年產(chǎn)4600噸醫(yī)藥中間體2-甲基呋喃的工藝裝置及安全設計

年產(chǎn)4600噸醫(yī)藥中間體2-甲基呋喃的工藝裝置及安全設計摘要I I目錄12310_WPSOffice_Level1摘要 I29564_WPSOffice_Level2Abstract II8509_WPSOffice_Level1引言 131439_WPSOffice_Level1第一章文獻綜述 29605_WPSOffice_Level21.12-甲基呋喃的性質(zhì)和用途 28020_WPSOffice_Level31.1.12-甲基呋喃的性質(zhì) 29093_WPSOffice_Level31.1.22-甲基呋喃的用途 225547_WPSOffice_Level21.22-甲基呋喃的生產(chǎn)技術現(xiàn)狀 25977_WPSOffice_Level31.2.1生產(chǎn)設備及流程簡介 220153_WPSOffice_Level31.2.2生產(chǎn)中存在的問題及改進建議 325835_WPSOffice_Level21.3糠醛加氫制2-甲基呋喃催化劑的研究進展 45647_WPSOffice_Level31.3.1鉻銅系催化劑 428010_WPSOffice_Level31.3.2無鉻銅系催化劑 55431_WPSOffice_Level31.3.3非晶態(tài)合金催化劑 62469_WPSOffice_Level31.3.4相轉移催化劑 618574_WPSOffice_Level1第二章工藝原理及工藝流程 722568_WPSOffice_Level22.1工藝原理 78585_WPSOffice_Level32.1.1反應的特點 71352_WPSOffice_Level32.1.2影響加氫因素 824852_WPSOffice_Level22.2工藝流程 109346_WPSOffice_Level32.2.1工藝流程圖解 1020982_WPSOffice_Level32.2.2工藝流程敘述 1111732_WPSOffice_Level1第三章物料衡算 1219256_WPSOffice_Level23.1消耗定額 121798_WPSOffice_Level33.1.1消耗定額計算 1225313_WPSOffice_Level33.1.2計算模型 1432753_WPSOffice_Level33.1.2消耗定額計算 1615244_WPSOffice_Level23.2氣化塔T-101物料衡算 178777_WPSOffice_Level33.2.1計算模型 1727547_WPSOffice_Level33.2.2結果及表格 1830840_WPSOffice_Level23.3反應器R-101物料衡算 1913078_WPSOffice_Level33.3.1計算條件及計算模型 1919593_WPSOffice_Level33.3.2模型計算結果列表 207547_WPSOffice_Level33.3.3計算結果驗證 2010037_WPSOffice_Level23.4蒸餾塔物料衡算 2322276_WPSOffice_Level33.4.1計算模型 2322673_WPSOffice_Level33.4.2計算內(nèi)容 2331025_WPSOffice_Level1第四章熱量衡算 2524300_WPSOffice_Level24.1熱量衡算原理及方法 2528827_WPSOffice_Level34.1.1熱量衡算的原理 2526077_WPSOffice_Level34.1.2計算 2510609_WPSOffice_Level24.2反應器R101熱量衡算 2731743_WPSOffice_Level34.2.1計算條件 276473_WPSOffice_Level34.2.2計算模型 2820476_WPSOffice_Level24.3糠醛預熱器E101熱量衡算 2822492_WPSOffice_Level34.3.1計算條件 2830017_WPSOffice_Level34.3.2計算內(nèi)容 294919_WPSOffice_Level24.4醛氫過熱器E102熱量衡算 2922357_WPSOffice_Level34.4.1計算條件 2928586_WPSOffice_Level34.4.2計算內(nèi)容 2931884_WPSOffice_Level24.5塔頂冷凝器E201熱量衡算 302168_WPSOffice_Level34.5.1計算條件 3028781_WPSOffice_Level34.5.2計算內(nèi)容 3027410_WPSOffice_Level24.6塔底再沸器E202（精餾塔T201）熱量衡算 318840_WPSOffice_Level34.6.1計算條件 312337_WPSOffice_Level34.6.2計算內(nèi)容 3125813_WPSOffice_Level1第五章2-甲基呋喃生產(chǎn)過程的安全管理 3316363_WPSOffice_Level25.1安全分析 3319973_WPSOffice_Level25.2應急援救 3318391_WPSOffice_Level1參考文獻 3410098_WPSOffice_Level1致謝 36摘要2-甲基呋喃是一種化工原料的有機合成中間體，廣泛應用于醫(yī)藥產(chǎn)業(yè)等?？啡┦且环N可再生的生物質(zhì)能源。現(xiàn)在國內(nèi)外的生產(chǎn)技術現(xiàn)狀都是通過農(nóng)業(yè)的糠醛加氫制造2-甲基呋喃。我國的糠醛產(chǎn)量年產(chǎn)值在10萬噸左右，但是很多都廉價出口。而本次設計的主要目的是以糠醛、氫氣為反應原料，通過在反應器中催化加氫反應，設計合成年產(chǎn)4200噸2-甲基呋喃工藝設計。因為合成2-甲基呋喃的反應過程比較復雜，容易有副產(chǎn)物的產(chǎn)出，所以為了在工業(yè)中合成出較為純凈的2-甲基呋喃，本次設計主要研究加工設備，催化劑種類對糠醛加氫生產(chǎn)2-甲基呋喃的影響，并探索優(yōu)化工藝條件，通過一系列計算得到最佳的物料比，解決了工業(yè)生產(chǎn)2-甲基呋喃難題。