年产10万吨丙烯酸工艺设计.docx

年产10万吨丙烯酸工艺设计1引言1.1概述丙烯酸是一种重要的有机化工原料，主要用于生产丙烯酸酯类，还可用于生产 高吸水性树脂、助洗涤剂和水处理剂等，广泛应用于涂料、化纤、纺织、皮革、塑 料、粘合剂、石油开采等各个领域1。20世纪20年代末，化学家Otto Rohm从2-氯乙醇制羟基丙腈转而生产丙烯 酸，完成了对丙烯酸工业化生产工艺的研究。1939年，德国化学家Reppe发明 了以乙炔、一氧化碳和水为原料，用羰基镍为催化剂合成出丙烯酸。1969年，美 国联碳公司从英国BP公司引进丙烯直接氧化经丙烯醛生产丙烯酸技术，并建立工 业化生产装置。经过多年不断改进，尤其是对丙烯氧化催化剂的改进，该法已成为 制造丙烯酸的主导生产方法3。1.2丙烯酸生产工艺技术丙烯酸在20世纪30年代实现工业化生产，其生产方法经历了氰乙醇法、雷普 (Reppe)法、烯酮法、丙烯腈水解法和丙烯氧化法4,5。1.2.1氰乙醇法氰乙醇法是最早工业化生产丙烯酸及其酯的方法。德国和美国分别在1927年 和1931年用此方法建成了工业化装置。由于反应过程会生成各种聚合物，因此丙 烯酸收率较低，仅为6070%，且氰化物剧毒，严重污染环境，故采用此法的生产 装置早在50年代就已关闭。1.2.2 Reppe 法20世纪30年代，德国的Walter Reppe博士发现利用自己发明的Reppe反应 可以直接从乙炔生产丙烯酸和丙烯酸酯类。在60年代以前，用Reppe法或改良 Reppe法生产丙烯酸及其酯的工艺曾占统治地位，随着石油化工技术的开发和环境 保护要求的加强，到1976年改良Reppe法的装置已全部停产。1.2.3烯酮法以乙酸或丙酮为原料，磷酸三乙酯为催化剂，在700°C时裂解生成乙烯酮，然 后与无水甲醛在AlCl3或BF3催化剂存在下，在25C进行气相反应生成8丙内酯， 再与热的磷酸接触异构化生成丙烯酸。乙烯酮法产品纯度高，收率也高，副产物和未反应的物料能循环使用，适用于连续生产，但原料乙酸或丙酮价格高且0-丙内 酯为致癌物质。1.2.4丙烯腈水解法这是法国SocietedUgine和美国Sohio开发的工业制备方法。该法工艺简单， 反应条件温和，设备投资不大，可同时生产丙烯酸胺。缺点是污染严重，副产大量 低价值的硫酸铵。该流程至今只有日本旭化成和英国联合胶体仍有运行，墨西哥的 塞拉纳斯装置已于1993年停产。1.2.5丙烯氧化法20世纪60年代末，随着石油化工的高速发展，丙烯价格日趋便宜，由于高度 活泼、高度选择性和长使用寿命的催化剂的开发，使得丙烯直接氧化制丙烯酸的工 业化方法为工业界所接受6。丙烯氧化法起初分为一步法和两步法，但分两步进行 更有助于通过优化催化剂的组成和反应条件而提高催化剂的选择性。所谓丙烯两步 氧化法是在复合金属氧化物催化剂存在下，经空气氧化先生成丙烯醛，再进一步催 化氧化成丙烯酸7,8。丙烯酸的工业生产方法主要为丙烯两步氧化法。工业生产中应用的技术主要 有：美国索亥俄(Sohio)技术、日本触媒技术、日本三菱油化技术、日本化药技术、 德国BASF技术9。(1) 美国索亥俄(Sohio)技术60年代末70年代初在美国和日本具有一定的市场。Sohio技术的特点是丙烯 氧化采用两台反应器串联操作，吸收塔顶出来的废气不循环；废气中未反应的丙烯 不回收；催化剂寿命为2年。(2) 日本触媒化学(NSKK)技术日本触媒公司是世界上首先实现工业二步法生产丙烯酸的厂家。其催化剂为中 空圆柱状，其形状增加了几何外表面，转化率得到提高的同时，也提高了生成物自 催化剂微孔中扩散出来的路径，减少了深度氧化，因而提高了产物的单程收率及选 择性，同时降低了热点，减少了床层阻力，使催化剂的寿命得以延长。其工艺特点 是在Mo-Bi系催化剂中加入了元素Co,从而提高了丙烯醛的选择性和单程收率； 采用废气催化焚烧炉，不需消耗燃料气。(3)日本三菱油化(MPCL)技术日本三菱石油化学公司公司对其原来的工艺和催化剂不断研究和改进，改进后 的催化剂可适应比日本触媒公司二段催化剂更低的反应温度，活性高、选择性高、 寿命也长。