年产9万吨苯酚丙酮车间氧化工段工艺设计(共57页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上年产9万吨苯酚丙酮车间氧化工段工艺设计摘 要苯酚丙酮可以由异丙苯氧化生成过氧化氢异丙苯，过氧化氢异丙苯再进一步分解得到。本设计是年产9万吨苯酚丙酮的氧化工段的工艺设计，主要进行了工艺计算、设备选型，并绘制了全厂平面布置图、氧化工段流程图、各车间的立面图和平面图。关键词：异丙苯，过氧化氢异丙苯，设备选型 Oxidization Process of The Technological Design of 90,000 t Phenol and Acetone per YearABSTRACTPhenol and acetone is deserved by the de

2、composion of CHP which is the oxidation products of cymene.This indication is to design for a chemical factory, which produce 90,000 t phenol and acetone chemical plant of oxidization process yearly. It include the main equipment computation and the shaping in the technical process of oxidizing CHP,

3、 entire factory floor-plan, synthetic CHP total flow chart, various workshops elevation and horizontal plan.KEY WORDS: cymene ，CHP ， the equipment computation and the shaping 专心-专注-专业目 录1 总 论1.1项目依据1.1.1课题背景苯酚，又名石炭酸，是重要的基本有机原料之一。它主要用于制造酚醛树脂、己内酰胺、双酚A、己二酸、烷基酚、苯胺，增塑剂、杀虫剂等各种化工产品，并作为染料、医药等精细化学品的原料。在我国，近年

4、随着双酚A和酚醛树脂的高速增长，使苯酚产业进入了发展快车道，目前已经迎来了发展高潮。苯酚工业生产以异丙苯法为主，该法具有产品纯度高、原料和能源消耗低等优点。1.1.2我国苯酚丙酮产业概况目前，我国现有苯酚生产企业40多家，其中采用先进的异丙苯法并具有一定规模的企业有4家。我国苯酚生产能力中虽然80%采用了异丙苯法生产技术，与国外厂家相比，异丙苯过氧化法苯酚生产装置规模普遍偏小。虽然我国苯酚生产能力大幅度提高，产量也有明显增加，可供资源是不容乐观，即:原料丙烯资源短缺制约了我国苯酚产量的提高。1.1.3我国苯酚丙酮需求现状苯酚下游产品涉及到众多领域，在工业上的用途非常广泛。主要用于制造酚醛树脂、

5、双酚和已内酰胺。此外，苯酚衍生物如卤代酚、硝基酚、烷基酚可用于医药、农药、油漆、染料、炸药、石油添加剂、脱漆剂、木材防腐剂、香料等的生产，在皮革领域还用来消毒。随着工业经济的发展，合成材料的品种和产量迅速扩大和增长，这也是苯酚的需求量持续增长的重要原因，因此苯酚下游产品开发大有前途。2003年我国苯酚的总需求量将达到约54万吨，2005年需求量将达到约67.2万吨，其中酚醛树脂和双酚A仍将是我国苯酚最主要的消费领域，尤其是双酚A在苯酚消费量中所占的比例将由目前的29.5%增加到2005年的41.0%。与之相比，我国苯酚产量增加相对较慢，自给率有逐年下降趋势。我国丙酮主要用于生产丙烯酸甲酯类和医

6、药行业，两者消费量分别占丙酮生产总量的35和 12。甲基丙烯酸甲酯主要用于生产有机玻璃，后者主要用于建材行业和仪器仪表等领域，在“九五”期间需用量是很大的。1.2设计原则（1）遵守法则，法规，贯彻党的基本建设方针，实事求是，因地制宜（2）合理利用国家资源和财产，最大限度的发挥硬件设施的内在潜力，节约土地，减少投资，降低成本；（3）采用成熟的。先进的工艺流程，设备，学习先进的生产技术，努力实现自动化。现代化提高产品的科技含量；（4）一轻化工业产品批量小、品种多的特点，努力做到“一钱多用，一钱多能”，是本厂具有较强的市场适应力； （5）尽可能创造良好的劳动条件，以利于劳动工人的身心健康；1.3设计