并且完成了生產(chǎn)過程中的安全設計。關鍵詞：糠醛；2-甲基呋喃；安全設計；加氫；工藝設計AbstractIIAbstract2-methylfuran(2-methylfuran)isanorganicsyntheticintermediateofchemicalrawmaterials,whichiswidelyusedinpharmaceuticalindustryandsoon.Furfuralisarenewablebiomassenergysource.Atpresent,thepresentsituationofdomesticandinternationalproductiontechnologyistoproduce2-methylfuranthroughfurfuralhydrogenationinagriculture.TheannualoutputoffurfuralinChinaisabout100000tons,butmanyofthemareexportedcheaply.Themainpurposeofthisdesignistosynthesize4200tonsof2-methylfuranperyearbycatalytichydrogenationoffurfuralandhydrogeninthereactor.Becausethereactionprocessofsynthesizing2-methylfuraniscomplicatedandeasytoproduceby-products,inordertosynthesizemorepure2-methylfuraninindustry,thisdesignmainlystudiestheprocessingequipment.Theeffectofcatalysttypeontheproductionof2-methylfuranfromfurfuralhydrogenationwasstudiedandtheoptimummaterialratiowasobtainedthroughaseriesofcalculations.Thedifficultproblemofindustrialproductionof2-methylfuranwassolved.Andcompletedthesafetydesignintheproductionprocess.Keywords:Furfural；2-methylfuran；SafetyDesign；Hydrogenation；ProcessDesign引言引言2-甲基呋喃是一種重要的機合成中間體，在溶液聚合當中為溶劑?？捎靡院铣晌於?、戊二醇、乙酰丙醇以及酮類和2-甲基四氫呋喃。在醫(yī)藥工業(yè)中，用于合成維生素B1、磷酸氯喹和磷酸伯氨喹等。在之前的生產(chǎn)中2-甲基呋喃可由源自石油的生產(chǎn)路線或通過農(nóng)作物中制備獲得。在近些年來糠醛制造2-甲基呋喃的生產(chǎn)工藝越來越成熟,并且也越來越簡單,而與此同時的是，世界上的石油因為不斷使用，導致越來越少，所以石油越來越貴,而糠醛生產(chǎn)2-甲基呋喃的工藝是用農(nóng)業(yè)上的廢料來完成的，所以相比于石油成本就降低了很多，所以世界范圍內(nèi)，糠醛生產(chǎn)2-甲基呋喃越來越普及。而我國作為一個農(nóng)業(yè)大國,糠醛生產(chǎn)很多所以由糠醛加氫制2-甲基呋喃更適合我國,具有良好的工業(yè)應用前景。我國對于生產(chǎn)2-甲基呋喃的催化劑種類，一般使用的都是鉻銅類催化劑。由于鉻對環(huán)境污染較大，人們開始研究無鉻銅基催化劑。但是，銅基催化劑的選擇性和穩(wěn)定性仍有待提高，這主要是因為糠醛在銅基催化劑下能發(fā)生多種加氫反應。所以對于糠醛加氫制2-甲基呋喃催化劑和反應條件很重要。本次設計主要是通過了解工藝原理，以及通過對糠醛加氫的物料衡算和熱量衡算，以年產(chǎn)4600噸2-甲基呋喃為設計能力，對合成精餾工段進行工藝及安全設計。沈陽科技學院學士學位論文第一章文獻綜述第一章文獻綜述1.12-甲基呋喃的性質(zhì)和用途1.1.12-甲基呋喃的性質(zhì)2-甲基呋喃別名叫做斯爾烷，分子量為82.101，是一種具有醚樣氣味的無色液體，在空氣或者長時間光照下，會生成極具爆炸危險性的過氧化物，由于它的水溶性很差，所以在空氣中會變黃至黑色。分子結構式為C5H60，沸點很低，只有63到66攝氏度，物理性質(zhì)不做過多介紹。能夠微溶于水，并且混溶于乙醇、乙醚、丙酮等。能被氫氧化鈉溶液分解，易燃，并且具有麻醉作用,能夠讓腸、胃、肝臟功能出現(xiàn)異常。對眼睛有刺激作用。實驗資料報道，有致突變作用。對于MF，它們非常有吸引力。1.1.22-甲基呋喃的用途在我國乃至全世界范圍內(nèi)，2-甲基呋喃都有著很廣泛的應用。尤其是在生物醫(yī)藥農(nóng)藥農(nóng)業(yè)領域當中。在醫(yī)藥領域當中，主要用來生產(chǎn)藥物。生物燃料的性質(zhì)決定了其在發(fā)動機中的燃燒性能。由于2-甲基呋喃的沸點和熔點都是較低的，低溫下易發(fā)生反應合成一系列的化工產(chǎn)品。因為主要生產(chǎn)是由糠醛作為原料，所以價格很是低廉，具有被應用于工業(yè)上的巨大潛力。1.22-甲基呋喃的生產(chǎn)技術現(xiàn)狀1.2.1生產(chǎn)設備及流程簡介生產(chǎn)的時候主要由壓縮機、汽化器、反應器、蒸餾釜這四類生產(chǎn)設備進行生產(chǎn)，也就是進行反應的一系列過程。而生產(chǎn)流程是糠醛蒸汽和氫氣在催化劑存在下進行反應,生成2-甲基呋喃。主要流程是糠醛進入汽化器，氫氣也進入汽化器，最后兩者的混合蒸汽從汽化器流出，進行完成加氫反應，以生成產(chǎn)物，而在此反應的過程中，定會有一部分的氫氣沒有發(fā)生反應，這時未反應的氫氣會返回汽化器繼續(xù)進行反應，而已經(jīng)反應完全的生成的產(chǎn)物會等到冷卻之后再進行精餾，就得到了成品。