其工艺特点是以高浓度丙烯为原料，丙烯酸单程收率高于87%，未反 应的丙烯或丙烯醛不循环使用。两台串联的固定床反应器中分别采用Mo-Bi系、 Mo-V系氧化物为催化剂，寿命均为6年。（4）日本化药技术采用的催化剂为涂裹型催化剂，形状规则，利于装填，机械强度较好，目的产 物选择性好。缺点是反应热点温度较高，如果飞温容易烧坏催化剂。丙烯氧化制丙 烯醛采用Mo、Bi、Ni、Co、Fe系催化剂，丙烯醛氧化制丙烯酸采用Mo、V、Cu、 Sb系催化剂10。反应器均为固定床列管式反应器。主要应用在上海华谊、江苏裕 廊和兰州石化等部分装置上。（5）德国巴斯夫（BASF）技术巴斯夫的丙烯酸生产装置是目前世界上单系列装置中规模最大的，其技术也是 采用固定床二步氧化法。丙烯氧化用Mo-Bi系或Mo-Co系催化剂，丙烯醛的单程 收率为80%左右；丙烯醛进一步催化氧化用Mo、W、V、Fe系催化剂，丙烯酸 单程收率高于90%11。其技术特点为：丙烯氧化反应气不用水吸收，而是用一种 高沸点有机溶剂作为吸收剂；丙烯氧化反应循环气体中不用水蒸汽，而是用氮气， 可减少废水的生成。1.3丙烯酸工业生产概况20世纪90年代，丙烯酸系单体面临一个扩展的热潮，随着聚丙烯酸型超吸收 剂和家用洗涤剂增量剂的开发和普及，在世界上形成了一个投资兴建丙烯酸及酯单 体装置的热潮。由于其品种繁多、用途广泛、产品附加值高等优点，现在已形成了 独立的丙烯酸化工体系12。1.3.1国外工业生产概况目前，世界上的丙烯酸生产装置已有93%以上采用丙烯二步氧化法。在吸收、 开发和推广丙烯气相氧化方面，日本是世界上做出最大贡献的国家，尤其是日本触 媒化学公司和日本三菱化学公司，他们所采用的方法比较先进，更有竞争力，因此 目前国外新建丙烯酸装置大多引进它们的技术，世界上大约80%的丙烯酸生产装 置采用了日本的技术13。沿用其它生产方法较为有名的公司，仅有BASF在德国的一套由一氧化碳乙炔路线的改良Reppe法装置。世界上丙烯酸的生产主要集中在美国、西欧和日本。就总的生产能力来讲， BASF、Rohm&Hass、Celanese和日本触媒化学公司四大生产商就占66%。BASF 以丙烯酸的生产规模和产量位居世界丙烯酸工业首位，在欧洲丙烯酸生产能力达 42万吨/年。在东南亚，BASF与马来西亚的Petronas合作建设的一套16万吨/年 丙烯酸装置已于2000年投产。在欧洲，Rohm&Hass公司与德国Stockhausen GmbH 组成全球性的丙烯酸产品伙伴关系，2006年其丙烯酸的生产能力可达33万吨/年 14。Celanese是世界上第三大丙烯酸的生产者，在美国德克萨斯州的ClearLake 有27.2万吨/年丙烯酸装置，并于2001年在此地增加丙烯酸能力8万吨/年。日本 触媒化学公司的丙烯酸最大的装置是在日本姬路有22万吨/年丙烯酸。在印度尼西 亚与Tripolyta合资建设的一套6万吨/年的丙烯酸装置已于1999年投产。在美国 德克萨斯州的Bay Port与法国Elf Atochem公司合资建设的一套12万吨/年丙烯酸 装置在2001年投产，其丙烯酸及其酯的生产能力达到53.5万吨/年15。1.3.2国内工业生产现状我国丙烯酸的工业化生产起步于20世纪50年代，上海珊瑚化工厂对氯乙醇和 丙烯酸水解法生产丙烯酸工艺进行了研究。60年代初，丙烯酸水解法几乎成为国 内唯一的生产方法，规模小、品种少，兰州化学公司建成第一套500吨/年丙烯氧 化法的恒产丙烯酸的中试装置，当时全国产量最多的年份也仅为3500吨，品种仅 限于丙烯酸和丙烯酸甲酯16。我国大规模生产丙烯酸始于20世纪70年代末期， 1978年，北京东方化工厂首次从日本触媒化学公司引进全套以丙烯二步氧化法工 艺生产丙烯酸的装置，1984年建成投产丙烯酸2.05万吨/年17。