7、任务氧化工段的工艺流程设计，物料衡算，主要设备的计算和选型，画出工艺流程图，全厂平面图以及各车间平面布置图。 1.4厂制概况1.4.1工厂组织本厂职工按工作性质分为：生产性人员和非生产性人员。生产人员占占全长职工的60左右，非生产人员占全厂人员的40左右，在非生产性人员中：38为科研人员（兼职行政人员），6为保安人员，10为勤杂人员。1.4.2工作制度法定假日和星期假日采用轮换倒班制度，连续工作制：工作日=365设备维修日 =36530 =335(天)1.4.3人员配备 见表1-11.5厂址选择1.5.1 建厂依据根据各行业发展的需求，以及国际市场的需求，经省政府有关部门的批准，新建厂的厂址拟

8、选在北京燕山脚下。 新建厂的主要原料，经上级主管部门的批准，直接从燕化的烃化工段取原料，节省经费，并且能够做到产品统一规格。 1.5.2 指导方针 （1）遵守国家的政策规定；（2）符合城市规划和工业布局；（3）利于生产，便于生活；（4）对环境不会造成威胁；（5）合理利用资源；（6）节约投资，留有余地。1.5.3 选厂经过厂址选择工作组（又设计部门与工业局主管组成）依据省市委指示，经过多方磋商，考虑到地势、交通、协作等问题，作为大型的化工原料生产基地，厂址定在北京市郊外的燕山。主要理由如下：（1）本化工长是危险系数较大的精细化工厂，必须要远离城市，以免有原料或者产品外泄，给环境造成不可挽回的破坏

9、；（2）工业布局符合安全环境保护要求，地势平整，减少了三通一平的工作量，且排水良好；（3）有可靠的供电网，输、供电系统；（4）厂址附近有充足的劳动力资源，有充足的施工力量、建筑材料供应，有充足的施工、设备组装、堆放场地。 1.6 环境保护及废物处理 随着世界特别是我国环境的明显恶化，国民的环境保护意识逐步提高，为了我们生存环境，为了我们自己，为了我们的子孙后代，必须保护环境。对污染源、废水、废气、废渣、噪音粉尘烟等的具体防止和处理方法主要依据环境保护法及相应的可行性研究、环保报告和初审意见来确定。 表1-1 人员配备表序号岗位名称每日班次周工作天数单班人数在册人数1门卫37442劳司26123

10、食堂27364成品库37265锅炉房37396配电所37137交电所37138氧化工序363109分解工序3631010提浓工序363911中和工序363912技术员164613车间管理员1624总计277232812 工艺设计2.1工艺流程设计2.1.1 工艺流程设计的重要性（1）工艺流程设计是工艺设计的基础。工艺流程设计是工厂设计中最主要的内容，是工艺设计的核心。因为工艺流程设计的质量直接决定车间的生产产品质量、生产能力、操作条件、安全生产、三废治理、经济效益等一系列根本性问题。（2）工艺流程设计是物料衡算、设备选型的基础。从哲学角度来说，工艺流程设计是定性分析工作阶段，物料衡算是定量计算

11、阶段。一般来说，先定性后定量，所以，工艺流程设计是物料衡算的前提和基础。2.1.2 工艺流程设计的原则（1）先进性工艺流程的先进性从两个方面考虑：一方面是技术的先进；一方面是经济上的合理。两方面同等重要，缺一不可。（2）可靠性所设计的工艺流程必须可靠即经过实验室、工业小试、中试，证明技术是成熟的，生产安全可靠，才可以设计选用。（3）结合国情，因地制宜工艺流程的选择从技术角度来说，应尽量采用新工艺、新技术，单从具体情况考虑，并不必选择国外的先进的技术。因为国外的技术往往价格较高，技术保密性强，没有实用价值。所以，结合实际，选择自己易于掌握和改进的技术要方便、实用。2.1.3 工艺流程设计参见工艺