1.2.2生產(chǎn)中存在的問題及改進建議（1）在生產(chǎn)實際情況中，原料的質(zhì)量對催化劑的使用周期有很大的影響，通過對比試驗發(fā)現(xiàn)，在生產(chǎn)剛剛開始的時候，由于選用的糠醛不夠純凈，導致雜質(zhì)較多，雜質(zhì)在反應剛開始的時候，會隨著糠醛一同進入并且發(fā)生反應，這就會導致發(fā)生一個問題，催化劑的催化會因為雜質(zhì)而降低，而隨著反應的不斷加劇，雜質(zhì)雖然沒有減少，但是催化劑在逐漸減少，所以就會導致效果越來越差，而且由于雜質(zhì)過多，一些其他產(chǎn)物也就會很多，而催化劑的使用會縮短[1]。（2）催化劑的填裝方式對催化劑也有較大的影響，通過對比實驗發(fā)現(xiàn)，在更換催化劑時，發(fā)現(xiàn)大部分破碎的催化劑把防止催化劑掉落的擋網(wǎng)部分甚至完全堵死了，導致有些管路的催化劑不變，而有些管路的催化劑在變少，所以為了避免這種問題發(fā)生，在填裝催化劑之前要檢查催化劑的完整性[1]。（3）在工廠生產(chǎn)中，催化劑本身的質(zhì)量和投放催化劑的數(shù)量對生產(chǎn)也有很大的影響，在放進催化劑的時候，不可以一次性全部的全部放入，一定要慢慢的一定數(shù)量的進行放入催化劑，而在生產(chǎn)過程中的升溫也要按照要求來操作，，要保證水分干凈才能繼續(xù)放進催化劑[1]。（4）在生產(chǎn)中進行操作的時候一定要注意，因為一些不當?shù)牟僮?，會使得催化劑降低使用，更有可能發(fā)生催化劑停止反應，當催化劑發(fā)生停止反應的時候，這時一定要調(diào)整投料量,使催化劑在此溫度下仍有活性,催化能力就會慢慢的恢復到原來的大小。而汽化器堵塞問題是每個周期都會遇到的問題，遇到此為題時應多加注意并且熟練操作[1]。（5）在我國的生產(chǎn)2-甲基呋喃的工廠中，主要采用的都是列管固定床反應器，這種反應器在國內(nèi)很普遍，因為其過程簡單。通常為了能夠讓各個溫度保持在一定區(qū)間，會進行降低管徑，但是降低管徑就會發(fā)生另一個問題，就是管道的數(shù)目增加了，會增加生產(chǎn)的成本，所以在選用管徑的時候，一定要考慮清楚。（6）在關于床層高度的問題上面，實驗的時候可以不考慮軸向擴散影響。當經(jīng)過試驗研究后發(fā)現(xiàn)，當床層高度低時，收率會發(fā)生減少的情況，而當床層高度高的時候，由于一系列的原因，收率也會發(fā)生減少的情況，所以在最后實驗結果表明，1.5-2m是最合理的床層高度。（7）擴大生產(chǎn)時每一套生產(chǎn)能力是很重要的，因為我國的國情原因，現(xiàn)在國內(nèi)生產(chǎn)廠家的生產(chǎn)能力都很小，而直到現(xiàn)在，我國的總年產(chǎn)量依舊很小，因為關于每套生產(chǎn)能力這方面的研究，基本么有進行過，所以建議以后可以多做一些關于每套生產(chǎn)的研究。（8）現(xiàn)在我國各個生產(chǎn)廠家用的氣化基本一致，都是通過氫氣帶出糠醛這種氣化方式，但是這種氣化方式有很大的缺點，就是能力很低，而且結焦現(xiàn)象很嚴重。所以提議通過反應物預熱糠醛，這樣會減少結焦現(xiàn)象的發(fā)生。（9）在我國的普遍生產(chǎn)廠家中，冷凝反面的關注度并不是很高，一般都是在反應完成物質(zhì)出來后，第一次冷卻用自來水冷卻，但是到了第二個口的時候，溫度并沒有降低多少，這樣導致的就是，副產(chǎn)物的生成會越來越多，而且轉化率也會降低。所以建議以后生產(chǎn)冷卻時，第一次依舊不變，但是二次冷卻的時候改為冷凍液，這樣可以使得出口的物料溫度降低,經(jīng)過計算，這樣可以提高平衡轉化率。1.3糠醛加氫制2-甲基呋喃催化劑的研究進展1.3.1鉻銅系催化劑在亞鉻酸銅催化劑最早的研究進展是外國的Adkins等人。后來所有有關此類催化劑的研究都是在這個研究的基礎上進行的。后來Burnette等人進行了有關負載型催化劑的研究。在之前的一些外媒報道中,如果采用Cu-Cr/石墨這一類的催化劑,在一定適宜的條件下，進行糠醛氣相加氫制2-甲基呋喃,2-甲基呋喃的選擇性能夠增加很多。但是這樣的后果就是加劇了副產(chǎn)物的產(chǎn)出，并且在反應完成后，由于副產(chǎn)物的增多，分離很困難。我國的鄭純智等人[2]對亞鉻酸銅催化劑進行了研究。發(fā)現(xiàn)當在一定的溫度條件下，適宜的PH以及適宜的物質(zhì)的含量下，一定量的銅能夠阻止糠醇發(fā)生樹脂反應，而一定量的鉻可以防止一定量的副產(chǎn)物的產(chǎn)生。并且對催化劑試驗前后對發(fā)現(xiàn)，由于銅的重結晶使得催化劑的活性不斷降低。我國的沈延明等人[2]通過對Cu-Cr/Al2O3催化劑的活性的研究,他們在對比實驗中，選擇不同的反應條件進行研究對比，以期望得到產(chǎn)物收率最高的條件。最后他們對比實驗得出的結論是，當有Cr加入時，會使得銅提高的分散度，進而直接影響糠醛加氫，如果分散度太高的話，反應會加劇副產(chǎn)物的產(chǎn)生。我國上海石油化工院的劉仲能[3]研制了Cu-Cr/Al2O3催化劑，以此為催化劑進行糠醛加氫研究。通過試驗研究數(shù)據(jù)對比發(fā)現(xiàn)次催化劑具有副產(chǎn)物少、收率高、穩(wěn)定、壽命長的特點。通過仔細觀察此催化劑的表面分布,發(fā)現(xiàn)此催化劑能夠提高2-甲基呋喃的生產(chǎn)質(zhì)量以及數(shù)量。我國國內(nèi)的吳世華[2]利用三種方法制備了Cu-Cr/γ-Al2O3催化劑,并用衍射和電子光譜等技術對這些催化劑進行表征。通過對比數(shù)據(jù)得出催化劑的活性高,導致對產(chǎn)物的選擇性很低,而三種方法中的CP、CI兩種方法制活性低,導致產(chǎn)物的選擇性略高。我國的楊駿[2]等人采用固定床反應器,研究了Cu-CrCa-Ba與Cu-Cr催化劑上糠醛常壓選擇加氫制2-甲基呋喃的反應。