20世纪90年代初以来，国内丙烯酸供需缺口逐年增大，中国丙烯酸市场的巨 大潜力和良好发展前景，提高了国内外投资者建设丙烯酸项目的积极性。1992年， 吉林石化从日本三菱化学公司引进生产技术，建成投产设计能力2.72万吨/年；1994 年，上海华谊丙烯酸有限公司亦从日本三菱化学公司引进全套装置，其设计能力为 3万吨/年18。随后，北京东方化工厂又扩大规模，陆续引进第二、三套丙烯酸及 酯类装置，使我国的丙烯酸生产有了长足的发展。2000年以来，丙烯酸行业发展更加迅速。上海华谊丙烯酸厂在引进技术消化 吸收的基础上，与自主开发丙烯选择氧化催化剂的兰州石化研究院合作，建成3 万吨/年的丙烯酸项目。2004年，南京BASF-扬子石化合资丙烯酸项目投产，生产 能力为16万吨/年。由日本三菱化学公司转让丙烯酸技术，为沈阳石蜡化工公司建 设的8万吨/年丙烯酸装置，也于2006年底建成。浙江卫星企业集团的后期丙烯酸 装置和兰州石化的8万吨/年丙烯酸装置也陆续投产19。从长远看，中国将成为丙 烯酸需求增长的主要地区，中国丙烯酸产品仍有较大发展空间。1.4丙烯酸生产工艺技术的发展前景目前，国内丙烯酸生产企业的工艺技术大多从日本引进，投资额较高。采用国 内技术、设备和催化剂，将会大幅降低投资和生产成本，提高产品竞争力。在丙烯 酸工艺技术的改进过程中，因为催化剂费用占了生产成本的相当比例，提高选择性 和转化率，延长催化剂寿命成为研究的关键20。当前形势下，我国丙烯酸行业应 加快丙烯酸生产工艺及催化剂的国产化，形成自主知识产权，将有利于丙烯酸行业 的健康发展。1.5研究的目的及意义随着经济的飞速发展，丙烯酸需求量逐年增长，我国丙烯酸行业面临良好的 发展机遇与技术挑战。目前全球以丙烯氧化制丙烯酸为首要技术，几乎占据了所 有的生产量，选择最优的氧化工艺技术，从而扩大生产能力、节省设备投资迫在 眉睫。基于此，本课题采用丙烯气相两步氧化法制备丙烯酸的生产技术，借鉴国 内外的先进经验，选择高效能催化剂，以此建一 10万吨/年丙烯酸生产车间，使生 产产品的综合性能在原有基础上明显提高，生产效率进一步提升，工艺、控制更加优化， 生产成本明显下降。2丙烯酸工艺流程的确定2.1丙烯酸生产原理丙烯直接氧化生产丙烯酸有一步法和两步法之分。一步法具有反应装置简单、 工艺流程短、只需一种催化剂、投资少等优点，但存在几个突出缺点21：一步法是在一个反应器内进行两个氧化反应，强制一种催化剂去适应两个不 同反应的要求，影响了催化作用的有效发挥，丙烯酸收率低；把两个反应合并为 一步进行，反应热效应大。要降低反应放热量，只能通过降低丙烯的浓度来实现， 因此生产能力低；催化剂寿命短，导致经济上不合理。鉴于以上原因，目前工业上主要采用两步法生产，即第一步丙烯氧化生成丙烯 醛，第二步丙烯醛氧化生成丙烯酸。丙烯两步氧化制丙烯酸的主反应可用下列两式 表示：C%=CHCH3 + 02 * CH2=CHCHO + h2oCH=CHCHO + 1/2 02- CH-CHC00H反应属强放热反应，有效地移除反应热是反应过程的突出问题。除主反应外， 还有大量副反应，其副产物有CO和CO2等深度氧化物以及乙醛、醋酸、丙酮。 因而，提高反应选择性和目标产物收率非常重要，要达到这一目的，必须在反应过 程中使用高活性、高选择性催化剂。由于生产丙烯酸分步进行，所以每步反应所用 催化剂也不同。第一步反应为丙烯氧化为丙烯醛，所用催化剂大多为Mo-Bi-Fe-Co 系，再加入少量其他元素，以钼酸盐的形式表现出催化活性。第二步反应为丙烯醛 氧化为丙烯酸，目前采用的催化剂均为Mo-V-Cu系，通常需要添加助催化剂。2.2拟采用的生产工艺丙烯直接氧化法是生产丙烯酸的最新方法，由于原料丙烯价廉易得，反应催化 剂的活性和选择性高，目前该法在丙烯酸生产中占有主要地位。因此本课题拟采用 丙烯两步氧化法。