12、流程图。2.1.4氧化工段工艺流程叙述（1）氧化工序来自异丙苯贮罐（CTK-4）的新鲜异丙苯、来自提浓塔塔顶的异丙苯冷凝液、氧化尾气冷凝液及来自回收工段-MS加氢产品一起进入氧化进料异丙苯碱洗罐（PD-5）。在此异丙苯用稀氢氧化钠碱液循环洗涤，水相大部分循环，少部分废碱（含微量有机物）排至MHP分解系统处理后送至回收酚水处理单元（PTK-10），油相溢流至异丙苯进料罐（PTK-35）。该罐不仅提供氧化进料，同时提供氧化工序及提浓工序使用的激冷异丙苯。罐顶的尾气与氧化出料气液分离罐（PD-7）及异丙苯CHP排液罐（PD-82）的尾气一同进入氧化工段放空冷却器（PE-18），用丙稀冷却后排入大气。

13、冷凝液送回PTK-35。罐底排污进入PD-82。PD-82废液送至PD-5。异丙苯经氧化塔加料泵（PP-6A/B）通过氧化废气换热器（PE-2）将氧化液加热到60-70，然后再进入氧化进料加热器（PE-3）由低压蒸汽（3S）加热到80后进入氧化塔（PT-3）。（2）提浓工序来自氧化出料气液分离罐90左右的氧化液经预提浓进料加热器（PE-8）进入预提浓塔（PT-5A）闪蒸。蒸出气相相继进入预提浓冷凝器（PE-10A）冷凝、预提浓冷冻冷凝器（PE-11A）冷冻后凝液进入预提浓塔收集器（PD-9）后用预提浓塔冷凝液泵（PP-16）送往异丙苯碱洗罐（PD-5），液相靠位差进入第一浓缩器 （PE-9）后

14、进入一段提浓精馏塔（PT-5）。新鲜异丙苯加入一段提浓精馏塔塔顶，作为该塔回流液，塔底物料经压差送入二段提浓器（PT-6），塔顶气相物料经第一浓缩器冷凝器（PE-10）冷凝、第一浓缩器冷冻冷凝器（PE-11）冷冻后凝液进入第一浓缩器收集器（PD-11）后用第一提浓器馏液泵（PP-8）送往异丙苯碱洗罐（PD-5）。（3）分解工序来自提浓工序的浓CHP液与回流丙酮、循环丙酮（PTK-3）及HPW混合后进入分解反应器（PD-15），来自硫酸注入泵（PP-11A/B/C）的硫酸和分解产物泵（PP-13A/B）的部分循环液在混合器中稀释混合后加入分解器，CHP在分解器中经硫酸的催化分解生成苯酚和丙酮等。

15、分解器底的分解液由分解产物泵（PP-13A/B）一部分循环回反应器，循环量约为出料量的10%，另一部分送入二级分解反应器（PE-22）由0.3Mpa低压蒸汽加热至117使DCP及DMBA分解，然后二级分解液一部分返回分解反应器，一部分经分解产物冷却器（PE-17）冷却后进入中和工序。（4）中和工序由二级分解器来的分解产物首先经分解产物冷却器（PE-17）冷却后，大部分加入多胺中和硫酸，小部分分解液与硫酸钠溶液混合进入中和反应器（PD-21），分为水相和油相，水相与来自回收工段的酚钠以及来自酸泵的浓硫酸混合反应后与油相混合萃取分层，部分水相送至回收工段回收苯酚、丙酮，部分水相与分解液混合返回中和

