数物性方法，液相活度系数方法为NRTL，气相逸度系数方法为Redlich-Kwong。 反应器设定 整个工艺流程中所选用的反应器类型为——R-stoic即化学计量反应器。该反应器是规定反应程度和转化率的反应器，当动力学数据不知道或不重要的时候，但是知道具体的反应式且原子与质量平衡时，可以选用该反应器。同时，此反应器可以规定或计算在参考温度和压力下的反应热。根据文献所述，相关反应物的转化率如表3-4所示: 14 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 表3-4 反应物的转化率 反应物 转化率 叔丁醇 91.6% 氯代叔丁烷 79.1% 精馏塔 精馏单元主要通过对理论板数、回流比、采出率、进料位置等参数的设定，使相关产物的产率达到最高，精馏单元的两个精馏塔皆为常压塔。 以精馏单元的T101为例比较理论板数、回流比、采出率、进料位置等参数的改变对产物叔丁苯的分离效果的影响。 1 理论板数对塔分离效果的影响 设定回流比为2，采出率为27.88 kmol/hr，进料位置为第10块板，选取不同的理论板数，对塔底馏出产品叔丁苯的质量分数的影响如下: 表3-5 理论板数对分离效果的影响 理论板数/块 10 20 30 40 叔丁苯纯度/% 97 99.9 99.9 99.9 从上述结果中可以得知选取20、30、40块理论板数时，叔丁苯产物的纯度都已经符合工业要求，但是增加理论板数会造成设备成本增加，且操作难度将提高。故此，选取20块理论板。 15 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 图3-6理论板数对塔分离效果的影响 2回流比对塔分离效果的 kmol/hr，理论板数为20块，进料位置为第10块板，选定采出率为27.88 选取不同的回流比，对塔底馏出产品叔丁苯产率的影响如下: 表3-6 回流比对分离效果的影响 回流比 1 2 3 5 叔丁苯纯度/% 99.9 99.9 99.9 99.9 16 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 图3-7回流比对塔分离效果的影响 从上述结果可知，回流比选为1时，叔丁苯产物的纯度已经达到99.9%。增大回流比，塔的负荷也相应增大，对设备要求更高。故此，回流比选定为1。 3采出流量对塔分离效果的影响 选定理论板数为20块，回流比为1选取不同的采出流量，进料位置为第10块板，对塔底馏出产物叔丁苯产率的影响如下: 表3-7 采出流量对分离效果的影响 采出流量kmol/hr 15 20 28 35 叔丁苯纯度/% 90 94 99.9 91 17 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 图3-8采出流量对塔分离效果的影响 从上述结果可知，采出流量越大分离效果越好。但当采出流量超过，预先设计的叔丁苯流量28 kmol/hr时，塔底采出未反应完全的反应物苯，致使产物叔丁苯的产率下降。故此，选取采出流量为28 kmol/hr。 4进料位置对塔分离效果的影响 表3-8 进料位置对分离效果的影响 进料位置 6 7 8 10 叔丁苯纯度/% 89 94 97.9 99 18 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 图3-9进料位置对塔分离效果的影响 由图表可见，进料位置选取第10块塔板时，分离效果最佳，故此，选取进料位置为第10块塔板。 综合参数对模拟的影响以及分离要求，对整个流程进行了多次模拟，最终获得符合分离要求的模拟参数为: 表3-8 ASPEN符合指标的模拟参数 精馏塔编号 理论板数 回流比 进料位置 采出流量(kmol/hr) T101 20 1 10 28 T102 20 1 10 27.85 19 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 表3-9产品指标 精馏塔编号 叔丁苯产率/% T101 99 T102 99.9 3.4.4优化设计——确定最小回流比 以T101为例，在初步确定精馏塔的回流比之后，为了得到更加准确的最小回流比。需要对精馏塔进行优化设计。选取T101的塔底产物叔丁苯为目标产物，定义参照标准为摩尔分数，定义其数值为0.99，选定物流为塔底采出，输入计算目标为最小回流比，然后运行计算。即可得到在摩尔分数为99%条件下，塔底采出叔丁苯的最小回流比。其结果如下: 图3-5 ASPEN PLUS模拟T101最小回流比结果图 最小回流比R=0.051 3.4.5塔板设计 利用RadFrac模型下的Tray Sizing为塔段的级规定设计参数并浏览结果。下面以T101为例进行详细介绍。 T101的塔板设计，利用Tray Sizing的Specifications:?规定Staring stage 为2，Ending stage为19。这是由于此塔具有冷凝器和再沸器，它们在精馏塔中也算塔板，则真正的塔板是从第2块开始，第19块结束的。?规定Tray type为Sieve，即塔板类行为筛板。?将默认的Tray spacing更改为需要的0.4 meter，即塔间距为0.4米。 T102的塔板设计如上。 