經(jīng)過對比試驗發(fā)現(xiàn),當反應中添加進了反應助劑能夠提高選擇性,催化劑能夠有非常強的活性，這時候糠醛的轉化率能夠達到很高,而2-甲基呋喃選擇性為90.3%?，F(xiàn)在我國國內(nèi)的許多廠家生產(chǎn)2-甲基呋喃使用的都是LFT-95型催化劑。此催化劑和國內(nèi)同類型的催化劑相比來說，優(yōu)點有許多，所以在我國國內(nèi)工廠中普遍使用。銅鉻催化劑的進度還有很多，但是這里就不一一列舉了，雖然這類催化劑選擇性高，活性好，但是污染嚴重，而且熱穩(wěn)定性差。再加上近些年我國乃至全球都在加大環(huán)保力度，所以對無鉻催化劑的研究逐漸展開了。1.3.2無鉻銅系催化劑我國的高玉晶等人[2]進行了Raney銅催化劑研究。對一系列的試驗研究發(fā)現(xiàn)，當實驗條件達到一定數(shù)值的時候，糠醛會完成全部轉化,而產(chǎn)物的選擇性更是能夠高達94.65%。在我國國內(nèi)的吳靜[2]等人研究不同量的超細負載型催化劑，此類催化劑屬于無鉻銅系催化劑,他們在試驗研究中和對比實驗中發(fā)現(xiàn)，若是想要催化活性好的話，必須要使得催化劑的晶粒變得越小越好，當然，不能夠變得過小。另外,孔令艷、吳靜等人采用的均勻設計法對負載型催化劑進行研究和篩選。發(fā)現(xiàn)在反應條件達到一定時，糠醛會完成全部的轉化，而產(chǎn)物的選擇性甚至能夠高達94.5%。在我國國內(nèi)劉建民[2]等人研究了載體是硅膠球粒的銅胺催化劑。他們在實驗中，經(jīng)過對比試驗得到的數(shù)據(jù)。發(fā)現(xiàn)當在合適的條件下,糠醇能夠達到極其高的轉化,而且產(chǎn)物的選擇性也會到達很高。在試驗的最后他們發(fā)現(xiàn)，改變適當?shù)脑囼灄l件，會大大降低產(chǎn)物的選擇性。1.3.3非晶態(tài)合金催化劑非晶態(tài)合金物質(zhì)被發(fā)現(xiàn)與1996年，因為它具有很獨特的結構，座椅很多研究人員的目光便轉移到了它的身上，因為它的選擇性很特殊，一般的晶態(tài)合金的選擇性還沒有它高，而且相比于其他催化劑，它還有很多的優(yōu)點。所以科學家認為它作為催化劑的前景一定很廣闊。而現(xiàn)在關于此類催化劑的研究都主要集中在糠醛制糠醇，因為使用此類催化劑制2-甲基呋喃的還很少，所以近些年來的此類催化劑研究只有不多的種類，但是也在逐漸進行加大研究力度。其中我國的研究此類催化劑制2-甲基呋喃就有盧偉偉等人[2]，他們通過做實驗研究發(fā)現(xiàn)，鐵使反應物的活化逐漸增強，從而進行生成2-甲基呋喃。1.3.4相轉移催化劑相轉移催化劑是可以使\t"/item/%E7%9B%B8%E8%BD%AC%E7%A7%BB%E5%82%AC%E5%8C%96%E5%89%82/_blank"反應物進行相轉移，使得另一反應系統(tǒng)的反應速率的增加的催化劑。我國的溫輝梁等科學家在相轉移催化條件下,進行糠醛還原生產(chǎn)2-甲基呋喃。通過對比試驗發(fā)現(xiàn)，在實驗當中反應收率最高也才達到62%。這種方法使用的原料較多，而且副產(chǎn)物較多，產(chǎn)品的分離提存還很困難，所以現(xiàn)在很少有研究。沈陽科技學院學士學位論文第二章工藝原理及工藝流程第二章工藝原理及工藝流程2.1工藝原理2.1.1反應的特點按下式反應，在催化劑的催化作用中，糠醛和氫氣反應生成2-甲基呋喃:糠醛2-甲基呋喃主反應+=糠醛2-甲基呋喃主反應+=+副反應+=++=+=+=+2H2=2-甲基四氫呋喃2-甲基四氫呋喃正戊醇正戊醇糠醇糠醇α-甲基-α-甲基-γ-丁內(nèi)酯γ-戊內(nèi)酯糠醛通過催化劑反應生成了糠醛，這時如果不能夠及時的終止反應，會使得反應進一步加強，從而會有副產(chǎn)物的產(chǎn)生。所以對于此反應，反應條件必須要精準的控制，否則會加劇副產(chǎn)物的產(chǎn)出。2.1.2影響加氫因素（1）溫度的影響平衡常數(shù)與反應溫度的關系以下式表示:（2-1）式中:Kp-反應的平衡常數(shù);H°-標準反應熱效應;T-反應溫度;R-氣體常數(shù)H°為正值的時候,反應是吸熱反應,若是這個時候,,因為會逐漸增大,所以提高溫度對于吸收反應有利。如果H°為負值，反應是放熱反應,,因為會逐漸減小，所以提高溫度反而不利于放熱反應的進行。在實驗過程中催化劑用的是Cu-Cr,在反應進行的時候，此催化劑的運行周期是一個月，在此反應剛開始的時候和反應進行的最劇烈的時候，要及時的控制反應溫度,而反應后期,反應的溫度必須進行提高，在最后的反應溫度能夠到達很高。在控制反應溫度的時候，要注意反應催化劑的種類，進行適當?shù)恼{(diào)控溫度。對于活性較高的催化劑，要進行適當?shù)慕档蜏囟萚4]。壓力的影響壓力的影響,可以用下列式子表達:（2-2）是表示平衡常數(shù)，它反映了平衡轉化率;使用逸度表示的平衡常數(shù);是以逸度系數(shù)表示的平衡常數(shù);表示的是反應壓力；表示的是反應前后氣體體積的變化；由上式可見,對于體積減小的反應,增加壓力對提高轉化率有利。對于體積增加的反應，增壓平衡常數(shù)將減小,對反應不利.當反應前后體積不變,則壓力對反應的平衡常數(shù)沒有影響?？啡┲?-甲基呋喃的反應,是一個體積逐漸減小的反應。而且增加壓力,分子間靠的緊,會增加碰撞機會。所以增加壓力對反應有利。因為在固定床內(nèi)進行的反應過程是由化學反應和物理過程結合在一起的極為復雜的綜合過程,所以,選擇工藝條件必須綜合考慮具體情況,因地制宜[4]。反應配比的影響如果想要使得反應中的一個物質(zhì)能夠得到充分地利用,想要物質(zhì)能夠的達到高的轉化率,就要提高其他物質(zhì)的使用量。在生產(chǎn)2-甲基呋喃的過程中,想要達到的是糠醛的高轉化率,這樣可以方便氫氣的循環(huán)。在此反應中,氫氣與糠醛理論摩爾比為2∶1,我們的生產(chǎn)裝置中,氫與糠醛的摩爾比為15～20。另外,選擇高的氫醛比,反應物熱容增大,也可帶走反應熱,使物料溫度變化小,床內(nèi)溫差也就變小,使操作平穩(wěn),延長催化劑壽命。但是,氫過量太大,會降低生成物濃度,使得大量產(chǎn)品氣體在系統(tǒng)中循環(huán)。