16、反应器，油相与多胺中和的分解液混合后送入分解液罐。2.1.5工艺流程设计参数原料厂外运输损失率% 0.5原料厂外运输损失率% 0.5产品厂里储运损失率% 0.5产率% 85 3 工艺计算及设备选型3.1 CHP的提浓塔PT-5的工艺计算3.1.1物料衡算图3-1 进料图计算依据：（1）塔PT-5进料流量组成：表3-1 60号物料组成名称Kg/hWt%MO+EB30.14Cumene196298.14-MS00.02Anone20.08Cnol80.38CHP231.14Others20.10总计2000100表3-2 86号物料组成名称Kg/hWt%MO+EB390.10Cumene26841

17、68.54-MS50.01Anone1170.30Cnol7882.01CHP1091527.87Water4311.01总计39165100（2）塔PT-5出料流量组成表3-2 87号物料组成名称Kg/hWt%MO+EB340.05Cumene2345463.50-MS40.01Anone130.03Cnol600.62CHP1414.33Water43131.46总计17003100表3-3 88号物料组成名称Kg/hWt%MO+EB80.05Cumene534931.46-MS10.01Anone1060.62Cnol7364.33CHP1079763.50Others60.03总计17

18、003100.对PT-5进行物料衡算由： (3-1)原料进液86： (3-2)原料进液60： （3-3）塔顶出液87： （3-4）塔釜出液88：物料衡算：3.1.2最小回流比的计算(1) 异丙苯和过氧化氢异丙苯的饱和蒸汽压 ：过氧化氢异丙苯的饱和蒸汽压可根据Antoine方程求算，即 （3-5）式中 ：t 物系温度，饱和蒸汽压，KpaA，B，C Antoine常数 以74为例，计算过程如下 ： 表34 异丙苯和过氧化氢异丙苯的饱和蒸汽压温度748897.5100116.5异丙苯 7539 13265 18897 2066336033过氧化氢异丙苯13640795010862103（2） 异丙苯

19、和过氧化氢异丙苯的气液平衡数据 ： 表35 异丙苯和过氧化氢异丙苯的气液平衡数据T/748894.510011655.4332.5919.8919.0317.13x0.6230.3350.2120.1860.078y0.9720.9430.8410.8110.592（3）塔内操作压力 ：表36 塔内操作压力组分饱 和 蒸 汽 压Pa塔顶进料塔底异丙苯404198877539过氧化氢异丙苯271056136（4）平均相对挥发度为：塔顶 ： 进料 ： 塔底 ： 全塔平均相对挥发度 ： （5）最小回流比 ： 取操作回流比 ： 3.1.3全塔理论塔板数（1）最小理论塔板数 采用芬克斯方程计算 ： （3

20、-6）（2）理论塔板数 采用李德公式计算 ： （3-7） 式中 ： 上式适用条件为 ： 0.010.9 则： 所以 ： （不包括再沸器） 按标准圆整N为17（不包括再沸器）3.1.4 精馏段理论塔板数（1）最小理论塔板数 采用芬克斯方程计算 ： （3-8）（2）理论塔板数 采用李德公式计算 ： （3-9） 式中 ： 上式适用条件为 ： 0.010.9 则： 0.010.9 所以 ： （不包括再沸器）按标准圆整N为10（不包括再沸器）3.1.5板效率及实际塔板数（1）在已知条件下的全塔效率可以由下式进行计算 ： 由全塔效率 ： （3-10）式中 ： E全塔效率；NT理论版层数；Np实际板层数 塔

21、板效率由奥康奈尔（）关联方程计算 ： （3-11）式中 ： 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； u塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 （2） 加料位置 由精馏塔的计算可知，精馏塔的加料板位于从塔顶往下数的第11块塔板。3.1.6塔和塔板主要工艺尺寸计算（1）塔高根据给定的分离任务，由理论塔板数计算塔的有效（接触段）高度。 （3-12）式中 ： Z塔高，m;NT塔内所需的理论板层数;ET总板效率; HT塔板间距，m;采用较大的板间距可以允许有较高的空塔气速，而不至于产生严重的雾沫夹带现象，塔径虽可以小些，但塔高要增加， 取板间距：HT=600mm ，板上清夜层高度：HL=100mm 则: Z=6.6