20 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 3.4.6小结 综上所述，ASPEN PLUS设计部分已经全部完成。通过对装置的调试，可以在流程模拟上顺利运行。从中得到的大量数据将用于下面的主要设备设计、选型当中。 21 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 第四章 主要设备的工艺计算与选型 由ASPEN PLUS对流程进行模拟以后，可得到设备的一些数据，根据这些数据可对它们的基本结构数据进行设置。 4.1板式塔设计 本小节以对塔T102的设计为例，对塔的设计进行介绍。在塔T102经Tray Sizing设计后可以得到板式塔的相关数据。 利用ASPEN模拟计算后我们可以得到板式塔的塔径(Column diameter)、溢流堰长(Side weir length)、降液管面积(Side downcomer area)、平均气液相流率、平均气液相密度和平均表面张力。 1塔板主要尺寸 板式塔圆整是，若塔径在1m以内，按0.1增值计;若塔径超过1m，按0.2m增值计。 ? 塔径 表4-1塔径 T101 T102 模拟塔径/m 0.78 1.08 圆整后塔径/m 0.8 1.2 ? 塔高 实际塔高的计算公式为: ,,NT,,Z,,1HT,,ET,, 塔板效率:E,0.68;板间距:H,0.4 m TT 精馏段:N,,12块 提馏段:N, ,15块 22 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 27,,,1，0.4实际塔高,=11.36m ,,0.68,, 表4-2实际板数、实际塔高 T101 T102 实际板数 27 27 实际塔高/m 11.36 11.36 在此只给出精馏塔T101的塔高、塔径、理论板数 ? 溢流装置的计算 精馏段: 溢流堰长:L,0.7834 m W 取E=1 h,,0.0162 m ow 出口堰高:hw,0.06,0.0162,0.0438 m 降液管的宽度:W,0.165D,0.165×0.6,0.178 m d 液体在降液管中的停留时间:τ,,11.2 s 取液体通过降液管底隙流速:u’,0.12 m/s 0 降液管底隙高度:h,,0.0344 m 0 提馏段 溢流堰长:L,0.7834 m W 取E=1 h,,0.0192 m ow 出口堰高:h,0.06,0.0192,0.0408 m w 降液管的宽度:W,0.165D,0.165×0.6,0.178 m d 液体在降液管中的停留时间:τ,,8.84 s 取液体通过降液管底隙流速:u’,0.12 m/s 0 23 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 降液管底隙高度:h,,0.0444 m 0 表4-3T101降液管的参数 T101 精馏段 提馏段 降液管选型 弓形 弓形 溢流堰长/m 0.5713 0.5713 液流收缩系数E 1 1 降液管宽度/m 0.132 0.132 降液管底隙高度/m 0.0146 0.0405 堰上液层高度/m 0.0132 0.0181 溢流形式 单溢流 单溢流 停留时间/s 5.44 4.4 表4-4T102降液管的参数 T102 精馏段 提馏段 降液管选型 弓形 弓形 溢流堰长/m 0.7834 0.7834 液流收缩系数E 1 1 降液管宽度/m 0.178 0.178 降液管底隙高度/m 0.0344 0.0444 堰上液层高度/m 0.0162 0.0192 溢流形式 单溢流 单溢流 停留时间/s 11.2 8.84 ? 塔板布置 由于T102的塔径大于0.8 m，属于大塔。 则取边缘区面积:W,0.06 m，安全区:W,0.08 m CS X,,0.2974 24 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 R,,0.4791 2,,0.5307 m 鼓泡区面积:Aa 取筛孔孔径d为5 mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3 mm，取t/d00 ,3.0，故孔的中心距t,3.0×5,15 mm 筛板上的筛孔数:n,,2732 孔 板上开孔率:φ,10% 2每块板上开孔面积:A,φ×Aa,0.05307 m 0 通过筛孔气速:u,,15.47 m/s(精馏段) 0 u,,15.4 m/s(提馏段) 0 表4-5T101筛板布置表 T101 精馏段 提馏段 边缘区面积/sqm 0.05 0.05 安全区面积/sqm 0.07 0.07 鼓泡区面积/sqm 0.2637 0.2637 孔径/mm 5 5 开空率 10% 10% 开孔面积/sqm 0.02637 0.02637 筛孔气速m/s 5.89 12.5 25 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 表4-6T102筛板布置表 T102 精馏段 提馏段 边缘区面积/sqm 0.06 0.06 安全区面积/sqm 0.08 0.08 鼓泡区面积/sqm 0.5307 0.5307 孔径/mm 5 5 开空率 10% 10% 开孔面积/sqm 