會使得動力消耗增大嚴重，增加了成本。所以,要根據(jù)各生產(chǎn)廠中自身的實際情況選用合適的氫醛比[4]?？臻g速度和停留時間空間速度,簡稱空速,是單位體積催化劑單位時間的進料量,用公式表示：（2-3）接觸時間又叫停留時間，它是空速的倒數(shù)。當空間速度過大或者停留時間過短，都會導致反應發(fā)生的不完全;反之則會提高副反應的發(fā)生。所以,通過實驗或生產(chǎn)實際,找出一個優(yōu)宜的空速是非常必要的[4]。2.2工藝流程2.2.1工藝流程圖解工藝流程如圖所示：圖2.12-甲基呋喃工藝流程V101：糠醛儲罐R601：管式反應器P101A/B：進料泵E103：氫氣預熱器E101：糠醛預熱器E104：一冷換熱器T101：氣化塔E105：二冷換熱器C101：循環(huán)風機E106：三冷換熱器E104：氫氣預熱器V103：粗品接收罐P102A/B：糠醛循環(huán)泵P201A/B：泵E102：醛氫過熱器P103A/B：導熱油循環(huán)泵R101：反應器2.2.2工藝流程敘述由糠醛儲罐V101來的0.1MPa、25℃的糠醛經(jīng)進料泵P101A/B送入糠醛預熱器E101由蒸汽加熱至88℃，然后進入氣化塔T101。在氣化塔由來自循環(huán)風機C101和氫氣預熱器E104的0.18MPa、167℃的循環(huán)氣和氫氣的混合氣將糠醛氣化，塔底的糠醛由糠醛循環(huán)泵P102A/B經(jīng)糠醛加熱器E101循環(huán)返回氣化塔。氣化塔出口的醛氫混合氣溫度為92℃，經(jīng)醛氫過熱器E102由230℃導熱油將醛氫混合氣加熱到215℃，然后進入反應器R101，入口壓力0.17MPa。在220℃~240℃的溫度下，經(jīng)環(huán)保型Cu基催化劑的作用將糠醛全部加氫反應生產(chǎn)2-甲基呋喃、糠醇和正戊醇等產(chǎn)物。R601為管式反應器，管內(nèi)裝催化劑，管外為導熱油?？啡┘託浞磻懦龅臒崃勘还芡獾膶嵊蛶ё?，反應器出口的混合氣溫度為220℃，壓力為0.14MPa，進入氫氣預熱器E103的管間降溫至88℃，出口氣進入一冷換熱器E104與冷卻水換熱，降溫至35℃。E104冷凝的氣體進入二冷換熱器E105繼續(xù)與冷卻水換熱，降溫至25℃，未冷凝的氣體繼續(xù)進入三冷換熱器E106與冷凍水換熱，降溫至7℃。由E103、E104冷凝的高沸物送入高沸物儲罐回收，由E105和E106出來的冷凝液進入粗品接收罐V103，然后由泵P201A/B送入精餾系統(tǒng)。經(jīng)蒸餾后，在塔頂?shù)玫?3.5℃的產(chǎn)品2-甲基呋喃，塔底殘液回收后用作燃料。反應器殼程的導熱油入口溫度為228℃，由導熱油循環(huán)泵P103A/B提供。反應器出口的導熱油經(jīng)E102加熱醛氫混合氣后，返回導熱油循環(huán)系統(tǒng)。沈陽科技學院學士學位論文第四章熱量衡算 沈陽科技學院學士學位論文第三章物料衡算第三章物料衡算3.1消耗定額3.1.1消耗定額計算確定1噸2-甲基呋喃所需的糠醛、氫氣、放空氣、廢水量和高沸物的量。主要設備有氣化塔T-101、反應器R-101、換熱器?；瘜W方程式為：C5H4O2+2H2=C5H6O+H2O（3-1）C5H4O2+4H2=C5H10O+H2O（3-2）C5H4O2+5H2=C5H12O+H2O（3-3）C5H4O2+H2=C5H6O2（3-4）C5H4O2+2H2=C5H8O2（3-5）V-103V-103高沸物罐粗品中間儲罐V-101V-104去粗品大罐P糠醛儲罐廢水R-101E-101E-102T-101C-101E-103E-104E-105E-106新鮮氫B放空氣QKDACEGFHILJNOM圖3.1流程圖合成工段物料點：A、B、C、D、E、F、G、H、I、J、K、L、M、N、O、P、Q表3.1物質(zhì)代號物質(zhì)糠醛2-甲基呋喃2-甲基四氫呋喃正戊醇糠醇γ-戊內(nèi)酯代號123456789流量：Vikmol/t2-MF，kmol/hi=A，B，C，…，O，P，Q組成：xi,j,wi,j–液體的mol分率和質(zhì)量分率；yi,j–氣體的mol分率i—物料點；j—組分生產(chǎn)能力：t2-MF/a年工作日：300天表3.22-甲基呋喃工藝條件表物料組分號分子量原料糠醛A新鮮H2B粗品2-MFP高沸物J廢水O放空氣Q糠醛196.0899.50H222.0099.5084.002-甲基呋喃382.1085.505.800.801.002-甲基四氫呋喃486.133.601.200.20正戊醇588.152.8018.00糠醇698.102.5025.001.00γ-戊內(nèi)酯7100.1135.00H2O818.000.505.6015.0098.00N2928.000.5015.00表3.3糠醛單耗和氫醛比生產(chǎn)規(guī)?？啡﹩魏膖糠醛/t2-甲基呋喃氫醛比(入塔氣)molH2/mol糠醛4600噸/年1.46153.1.2計算模型根據(jù)質(zhì)量守恒定律和元素平衡可得：當C5平衡時：（3-6）當H2平衡時：（3-7）當O平衡時：（3-8）當N2平衡時:（3-9）糠醛單耗:（3-10）其中a為糠醛單耗A物料點的平均分子量粗品單耗：（3-11）其中p為粗品單耗--P物料點的平均分子量表3.4液體混合物mol%及評平均分子量的計算結果列表：物料糠醛H22-甲基呋喃2-甲基四氫呋喃正戊醇糠醇α-甲基-γ-丁內(nèi)酯H2ON2∑組分號1.002.003.004.005.006.007.008.009.00分子量96.082.0082.1086.1388.1598.10100.1118.0028.0原料糠醛99.500.50100.00ni1.040.031.06xA,i%97.392.61100.0093.570.4794.04粗品2-MF85.503.602.802.505.60100.00ni1.040.040.030.030.311.45xP,i%71.742.882.191.7621.43100.0058.902.481.931.723.8668.89高沸物5.801.2018.0025.0035.0015.00100.00ni0.070.050.831.73xJ,i%4.090.8111.8314.7620.2548.27100.003.360.7010.4314.4820.278.6957.92排水0.800.201.0098.00100.00ni0.010.000.015.445.47xO,i%0.180.040.1999.59100.000.150.040.1817.9318.29 