2.3主要原料及其规格丙烯：95%，主要来自炼油厂的催化裂化装置和丙烷脱氢技术催化剂：第一步氧化（丙烯氧化为丙烯醛）选用固态钼-铋系催化剂Mo12Bi1.oFe1W2Co4Si135Ko.06 ；第二步氧化（丙烯醛氧化为丙烯 酸）选用固态帽-钒系催化剂Mo12V4.0W1.0Cu2.2Sb0.5熔盐（55%KNO3+45%NaNO2）2.4工艺流程图氧化过程一般采用两台反应器串联，从第一台反应器出来的丙烯醛、未反应的 丙烯以及副产物可以不经处理直接供给第二反应器。丙烯氧化生产丙烯酸拟常用列 管式反应器，管内装填催化剂，管间采用熔盐循环移除反应热。其氧化工序工艺流 程图如图2.1所示。预图2.1丙烯酸氧化工序工艺流程框图2.5工艺流程简述经汽化器预热气化后的丙烯（纯度95%以上）与经水蒸气增湿后的空气以一 定配比混合后进入第一反应器，并在反应器上部利用反应放出的热量将其预热后进 入氧化钼-铋催化剂层，在催化剂作用下发生部分氧化反应生成丙烯醛，控制反应 温度593633K。为使反应温度均匀，采用熔盐在反应管间强制循环移除反应热， 并通过熔盐废热锅炉产生蒸汽，以回收余热。第一反应器生成的气体（含丙烯醛、 少量丙烯酸以及副反应生成的一氧化碳和二氧化碳等）经过气体冷却器换热冷却后 被送入第二反应器，在氧化钼-钒催化剂作用下，丙烯醛进一步氧化为丙烯酸，反应温度控制在533573K。反应放出的热量采用熔盐在管间强制循环移出22。第二反应器出口气体送入吸收塔，用丙烯酸水溶液吸收，吸收后尾气中含有少 量未反应的丙烯、丙烯醛、乙醛等有机物和不溶性气体，约50%返回反应器进料 系统循环使用，其余尾气送废气催化焚烧装置。吸收塔底部流出的丙烯酸水溶液约 含丙烯酸20%30% （质量分数），送分离工段进行分离精制。3物料衡算3.1基础数据3.1.1全装置工艺数据（1）生产规模：年产10万吨丙烯酸的生产（2）生产时间：年工作日大约为334天，时数为8000h（3）每吨丙烯酸消耗定额：0.775t 98%丙烯（4）全装置总收率按88%计，损耗（包括工艺损耗、机械损耗）为12%；其中一段反应器丙烯醛的收率可达90.5%，丙烯酸收率可达6% ；二段反应器中丙烯醛的转化率可达99.2%，丙烯酸产率可达95.2%。3.1.2工艺配方（1）反应器入口气体组成：原料丙烯、空气中的氧气以及水蒸气。不同的催化剂选择不同的丙烯浓度，一般在7.0%10.0%之间；氧烯比一般控制在18:120:1之间，过低和过高的氧烯比会影响丙烯的转化 率和选择性；水蒸气的存在一是为了提高催化剂的选择性，使反应产物容易从催化剂表面解 析出来；二是降低反应气中的氧浓度，以便减缓丙烯的深度氧化；另外，由于水蒸 气具有较大的热容，有利于床层的热稳定23。（2）反应空速24：绝对空速（SV0）：段反应器入口每小时加入的丙烯气体的体积而与纯催化 0丙剂体积的比值，即SV° = VV。它反映催化剂的实际反应负荷，在120 h-1左右。催相对空速（SV）：混合气体的小时体积通量V与催化剂床层体积V之比，即： 气床SV = %V。一般在 8002000h-1 之间。（3）反应温度：一段反应一般为300400力，二段反应一般在250320C。表3.1氧化工艺配方基本参数值反应器基本参数设计取 值丙烯进料浓度/%（摩尔分数）8.7一段反进料中氧气/丙烯1.80应器（摩尔比）进料中水蒸气/丙 烯（摩尔比）0.76反应温度/笆325空速/ h-11450丙烯醛进料浓度/% （摩尔分数）6.4氧气/丙烯醛（摩尔1.05二段反比）应器水蒸气/丙烯醛（摩 尔比）2.11反应温度/c260空速/ h-116503.2计算基准此过程属于连续操作过程，计算基准选时间，单位为kmol/ho3.3计算在生产过程中以氧化反应为主，不考虑副反应，也不对副反应进行物料衡算25。