0.05307 0.05307 筛孔气速m/s 15.47 15.4 ? T102主要接口管尺寸 进料管 取管内流速:u,0.8 m/s F 进料管直径:d,,0.1 m F 回流管 取管内流速:u,1.5 m/s R 回流管直径:d,,0.1 m R 釜液出口管 取管内流速:u,0.5 m/s W 塔釜出口管直径:d,,0.2 m W 塔顶蒸气管 取管内流速:u,18 m/s 进料管直径:d,,0.24 m 加热蒸气管 取管内流速:u,18 m/s 进料管直径:d,,0.3 m 26 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 表4-7T101主要接口管尺寸 接口管尺寸 进料管 回流管 塔釜出口 塔顶蒸汽 加热蒸汽 单位(M) 0.092 0.055 0.18 0.1 0.17 表4-8T102主要接口管尺寸 接口管尺寸 进料管 回流管 塔釜出口 塔顶蒸汽 加热蒸汽 单位(M) 0.1 0.1 0.2 0.24 0.3 2 T102塔板符合性能图 ? 雾沫夹带线 取泛点率取为80%，利用公式可以得到表示Vs和Ls关系的方程。 ,vV，1.36LZsSL,,,Lv泛点率,, KCAFb T102精馏段:Vs,1.02334,13.6907Ls T102提馏段:Vs,1.01478,13.6554Ls ? 液泛线 27 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 利用以上公式可以得到表示Vs和Ls关系的方程。 222/3T102精馏段:Vs=1.54263- 1605.9395Ls-4.86428Ls 222/3T102提馏段:Vs=1.53245- 956.3047Ls-4.83935Ls 漏液线 ? ,F20,，，VdNs0min4,v 利用以上公式可以得到表示Vs和Ls关系的方程。 2/31/2T102精馏段:Vs,0.1975×(1.9022+40.5816Ls) 2/31/2T102提馏段:Vs,0.1975×(1.8162+40.3736Ls) ? 液相负荷上限 取液体在降液管中的停留时间为4 s，利用公式可以得到液相负荷上限线， 它是与气相流量Vs无关的垂线。 T102精馏段:Ls max,0.00891 T102提馏段:Ls max,0.00913 液相负荷下限 ? 取堰上液层高度how,0.006 m作为液相负荷下限的条件，E,1.00。根据公 式得到液相负荷下限线，它是与气相流量Vs无关的垂线。 2 3，，L3600，，2.84sminh,Eow,,L1000W，， -4T101精馏段:Ls min,6.6827×10 28 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 -4T101提馏段:Ls min,6.6827×10 T102负荷性能图: 精馏段: 提馏段: 29 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 4.2换热器设计 1 流程中换热器的选型 ? E101的选型 26Q,1.019×10 kJ/h，进口温度30?，出口温度55?.假设K=950 w/(m?K) ,t,55,30,25? m Q2 43 mS,,Ktm, 换热器选用固定管板式换热器，其基本参数为:列管尺寸φ19 mm，管心距25 mm，列管长度4500 mm，管程数2，管子总数164，中心排管数15，公称直径400 mm。 ? E102的选型 6 Q,1.38×10 kJ/h，进口温度60?。 2设水温从30?上升到40?，物质被冷却到45?。假设K,300w/(m?K) ,,,(60.540)(4530)49.6? ,,,tm,60.540ln,4530 Q2 92.7 mS,,Ktm, 换热器选用固定管板式换热器，其基本参数为:列管尺寸φ19 mm，管心距25 mm，列管长度4500 mm，管程数6，管子总数360，中心排管数20，公称直径600 mm。 表4-9换热器换热面积 换热器号 E101 E102 2 换热面积/ m 43 92.7 30 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 2 塔设备中冷凝器及再沸器的选型 ? T101中冷凝器及再沸器的选型 5Qc,8.7×10 kJ/h，塔顶温度29.45? 2设水温从30?上升到40?，物质被冷却到45?。假设K,600 w/(m?K) ,,,(4029.5)(4530)=12.7? ,,tm,4029.5ln,4530 Qr2 =114.2 mA,mKt, 冷凝器选用固定管板式换热器，其基本参数为:列管尺寸φ25 mm，管心距32 mm，列管长度6000 mm，管程数6，管子总数430，中心排管数24，公称直径800 mm。 6Qr,1.72×10 kJ/h，进料温度87.6?，塔底温度168.9?。假设K,300 2w/(m?K) ,t,168.9,87.6,81.3? m Qr2 71 mS,,Ktm, 再沸器选用固定管板式换热器，其基本参数为:列管尺寸φ19 mm，管心距25 mm，列管长度3000 mm，管程数2，管子总数416，中心排管数23，公称直径600 mm。 