以100kg物料為計算基準，由質(zhì)量百分含量wt%計算摩爾百分含量mol% （3-12）平均分子量 （3-13）單位時間2-MF產(chǎn)量 （3-15）表3.5液體混合物mol%及平均分子量的計算結果列表 物料組分號xA,i%xP,i%xJ,i%xO,i%糠醛197.3993.57H222-甲基呋喃371.7458.904.093.360.180.152-甲基四氫呋喃42.882.480.810.700.040.037正戊醇52.191.9311.8310.43糠醇61.761.7214.7614.480.190.18α-甲基-γ-丁內(nèi)酯720.2520.27H2O82.610.4721.433.8648.278.6999.5917.93N293.1.2消耗定額計算計算基準為1t產(chǎn)品 （1）糠醛量的計算：VA=1460kg/t2-MF=15.525kmol/t=932.778kg/h=9.919kmol/h（2）粗品量的計算：VP=1200kg/t2-MF=17.419kmol/t=766.667kg/h=11.129kmol/h（3）新鮮氫VB、放空氣量VQ、高沸物VJ和排水量VO的計算由計算模型，可得下表： 表3.6消耗定額表 kg/t2-MFkmol/tNm3/t2-MFKg/hkmol/hNm3/h原料糠醛A146015.52932.789.92氫氣B29.92670.2919.18428.24粗品P120017.42766.6711.13高沸物J155.212.679999.171.71排水O169.669.27108.395.93放空氣Q0.9922.340.6414.273.2氣化塔T-101物料衡算3.2.1計算模型計算時以1h為計算基準，示意圖如圖所示：放空氣Q放空氣Q氣化塔糠醛ACD新鮮氫B三冷氣M圖3-2氣化塔計算模型圖計算C物料由入塔氫醛比b可得：（3-16）（3-17） （3-18）計算和（3-19）（3-20）（3-21）計算和（3-22）（3-23）3.2.2結果及表格由方程（3-19），得14489.705kmol/h=1902.219+84.0+（-53.530） VM=150.488kmol/h 由方程（3-20），得 VC=168.970kmol/h 由方程（3-22），得 VD=178.888kmol/h 表3.7C物料計算結果Kmol/hNm3/hH2144.903245.6985.752-甲基呋喃1.5033.570.89N222.57505.6413.36∑168.973784.90100表3.8D物料計算結果Kmol/hNm3/h糠醛9.66216.385.40H2144.903245.6980.992-甲基呋喃1.5033.570.84H2O0.265.800.14N222.57505.6412.62∑178.894007.08100表3.9M物料計算結果Kmol/hNm3/hH2126.412831.5984.01.682-甲基呋喃1.5033.711.00.82N222.57505.6415.04.2∑150.493370.94100.06.703.3反應器R-101物料衡算3.3.1計算條件及計算模型反應器ED糠醛全部轉化，示意圖如圖所示反應器ED圖3.3反應器計算模型圖表3.10含碳產(chǎn)物選擇性SW,i（wt%）組分C5H6OC5H10OC5H12OC5H6O2C5H8O2Wt%86.83.363.6542.19計算模型基準為1h，并且根據(jù)質(zhì)量守恒定律可得下式：C5平衡：（3-24）H2平衡：（3-25）O平衡：（3-26）因為糠醛全部轉化，所以惰性氣體（3-27）根據(jù)化學反應及mol選擇性物質(zhì) （3-28）表3.11含碳產(chǎn)物選擇性（wt%） 組分分子量wt%molmol%C5H6O82.1086.81.0688.08C5H10O86.133.360.043.25C5H12O88.153.650.043.45C5H6O298.1040.043.40C5H8O2100.112.190.021.82∑1001.201003.3.2模型計算結果列表表3.12E物料計算結果物質(zhì)Kmol/hNm3/hMH2124.0762779.31274.2332.001.4852-甲基呋喃9.828220.1555.88082.104.8282-甲基四氫呋喃0.3638.1230.21786.130.187正戊醇0.3858.6220.23088.150.2037糠醇0.3798.4910.22798.100.2227α-甲基-γ-丁內(nèi)酯0.2034.5550.122100.110.122H2O9.336209.1385.58618.001.0057N222.573505.64113.50528.003.7817∑167.1443744.03610011.83373.3.3計算結果驗證冷凝系統(tǒng)不凝氣M冷凝系統(tǒng)不凝氣M反應器出口氣E高沸物J廢水O粗品P圖3.4驗證模型圖對于冷凝分離系統(tǒng)來說進入物料為：離開物料為：通過計算得出:=167.1444736 kmol/h= 1977.876kg/h= 169.2547716 kmol/h= 1982.650kg/h表3.13驗證計算結果列表組分分子量E[i]kg/hM[i]kg/hP[i]kg/hJ[i]kg/hO[i]kg/hM[i]+P[i]+J[i]+O[i]相對誤差%H22.00248.15252.82000252.82-1.882-甲基呋喃82.10806.91123.55655.55.750.87785.672.632-甲基四氫呋喃86.1331.240729.017.13正戊醇88.1533.93021.4717.85039.32-15.87糠醇98.1037.18019.1724.791.0845.04-21.13α-甲基-γ-丁內(nèi)酯100.1120.360034.71034.71-70.48H2O18.00168.06042.9314.87106.23164.042.39N228.00632.05632.05000632.050∑1977.881008.42766.6799.17108.391982.65-0.24因為要求相對誤差要求小于百分之二，所以此此含碳產(chǎn)物選擇性錯誤，當含碳選擇性達到下表時，相對誤差經(jīng)過計算是正確的。