22、45m（2） 塔径根据圆管内的流量公式，可以写出塔径与气体流量及空塔气速的关系， 即： （3-13） 式中 ： 塔径， m；Vs塔内气体流量， m3/s； 空塔气速，即空塔计算的气体线速度，m/s。塔径的计算关键在于确定适宜的空塔汽速U， 有： （3-14）式中 ： 极限空塔汽速，m/s； 负荷系数； 液相密度， Kg/m3； 汽相密度，Kg/m3。负荷系数的值取决于阻力系数及液滴直径，可以由使密斯负荷关联图查得。首先，取塔板液上层高度hL为0.1 m，则HT-HL=500 mm精馏段操作压力 ： 常压P=35 mmHg 操作温度 ： T=375.5 K 物质的物性： 液体密度表面张力由化工手

23、册查得粘度：L=0.08平均相对挥发度：=28.8 L=2.305利用公式: (3-15)代入数值： 由图查得： 又利用公式 (3-16)代入数值，得： 塔板允许有效空塔气相速度（以截面积扣除降液管面积计算的速度） (3-17)代入数值: 表观空塔气相速度（按全塔截面计）： 初估塔径： (3-18)圆整得： D=2500 mm（3） 溢流装置采用U形流、弓形降液管、平形受液盘及平形流堰，计算如下。.溢流堰长lW取堰长lw为0.60D，即： .出口堰高hW (3-19)由，查图得：E为0.38所以， 则， .降液管宽度Wd降液管面积Af 由，查图得：Wd/D=0.124， Af/AT=0.075

24、 故， 液体在降液管中停留的时间： . 降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速uo为0.08 m/s依公式 (3-20)计算降液管底隙高度ho（4）塔板布置 .取边缘区宽度WC=0.065 m、安定区宽度WS=0.1 m .开孔区面积 (3-21) 其中 （5）筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径d为20 mm，正三角形排列，不锈钢的板厚为4 mm，取 t/d=4.0， 故，孔中心距 ： 塔板上开孔区开孔率，即 每层塔板上的开孔面积为 气体通过筛孔的汽速3.1.7塔板负荷性能方程（1） 雾沫夹带线1 根据Hunt的经验式 (3-22) 式中 （a） 近似取E1.0，hW=0.047 m， lw=

25、1.5 m 故 （b） 取雾沫夹带极限值 ev为0.1Kg液/kg气，已知，并将（a）、（b）代入Hunt经验式，得 ： 整理得 ： （2）液泛线 为防止液泛，降液管内的清夜层高度Hd应为 ： 式中 ： 故: （a） 近似取， 则 ： （b） 因为由得为0.7， 其中 ： （c） （d） 将HT为0.5 m， hW为0.057 m，为0.057及（b）、（c）、（d）代入（a）式得： 整理得 ： （3）液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为4秒， 得 ： （4）漏液线（气相负荷下限线） 由 、代入漏液点气速式 ： (3-23) 代入上式并整理得 ： （5）液相负荷下限线 取平堰、堰上液层高

26、度作为液相负荷下限条件，近似则 ： 整理得 ： 3.1.8冷凝器的计算对全凝器作热量衡算，以单位时间为基准，并忽略热损失，则：.热负荷 (3-24)式中 ：全凝器的热负荷；塔顶上升蒸汽的焓；塔顶馏出液的焓 令回流液在饱和温度下进入塔内，则： 则 ，.冷却水流量 (3-25)式中 ： 则 ， .平均温度差 而 ：查对数温度校正图，得 .设备选型 根据总传热速率方程式 ： (3-26) 所以选AJM卧式冷凝器3.2 PD-95塔的工艺计算3.2.1物料衡算图3-2 PD-5塔进料图计算依据：（1）：塔PD-95进料流量组成：表3-7 67号物料组成名称Kg/hWt%MO+EB10.01Cumene