介质用量: 冷却水:查得水的比热容Cp,4.187 kJ/(kg??) c Qc4Wc,,2.78×10 kg/h pc()12Ctt, 加热消耗蒸气量:查得在P,1 atm时水的气化热为2259.5kJ/kg 31 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 QrWh, ,761.2 kg/h r ? T102中冷凝器及再沸器的选型 6Qc,3.2×10 kJ/h，塔顶温度168?。 2设水温从30?上升到40?，物质被冷却到45?。假设K,500 w/(m?K) ,,,(16840)(4530)=52.7? ,,tm,16840ln,4530 Qc2 =121.4 mA,mKt, 冷凝器选用固定管板式换热器，其基本参数为:列管尺寸φ19 mm，管心距25 mm，列管长度3000 mm，管程数6，管子总数710，中心排管数31，公称直径800 mm。 6Qr,3.2×10 kJ/h，进料温度167?，塔底温度170?。 170,167,3? Qr2 ,74 mS,Ktm, 再沸器选用固定管板式换热器，其基本参数为:列管尺寸φ19 mm，管心距25 mm，列管长度3000 mm，管程数1，管子总数430，中心排管数22，公称直径600 mm。 介质用量: 冷却水:查得水的比热容Cp,4.187 kJ/(kg??) c Qc4Wc,,7.6×10 kg/h Cttp,c()12 加热消耗蒸气量:查得在P,1 atm时水的气化热为2259.6kJ/kg 32 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 QrWh,,1416kg/h r 表4-10塔内换热器汇总 精馏塔编号 T101 T102 2 冷凝器换热面积/ m 114.2 121.4 2 再沸弃换热面积/ m 71 74 4 4冷却水用量 kg/h 2.78×10 7.6×10 加热蒸汽用量 kg/h 761.2 1416 4.3 泵的设计 本设计中，共有5个泵，其中含有2个进料泵，两个塔的回流泵，一个回路 中的回流泵。 1进料泵 ? T101进料泵 3 ρ,917.41 kg/m pp21,1.11.1()e21HHZZ,,，，,=23.4m ,g 3=1.1×6420?917.41=7 m/h QQ,1.1e 进料泵均选取IS型单级单吸离心泵，型号为IS50,32,160，其基本参数 3为:流量7.5 m/h，扬程34.3 m，转速2900 r/min，效率44%。 ? T102进料泵 3ρ,867 kg/m pp21,1.11.1()e21HHZZ,,，，,=11m ,g 3QQ,1.1e=1.1×11228?867=14.25 m/h 33 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 进料泵均选取IS型单级单吸离心泵，型号为IS50,32,125，其基本参数 3为:流量15 m/h，扬程18.5 m，转速2900 r/min，效率60%。 2 回流泵 ? T101回流泵 3 ρ,867 kg/m pp21,1.11.1()e21HHZZ,,，，,=8.93m ,g 3=1.1×3741?867=4.75 m/h QQ,1.1e 进料泵均选取IS型单级单吸离心泵，型号为IS50,32,125，其基本参数 3为:流量7.5 m/h，扬程22 m，转速2900 r/min，效率47%。 ? T102回流泵 3 ρ,867 kg/m pp21,1.11.1()e21HHZZ,,，，,=8.92m ,g 3=1.1×7472?867=9.5 m/h QQ,1.1e 进料泵均选取IS型单级单吸离心泵，型号为IS50,32,125，其基本参数 3为:流量12.5 m/h，扬程20 m，转速2900 r/min，效率60%。 2 T101回路泵 3 ρ,872.98 kg/m pp21,1.11.1()e21HHZZ,,，，,=8.9 ,g 34 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 3=1.1×73?872.98=1 m/h QQ,1.1e 进料泵均选取IS型单级单吸离心泵，型号为IS50,32,125，其基本参数 3为:流量7.5 m/h，扬程22 m，转速2900 r/min，效率47% 表4-11泵相关数据 3 扬程/m 流量m/h T101回流泵 8.93 4.75 T102回流泵 8.92 9.5 T101回路泵 8.9 1 T101进料泵 23.4 7 T102进料泵 11 14.25 35 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 第五章 经济核算 5.1 生产成本估算 ?建厂费用、公用工程费用 建厂费用、公用工程费用如下表所示: 表5-1技术经济指标 即全部建厂费用、公用工程费用为6566.48万元。 ?原料成本 叔丁醇原料的市场价格为7900元/吨;苯原料的市场价格为7800元/吨;36%浓盐酸原料的市场价格为380元/吨。叔丁醇的消耗量为23088吨/年;苯的消耗为22056吨/年;浓盐酸的消耗量为31536吨/年。