3.3.1第一氧化反应器的物料衡算图3.1第一氧化反应器物料衡算示意图依照图3.1中第一氧化反应器物料衡算示意图进行计算：(1) 丙烯进料量：每小时生产量：100000罚000=125 t丙烯酸需要 98% 的丙烯：12.5x0.775=9.6875 t/h=9687.5 kg/h=230.22 kmol/h以230.22 kmol/h为基准，扣除损耗的1%丙烯应有丙烯醛和丙烯酸：230.22x(1-0.01) =227.92 kmol/h第一反应器按氧化反应总转化率96.5%计；98% 的丙烯进料量：227.9240.965=236.19 kmol/h原料中含丙烯98%，则原料量应为：236.19.98=241.01 kmol/h(2) 水蒸气进料量：0.76x241.01=183.17 kmol/h(3) 氧气进料量：1.8x241.01=433.82 kmol/h总气体进料量：241.01.7%=2770.23 kmol/h空气进料量：2770.23-241.01 一 183.17=2346.05 kmol/h(4) 丙烯醛出料量：241.01x90.5%=218.114 kmol/h(5) 丙烯酸出料量：241.01x6%=14.46 kmol/h(6) 副产物：241.01x2.5%=6.025 kmol/h；丙烯损失量：241.01x1%=2.41 kmol/h(7)据绝对空速可计算催化剂的用量，本设计中绝对空速取120 h-i.叫于n导=241投.4 = 45游；催化剂用量：45 m/h 催0总出料量：218.114+14.46+6.025+2.41+2346.05+183.17=2770.23 kmol/h第一氧化反应器物料平衡表如表3.2所示：表3.2第一氧化反应器物料平衡表物分子密度摩尔尔gmo 3 l-1 丙 42.08 1.914 烯 空 28.95 1.293 气 水 18.02 1.00 蒸 气 丙 56.06 0.8402 烯 醛 丙 72.06 1.0511 烯kmolh- kmolh-111.6x1 241.010-51.81x 2346.05 2346.05 10-50.98x 183.17 183.17 10-50.393218.114x10-31.14914.46x10-3酸副6.025产物损2.41失催45 m3/h 45 m3/h化剂合2770.23 2770.23计3.3.2冷却器的物料衡算田I 一丙丙烯就户副产物及图3.2冷却器物料衡算示意图依照图3.2对冷却器进行物料衡算：此过程只发生相态变化，物料平衡，因此 不需要进行物料衡算。3.3.3第二氧化反应器的物料衡算副产物»损失的丙烯丙烯旷f 少量丙烯酸一* CO、。2等副产牛* 空气一* 水蒸气一T催化剂1图3.3第二氧化反应器物料衡算示意图依照图3.3中第二氧化反应器物料衡算示意图进行计算：(1) 丙烯醛进料量：218.114 kmol/h(2) 水蒸气进料量：2.11x218.114=460.22 kmol/h(3) 氧气进料量：105x218114=22902 kmol/h总气体进料量：218.1146.4%=3408.03 kmol/h空气进料量：3408.03 一 218.114 一 460.22=2729.7 kmol/h(4) 丙烯酸进料量14.46 kmol/h；副产物6.025 kmol/h；剩余丙烯量241 kmol/h 总进料量：3408.03+14.46+6.025+2.41=3430.925 kmol/h(5) 丙烯酸出料量：218114x952%=20764 kmol/h(6) 副产物：218.114x(99.2% 一95.2%) =8.724 kmol/h(7) 损失的量：218.114x(199.2%) =1.745 kmol/h(8) 空气和水蒸气的用量不变，且催化剂用量不变。