表3.14含碳產(chǎn)物選擇性（wt%）組分C5H6OC5H10OC5H12OC5H6O2C5H8O2Wt%4.93.7表3.15含碳產(chǎn)物選擇性（wt%） 組分分子量wt%molmol%C5H6O82.1084.11.0285.73C5H10O86.133.10.063.01C5H12O88.154.20.053.99C5H6O298.104.90.054.18C5H8O2100.113.70.043.09∑1001.195100表3.16E物料計算結果物質(zhì)Kmol/hNm3/hMH2124.042778.4374.332.001.492-甲基呋喃9.57214.275.7382.104.712-甲基四氫呋喃0.347.530.2086.130.17正戊醇0.449.970.2788.150.24糠醇0.4710.450.2898.100.27α-甲基-γ-丁內(nèi)酯0.357.730.21100.110.21H2O9.11204.005.4618.000.98N222.57505.6413.5328.003.79∑166.883738.0210011.85計算驗證相對誤差，結果如下表所示：表3.17驗證計算結果列表組分分子量E[i]kg/hM[i]kg/hP[i]kg/hJ[i]kg/hO[i]kg/hM[i]+P[i]+J[i]+O[i]相對誤差%H22.00248.07252.82000252.82-1.912-甲基呋喃82.10785.34123.55655.55.750.87785.67-0.042-甲基四氫呋喃86.1328.950229.01-0.20正戊醇88.1539.22021.4717.85039.32-0.24糠醇98.1045.76019.1724.791.0845.041.56α-甲基-γ-丁內(nèi)酯100.1134.550034.71034.71-0.45H2O18.00163.93042.9314.87106.23164.04-0.06N228.00632.05632.05000632.050∑1977.881008.42766.6799.17108.391982.65-0.243.4蒸餾塔物料衡算3.4.1計算模型計算基準依舊以1h為基準，產(chǎn)品組成(wt%)為：2-甲基呋喃99.5%， 甲基四氫呋喃0.5% TSRP示意圖如下圖所示：TSRPWW圖3.5蒸餾塔計算摩模型圖3.4.2計算內(nèi)容計算回流和塔頂蒸汽量：回流比為2.5計算公式為：（3-16）計算殘液量和組成和（3-17）計算結果為:=638.89 kg/h=1597.22kg/h=2236.11kg/h表3.18產(chǎn)品T物料表組分kg/hwT，i%2-甲基呋那635.6999.52-甲基四氫呋喃3.190.5∑638.89100表3.19回流液R物料表組分kg/hwR，i%2-甲基呋那1589.2499.52-甲基四氫呋喃7.990.5∑1597.22100表3.20塔頂蒸汽S物料表組分kg/hwS，i%2-甲基呋那2224.9399.52-甲基四氫呋喃11.180.5∑2236.11100表3.21粗品P物料表物料kg/hwP，i%2-甲基呋喃655.585.52-甲基四氫呋喃27.63.6正戊醇21.472.8糠醇19.172.5H2O42.935.6∑766.67100表3.22塔釜殘液物料表物料kg/hwW，i%2-甲基呋喃19.8115.52-甲基四氫呋喃24.4119.1正戊醇21.4716.8糠醇19.1715H2O42.9333.6∑127.78100沈陽科技學院學士學位論文第四章熱量衡算第四章熱量衡算4.1熱量衡算原理及方法4.1.1熱量衡算的原理主要根據(jù)能量守恒定律，對于反應器和換熱器可用穩(wěn)態(tài)流動的熱力學第一定律簡化式進行熱量衡算，公示為：（4-1）4.1.2計算計算時主要采用統(tǒng)一基準焓計算，統(tǒng)一基準焓是指以298K為基準，單質(zhì)的統(tǒng)一基準焓為零，化合物的統(tǒng)一基準焓為其標準生成熱，可由手冊查得。因為焓是狀態(tài)函數(shù)，所以任意溫度T下理想混合物的統(tǒng)一基準焓可由以下途徑計算：298K,1atm單質(zhì)或化合物的理想氣體(Hi,T0) 理想氣體升溫 ↓ TK,1atm單質(zhì)或化合物的理想氣體(Hi,T) 純物質(zhì)理想氣體等溫等壓混合 ↓ TK,1atm的理想氣體混合物的焓Hm,T 則，理想氣體混合物的焓為 （4-2）其中 （4-3）氣體積分式為：（4-4）液體積分式為：（4-5）換熱器計算時采用容和相變熱法計算混合物的焓，因為換熱器中物料為物理變化，所以采用熱容和相變熱進行熱量衡算較為簡便。