用料成本费用如下表所示: 表5-2原料用量、价格表 原料 叔丁醇 36%浓盐酸 苯 用量(吨/年) 23088 31536 22056 价格(万元/吨) 7900 380 7800 36 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 ?产品及产值 产物叔丁苯的市场价格为2万元/吨。则产品的年总收入为6亿元，总投入为43239.528万元。 总收益,总收入,总成本,60000万元,43239.528万元,16760.472万元 年。 如此，则预计3年即可收回成本。 37 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 第六章 安全与环保 化工生产系统是将原料进行物理、化学的加工处理，使之在组成和性质上发生变化，从而由低价值的原料得到高价值的产品的过程。化工生产的特点是高温、高压、易燃、易爆;化学物品品种繁多，在储运、生产、使用、包装等过程中，常常会因为对某些化学物品的性能和危险性不熟悉而引发各类事故，如火灾、爆炸、中毒等，使国家、企业、人民生命财产受到严重的损失。 由于化工厂会带来污染，因此将厂址选在下风口处。本设计中由于所选用的冷却介质为水，气体为无污染的水蒸气;所生成的物质，其中未反应的甲醇经过回流回到反应器中继续反应，产品汽油直接送入产品储罐，其余的废液含有90%以上的水，回收后可以用于工厂冷却水的应用。同时，废气和废固的问题在本设计中并不显著，但提醒建造者仍要注意环境的保护。 38 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 第七章 结论 利用ASPEN化工模拟软件对整个工艺流程进行模拟，根据模拟结果调整操作条件及设备参数。通过改变回流比、进料位置、理论板数等操作条件，了解以上变量的改变对精馏塔分离效果的影响。并得到要求的最佳设计方案。 表7-1操作条件 T101 T102 理论板数 20 20 进料位置 10 10 回流比 1 2 采出流量(kmol/hr) 28 27.55 表7-2筛板塔设计条件 T101 T102 模拟塔径/m 0.78 1.08 圆整后塔径/m 0.8 1.2 板间距/m 0.4 0.4 并根据以上模拟所得结果，可以在确定冷凝器、再沸器、泵等设备的参数，从而选择适合本套工艺使用的设备 表4-9换热器换热面积 换热器号 E101 E102 2 换热面积/ m 43 92.7 39 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 表4-10塔内换热器汇总 精馏塔编号 T101 T102 2 冷凝器换热面积/ m 114.2 121.4 2 再沸弃换热面积/ m 71 74 4 4冷却水用量 kg/h 2.78×10 7.6×10 加热蒸汽用量 kg/h 761.2 1416 表4-11泵相关数据 3 扬程/m 流量m/h T101回流泵 8.93 4.75 T102回流泵 8.92 9.5 T101回路泵 8.9 1 T101进料泵 23.4 7 T102进料泵 11 14.25 通过经济核算可知，本工艺设计能够带来相当可观的经济效益，具有一定的应用价值。 本次工艺完成了设计任务，并且成功制得符合工业要求纯度的目的产物——叔丁苯。 40 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 参 考 文 献 致 谢 本次设计及学位论文是在XX老师的亲切关怀和悉心指导下完成的。她严肃的科学态度，严谨的治学精神，精益求精的工作作风，深深地感染和激励着我。从课题的选择到项目的最终完成。对于每一个问题，XX老师都始终给予我细心的指导和耐心的讲解。在此谨向X老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意～ 最后，我还要感谢我的母校——XXXXXXX这四年来对我的培养。四年来的谆谆教诲，让我受益匪浅。对我未来的生活、工作有着不可泯灭的影响。 41 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 附 录 T101相关参数 42 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 T102相关参数 43 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 水力学数据 T101 44 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 T102 45 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 声 明 46 3万吨/年叔丁苯生产装置工艺流程设计 本人郑重声明:所呈交的学位论文(毕业设计说明书)，是本人在导师指导下，独立进行研究(设计)工作的 总结 初级经济法重点总结下载党员个人总结TXt高中句型全总结.doc高中句型全总结.doc理论力学知识点总结pdf 。尽我所知，除文中已经注明引用的内容外，本学位论文的研究成果不包含任何他人享有著作权的内容。对本论文所涉及的研究工作做出贡献的其他个人和集体，均已在文中以明确方式标明。 签 名: 日 期: 47