据绝对空速可计算催化剂的用量:T7 V218.114 x 22.4SV = v丙 n V = s丙120= 40.7m3催o催化剂的量：40.7 m3/h总出料量：207.64 +8.724 +1.745+2729.7+460.22 =3408.03 kmol/h第二氧化反应器物料平衡表如表3.3所示：表3.3第二氧化反应器物料平衡表进料出料物料名摩尔进料物料名摩尔出料称量称量 kmolh-ikmolh-i丙烯醛218.114丙烯酸207.64水蒸气460.22副产物8.724空气2729.7损失1.745催化剂40.7 m3/h水蒸气460.22丙烯酸14.46空气2729.7副产物6.025损失2.41合计3408.03合计3408.033.4原料消耗综合表原料消耗综合表如下表3.4所示：表3.4原料消耗综合表序 号物料 名称单位每吨产 品消耗 量每小时消耗量每年消耗 量1丙烯t0.77510.148.11x1047.54 （一70.175.614x1052空气t段）（一段）（一段）7.79 （二70.175.614x105（二段）45 （一段）40.7 （二（二段）3.6x105（段）3.256x105段） （二段）0.593.3 （一 2.64x104水蒸 1.314 段）（一段）, t7.36 （二段）5.888x104（二段）4热量衡算连续操作过程属于定态操作过程，物料状态、反应状态等不随时间而变化，所 以热负荷（传热速率）也不随时间变化而变化，主要计算正常操作时的传热速率26。 4.1基础数据氧化反应器中主要发生以下两个重要反应：ch=CHCH3 + 02 CH2=CHCHO + H2O + 3.4X105JCH2=CHCHO + 1/2 02 cH2=CHCOOH + 2.52X105J（1）反应器物料衡算数据（见氧化反应器物料平衡表）（2）入口温度：25°C,第一反应器温度：325°C，第二反应器温度：260°C（3）有关物性数据如表4.1所示：表4.1物性数据表27物料名称定压比热容/kJkg-iK-i导热系数 /Wm-1h-1°C-1标准生成热/kJmol-1内烯1.5285.7x10-320.42空气1.02852.1x10-3水蒸1.94854.9x10-357.798气内烯2.194-105.05醛内烯2.151-336.47酸4.1.1计算基准热流量基准：kJ/h;基准温度：25°C4.1.2热量衡算方程式在化工过程中，各种热量之间的转化关系可以用热平衡方程表示：必莎出-嚣进其中XQ -设备或系统与外界环境交换热量之和，通常包括热损失，kJ；YH出-离开设备或系统各股物料的焓之和，kJ；嚣进-进入设备或系统各股物料的焓之和，kJ。在解决实际问题时，热平衡方程式写成以下形式更容易计算：QT = Q1+Q2+Q3+Q4式中Qt -设备或系统内物料与外界交换热量之和（传入为正，传出为负），kJ；Q1-由于物料温度变化，系统与外界交换的热量，kJ；Q2-由于物料发生各种变化（化学变化、相变、溶解、混合等），系统与 外界交换的热量（吸热为正、放热为负），kJ；Q3-由于设备温度变化，系统与外界交换的热量（设备升温为正、降温为 负），kJ；Q4-设备向外界环境散失的热量（操作温度高于环境温度为正、低于环境 温度为负），kJ。上式也可以写成如下形式：qT =q1+q2+q3+q4（kJ/h）4.2热量衡算式中各参数计算方法281、q1的计算：认为反应器内压力不变，即整个过程为恒压变化过程q1 =讪 T CpdTT22、q2的计算： q2=-AHr （标准化学反应热）3、q3的计算：对于连续操作，由于操作过程是在定态条件下进行的，物料温 度与设备温度都不随时间变化，此时q3=0。4、q4的计算：设备温度高于环境温度时，q4>0，设备操作温度低于环境温度 时，q4V0。在实际操作中，若设备有保温层，为简化计算，常取热损失速率为总 速率的10%。4.3计算主要对一段、二段氧化反应器以及冷却器进行热量衡算；第一反应器进料温度为250°C，反应温度为325°C；第二反应器进料温度210C，反应温度260C。