精餾工段液體或蒸氣焓的計算方法 以0℃為基準溫度，設0℃時液體的焓均為0 0℃,常壓液體Hi,0=0 ↓ t℃,常壓液體 （4-6）↓ t℃,常壓蒸汽(Hi,g) （4-7）液體混合物的焓 （4-8）氣體混合物的焓 （4-9）相關熱力學數(shù)據(jù)來源:①《氮肥工藝設計手冊》理化數(shù)據(jù)分冊P74，P292--P293；②《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》③《有機化合物實驗物性數(shù)據(jù)手冊》表4.1氣體熱容 組分Hi,298，kJ/kmolabcd糠醛-151000-19.590.39-2.16E-042.79E-08H2029.11-1.92E-034.00E-06-8.70E-102-MF-34730-32.620.45-2.89E-046.98E-082-MTHF-184180-22.320.55-3.39E-046.98E-08正戊醇-2951403.570.51-2.70E-045.58E-08糠醇-211800-19.590.39-2.16E-042.79E-08戊內(nèi)酯-211800-19.590.39-2.16E-042.79E-08H2O-241988.732.241.92E-031.06E-05-3.60E-09N2028.90-1.41E-038.08E-06-2.87E-09表4.2液體熱容物質(zhì)abcd2-MF1.692.03E-034.25E-063.78E-082-MTHF1.833.60E-031.78E-05-1.44E-07正戊醇2.166.55E-036.44E-05-3.34E-07糠醇2.021.82E-03-3.49E-062.59E-08戊內(nèi)酯1.527.48E-04-2.87E-061.22E-08H2O4.21-2.14E-033.26E-05-1.03E-07表4.3汽化熱kJ/kg物質(zhì)63℃2-MF436.122-MTHF367.37表4.4冷卻水熱容溫度℃2540熱容kJ/kg.K4.18264.1742表4.5液態(tài)糠醛熱容kJ/kmol.K溫度2090℃熱容146.9160.1kJ/kmol.K表4.6導熱油熱容，型號為X6D-300（最高使用溫度300℃）溫度℃150200250熱容kJ/kg.K2.362.692.754.2反應器R101熱量衡算4.2.1計算條件ED導熱油ED導熱油230℃導熱油227℃圖4.1反應器模型圖計算時：①入口氣D和出口氣E的流量與組成(物料衡算)。 k=0.189b=143.129②入口氣溫度為215℃，出口氣體溫度220℃。 ③入口壓力為0.07MPa(表)，出口壓力為0.04MPa(表)。 ④導熱油入口溫度227℃，出口溫度230℃。 ⑤不計熱損失。 4.2.2計算模型計算依舊以1h為計算基準，由統(tǒng)一基準焓法計算反應器的熱負荷及導熱油用量。其中熱負荷公示為： （4-10）導熱油用量：（4-11）式中（4-12）最后計算得：入口焓HD= -430448.329 kJ/h出口焓HE= -1778674.289 kJ/h 熱負荷Q= -1348225.96 kJ/h 導熱油平均溫度= 228.5 ℃ 導熱油平均熱容= 2.724 kJ/kg.K 導熱油用量= -164969.0379 kg/h=-164.9690379 t/h4.3糠醛預熱器E101熱量衡算4.3.1計算條件1.進出換熱器物料 管程：物料A（液態(tài)），溫度（20-88℃）、流量和組成已知。殼程：飽和水蒸氣0.3MPa，相變熱△HV=2163.8kJ/kg，流量未知。2.不計熱損失4.3.2計算內(nèi)容管程糠醛液體無相變化，可直接由液體的顯熱效應計算換熱器的熱負荷，進一步可計算殼程水蒸汽的流量。公式為： （4-13）經(jīng)計算得：= 9.919 kmol/h糠醛平均溫度=54 ℃糠醛平均熱容=159.723 kJ/kmol.K熱負荷Q=107730.791 kJ/h水蒸汽用量=49.788 kg/h 4.4醛氫過熱器E102熱量衡算4.4.1計算條件1.進出換熱器物料 管程：物料D，溫度（95—215℃）、流量和組成已知。 殼程：導熱油，入口溫度和流量已知（反應器出口），出口溫度未知。2.不計熱損失。 4.4.2計算內(nèi)容管程氣體無相變化，可直接由氣體的顯熱效應計算換熱器的熱負荷，進一步可計算殼程導熱油的溫差和出口溫度。公示為:（4-14）表4.7氯醛混合氣D的焓差T1= 368.15T2= 488.15K組分△Higyi*△Hiig糠醛13380.39-7431.36H23474.652814.432-甲基呋喃13469.66-178.09H2O4166.61-344.47N23715.28468.82∑-4670.67經(jīng)計算得：熱負荷Q= -835526.027 kJ/h設導熱油出口溫度 227 ℃導熱油平均溫度 228.5 ℃導熱油平均熱容 2.724 kJ/kg.K導熱油△t= 1.859 ℃導熱油出口溫度= 228.141 ℃4.5塔頂冷凝器E201熱量衡算4.5.1計算條件1.進出換熱器物料管程：塔頂蒸汽S，溫度（63℃）、冷凝為63℃液體（T+R），流量和組成已知（組成均為T的組成），相變熱已知。殼程：冷卻水，入口溫度25℃，出口溫度40℃，流量未知。2.不計熱損失。4.5.2計算內(nèi)容管程氣體冷凝，可直接由氣體的冷凝熱計算換熱器的熱負荷，進一步可計算冷卻水的用量。公示為：（4-15）經(jīng)計算得:=2236.111111 kg/hQ=974444.1146 kJ/h冷卻水平均溫度=32.5 ℃冷卻水平均比熱容=4.1784 kJ/kg.K冷卻水=15547.32457 kg/h4.6塔底再沸器E202（精餾塔T201）熱量衡算4.6.1計算條件1.進出精餾塔物料進塔：物料P，溫度25℃，流量和組成已知?；亓饕篟，溫度63℃，流量和組成已知。出塔：塔頂蒸汽S，63℃，流量和組成已知。塔底殘液W，82℃，流量和組成已知。2.不計熱損失。示意圖如圖所示：PPSRTW熱量Q圖4.2塔底再沸器模型圖4.6.2計算內(nèi)容計算再沸器的熱負荷，加熱的蒸汽（飽和水蒸汽0.3MPa）用量。公示如下：（4-16）表4.8塔頂蒸汽ST1= 361.15 T0= 298.15組分△HigHS,12-甲基呋喃263.84696.462-甲基四氫呋喃-15.651.76∑698.22表4.9粗品PT1= 323.15物料Hi，1HP,12-甲基呋喃96.6382.622-甲基四氫呋喃8.580.31正戊醇9.540.27糠醇75.731.89H2O89.685.02∑90.11表4.10回流液R T1= 361.15組分Hi，1HR,12-甲基呋喃263.8426