27、81511.96Anone10.01Cnol30.04CHP180.26Others50.07Water6038.85O23655.36N2500173.39CO230.03总计6841100表3-8 71号物料组成名称Kg/hWt%MO+EB10.01Cumene72610.76Anone10.01Cnol30.04CHP170.25Others50.07Water5377.96O23715.50N2508475.36CO230.04总计6748100（2）塔PD-95出料流量组成表3-9 73号物料组成名称Kg/hWt%Cumene1030.94Water760.69O27366.69N2

28、1008591.64CO250.04总计11005100表3-10 74号物料组成名称Kg/hWt%MO+EB20.08Cumene14385624Anone20.08Cnol60.23CHP351.37Others100.39 Water106441.61总计2557100（3）对PD-95进行物料衡算由： （3-27）原料进液67： 原料进液71： 塔顶出液73：塔釜出液74：物料衡算：3.2.2最小回流比的计算（1） 异丙苯和氮气的饱和蒸汽压 ：氮气的饱和蒸汽压可根据Antoine方程求算，即 （3-28）式中 ：t 物系温度，饱和蒸汽压，KpaA，B，C Antoine常数由化工手册查

29、得的安东尼常数： 以2.9为例，计算过程如下 ：当时， （2） 异丙苯和氮气的气液平衡数据 ：表 310 异丙苯和氮气的饱和蒸汽压温度异丙苯2.946881.38135.6926.355718.57678.45438.360394.861356.9051.565463.612713.8165.170469.305427.6375.474473.198141.4488.179067.8613569.07表 311异丙苯和氮气的气液平衡数据T/2.926.338.351.5 65.1345.50182.12644.50924.12212.833x0.5960.4960.4510.4030.347y

30、0.9980.9880.9730.9420.873T/75.488.19.1475.827x0.2990.22y0.7950.621（3）塔内操作压力 ：表 312塔内操作压力组分饱 和 蒸 汽 压，Kpa塔顶进料塔底异丙苯1.3562.7131.35氮气60.39465.46346.881（4）平均相对挥发度为：塔顶 ： 进料 ： 塔底 ： 全塔平均相对挥发度 ： （5）最小回流比 ： （3-29） 取操作回流比 ： 3.2.3全塔理论塔板数设计物料的进料温度为40，操作压力为28000Pa。是饱和蒸汽进料 操作线方程：操作回流比R=0.8 由精馏的操作方程得： （3-30）根据以上的数据及

31、方程作图：图3-3 理论板数图3.2.4塔和塔板主要工艺尺寸计算（1）塔高根据给定的分离任务，由理论塔板数计算塔的有效（接触段）高度。 （3-31）式中 ： Z塔高，m;NT塔内所需的理论板层数;ET总板效率; HT塔板间距，m; 总板效率采用较大的板间距可以允许有较高的空塔气速，而不至于产生严重的雾沫夹带现象，塔径虽可以小些，但塔高要增加，设计塔板间距，板上清夜层高度由化工手册查得粘度：平均相对挥发度： 由图查得：（2）塔径 根据圆管内的流量公式，可以写出塔径与气体流量及空塔气速的关系， 即： （3-32） 式中 ： 塔径， m；Vs塔内气体流量， m3/s； 空塔气速，即空塔计算的气体线速

32、度，m/s。塔径的计算关键在于确定适宜的空塔汽速U， 有： （3-33）式中 ： 极限空塔汽速，m/s； 负荷系数； 液相密度， Kg/m3； 汽相密度，Kg/m3。负荷系数的值取决于阻力系数及液滴直径，可以由使密斯负荷关联图查得。首先，取塔板液上层高度hL为0.1m，则精馏段操作压力 ： 常压P=0.28Mpa 操作温度 ： T=313.5K物质的物性： 利用公式 （3-34）代入数值： 由图查得：图3-4 筛板塔液泛关联图又利用公式 （3-35）代入数值，得： 塔板允许有效空塔气相速度（以截面积扣除降液管面积计算的速度） （3-36）代入数值： 表观空塔气相速度（按全塔截面计）初估塔径：