4.3.1氧化反应器热量衡算1、第一氧化反应器热量衡算(1) q1的计算：q = q - q =Z w Cp (325C)AT Z w Cp(250C)ATi 出料 进料出料进料qn出料=(218.114x56.06x2.194+14.46x72.06x2.151+2346.05x28.95x1.028+183.17x 18.02x1.914) x(325-25)=31561747.97 kJ/hq 进料=(241.01x42.08x1.52+2346.05x28.95x1.028 +183.17x18.02x1.914)x(250- 25)=20599385.72 kJ/hq1= q 出料q 进料=10962362.25=1.1x107 kJ/h(2) q2的计算：q 2 = -AHr =105.15x218.114x1000-(-20.42)x241.01x1000=27856111.3=2.786x107 kJ/h(3) q3的计算：对于连续操作，由于操作过程是在定态条件下进行的，物料温度与设备温度都不随时间变化，所以q3=0(4) q4的计算：常取热损失速率为总速率的10%;q4=10%x(1.1x107+2.786x107)= 3.88x106 kJ/h(5) qT的计算：qT =q1+q2 +q4 =1.1x107+2.786x107+3.88x106 = 4.27x107 kJ/h(6) 计算设备热负荷和熔盐消耗量：氧化反应是连续操作过程，所以设备热负荷应当等于qT，为4.27x107 kJ/h熔盐(55%KNO3+45%NaNO2)，进口温度 275C，出口温度为 280C其比热为 55%x0.332+45%x0.43=0.3761cal/g-°C =1.575 kJ/kg- °C4.27 x 107熔盐对管壁给热系数叫可取2717 kJ/(m2hC)所以G =1' '、= 5.42x 106kg/hh 1.575 x (280 - 275)(7) 电能消耗量的计算:据公式E =念,为用电设备的电功功率(一般取0850.95)，设计取°9；所以 e = 4'7x 107 =13179kw3600 x 0.92、第二氧化反应器的热量衡算方法同第一反应器，其计算结果如表4.2所示。表4.2第一氧化反应器、第二氧化反应器热量衡算表系统与外界第氧化第二氧化交换的热量反应器反应器q/(kJ/h)1.1X1077.32x105q2/(kJ/h)2.786x1074.69x107q4/(kJ/h)3.88x1064.76x106妇(kJ/h)4.27x1075.24x107Gh/(kg/h)5.42x1066.65x106E/kw13179161734.3.2冷却器的热量衡算1、计算依据进口温度：275°C；出口温度：280°C冷却剂：熔盐，其冷凝热为2717 kJ/kg2、热衡算求冷取器的热负荷和熔盐的用量，冷损失按10%计算需要熔盐提供的热量：Q=1.1x(218.114x56.06x2.194+14.46x72.06x2.151+2346.05x28.95x1.028+183.17x18.02x1.914)x(325-260) =7.52x106kJ/h加热熔盐用量：W= Q2717=2767.76kg/h4.4动力消耗综合表动力消耗综合表如表4.3所示：表4.3动力消耗综合表序物料单每吨产 品消耗 量每小时每年消号名称位消耗量耗量1熔盐t352.82.24x1 042蒸气t303518.32.81x1 073电kwh400131791.05x1 084锅炉用水t9150001.2x1085设备的工艺设计5.1主体设备工艺设计5.1.1氧化反应器的设计计算29常用的氧化反应器有搅拌式氧化器和气固氧化反应器，搅拌式氧化器主要用于 使用化学氧化剂的液相氧化过程，而气固氧化反应器是以空气一物料气体或氧化一 物料气体通过固体催化剂接触而反应的过程，这类反应器通常以气固流化床和气固 固定床为多，在工业生产中广泛使用。本设计采用列管式固定床氧化反应器，此类 反应器为列管式结构，传热面积大，有利于强放热反应。1、计算催化剂床层体积、直径及高度对于第一反应器：1450T7 V 2770.23 x 22.4床层体积： SV =气 n V = - = 42.8m3V床床 SV床层直径：睥准湍赤=D 二4 x 2770.23 x 22.4 。=4.7 m 23600 x兀 x1其中u为空床操作气速，取1m/s；催化剂平均粒径取5mm,床层孔隙率e取0.48；床层高度:L =%- 兀 (1-8) D 242.8n L = 4.75m(1-0.48) x 0.785 x 4.72经圆整，取4.8m同理，对于第二反应器:床层体积：SV = F n匕床V气SV3408.03 x 22.4150=46.27m3床层直径：D = Jn D =3600兀u4 x 3408.03 x 22.4.=5.2m 23600 x 兀 x 1其中u为空床操作气速，取1m/s；催化剂平均粒径取5mm,床层孔隙率e取0.48；46.27床层高度:L =床n L ='-'J'= 4.19m兀(1-0.48) x 0.785 x 5.22(1o ) D 2经圆整，取4.2m2、反应器管数n给定管子。30X2.5，故管内径dt为25mm,即为0025米；管长为5米，催化 剂充填高度L为4.8米。42.8V同理，对于第二反应器:n =Vn n =46.270.785 x 0.0252 x 4.2= 22455"=兀 4 '二L " = 0.785 x 0.0252 x 4.8 =3、反应器材料：由于丙烯酸具有较强的腐蚀性，本设计选用经过钝化处理的 碳钢材质Q235-A，接管材料选用20号钢。4、核算换热面积该反应是放热反应，需要移走热量，床层是被冷却的，因此床层对壁总给热系 数按下式计算：床层被冷却时，a =土 3.5(空)0.7 exp(4.6 J)t d 四d式中人了流体导热系数，kJm-ih-iC-i； G表观质量流速，kgm-2h-i；R 流体粘度，Pa>S ； dp 催化剂粒径；dt 列管内径总进料量：m=241.01x42.08+2346.05x28.95 +18317x18.02=81360.57kg/h(1.316 x1.6 +12.8 x1.81 + 0.98)x10-5r = 1.737 x10-5 Pa - s混1.316 +12.8 +1=55.21x 10-3 kJ /(m - h °C)(1.316 x 85.7 +12.8 x 52.1 + 54.9) x10-31.316 +12.8 +1=1.328kg / m31.316 x1.914 +12.8 x 1.293 +1.001.316 +12.8 +1=9298kg / m-2 - h-1八 81360.57G =兀17835 x-(0.025)2R=蒙=崩05 x 9298= 743.46e R1.737 x10-5 x 3600床层对壁总给热系数:a = 55.21x103 * 3.5 x 743.460.7 exp(4.6 x 2：005) = 315.12kJ / m2 - h - °C t 0.0250.025总传热系数：K = 一1一厂查得碳钢管的导热系数为2167.5kJ/(whC)111 d o d oK =八 mu： emu八 mu= 282.37kJ /m2 - h - C110.025 0.0025 x 0.025+ x+ 4.78 x10-5 315.12 2717 0.03 167.5 x 0.0275整个反应器床层可近似视为等温，为325C，则传热推动力为：At = (325一 275) + (325一 280) = 47.5C m需要传热面积：A =-一 n A = 3.886x107 = 2897.28m2 需K At需 282.37 x 47.5m实际传热面积为气=.dLn n 气=3.14x 0.025 x 4.8 x18174 = 6847.96m2人实X需，故能满足传热要求。5、反应床层压力降的计算修正雷诺数：R =蒙(上)=743.46 x (一1一) = 1429.73>1000 eM 日 1 81 0.48固定床压降计算公式为苧=150(1-8 )2叫+1.75 f21883d2gd g 83当膈1000时，为充分湍流，计算压降时可以略去第一项，因此P AP = 1