年产76万吨乙醛生产工艺设计

年产76万吨乙醛生产工艺设计内容摘要：

，使生成的乙醛迅速离开反应区，转化率的控制 也同时受到安全操作因素的限制及原料气的配比要求，也与转化率的控制有关。 进入反应的原料气是由新鲜乙烯，新鲜氧气和循环气所组成，虽然氧含量高达 17％。 但由于采用氧和乙烯分别通入反应器的方式，故不会形成爆炸性混合物，在液相中稳定的进行氧化反应，但自反应器出来的气相混合物的组成必须严格控制，如在爆炸极限之内，就有发生爆炸的危险，所以要求循环气北京化工大学继续教育学院毕业设计 (论文 ) 5 5 中氧含量控制在 8％左右，乙烯含量控制在 65％左右。 当循环中氧含量达到 9％或乙烯含量将至 60％时，就必须停车。 并用氮气转换系统中气体，将气体排入火炬烧掉，为了确保安全装置需配置自 动报警联锁停车系统。 循环气的氧含量与单程转化率的控制和原料气的组成有关，原料气中乙烯浓度低，虽满足循环气氧极限浓度要求的条件下，可以控制较高的转化率，但由于受到循环气中乙烯极限浓度的限制，乙烯转化率也不会高，当原料气的配比为乙烯 65％、氧气 17％、惰性气体 18％左右时，单程转化率可以控制在 35％左右，进入反应器的新鲜乙烯和新鲜氧气的用量比是接近理论比，由于副反应要消耗一部分氧气，所以一般氧气用量控制过量约 10％。 反应温度和压力 乙烯直接氧化为乙醛的反应热效率很大 PdC12CuC12 C2H4+1／ 202——————— →CH3CH0 HCl(ag) 反应过程放出热量 H=／ mo1 温度因素主要是影响反应速度和副反应，升高温度 K 值增大，有利于加快反应速度，但 KA 值却虽随温升而减小，乙烯溶解度也随之减小， 对反应速度产生不利影响，故应有一适应温度范围，一般控制在 120130℃为保持一定的反应，必须及时移走反应热，除热方法是借产物乙醛和催化剂溶液中水的蒸发，吸收蒸发潜热，以带走反应热，催化剂溶液是处于沸腾状态，反应温度是根据给 定的压力而自然确定的，一般反应器的压力控制在 \bar 左右。 第 节 生产流程叙述 反应岗位 由吸收塔 （ C2101） 来的循环气经水环压缩机 （ K2101)加压后，进入气液分离器 （ V2101）。 气体由顶部出来与来自 104 厂的新鲜乙烯在管道中混合后进入反应器(R2101)底部。 由气液分离器 (V2101)下部出来的工艺水通过循环水泵 (P2103)加压进入冷却器北京化工大学继续教育学院毕业设计 (论文 ) 6 6 (E2104)冷却到 42℃左右，一少部分在气液分离器液面调节器 (LIC2301)控制下流入去粗醛贮槽 (V2402)的管道中，其余回水环压缩机做为水环压缩机的工作液用。 通过工艺遥控阀 (HIC2709)连续向循环气压缩机系统补加少量新鲜工艺水。 新鲜氧气通过单独管道进入反应器下部。 在反应器内乙烯和氧气通过氯化钯 — 氯化铜 — 盐酸水溶液催化作用，在压力 ，温度 125135℃条件下生成乙醛。 合有乙醛，未反应的乙烯、氧气、水蒸汽及付产物的工艺气体夹带着催化剂通过两根连接导管进入除沫器 (V2102)进行气液分离。 分离出来的催化剂经触媒循环管回到反应器。 气液分离后夹带微量催化剂的工艺气体进入第一冷凝 器 (E2101)被冷却到105120℃，冷凝下来的水和催化剂由凝液收集槽 (V2103)底部流出，与再生工序尾气吸收塔 (C2302)的吸收液混合，经凝液输送泵 (P2101)加压后从除沫器上部喷淋加入除沫器。 为了保持反应器液面稳定，加入一定量的脱盐水以补充工艺过程损失掉的水份。 第一冷凝器出来的气体进入第二冷凝器 (E2102)冷却到 78℃以下。 冷凝液由二冷收槽 (V2104)底流入吸收塔塔釜。 没有冷凝的气体进入第三冷凝器 (E2103)进一步冷凝，凝液流入吸收塔塔釜，没有冷凝的气体进入吸收塔下部，在 吸收塔上部加2560m3/h的工艺水吸收乙醛。 吸收液在塔釜汇同来自 (V2104)、 (E2103)的凝液一并经过滤器 (F2102)过滤、粗醛冷却器 (E2105)冷却到 45℃以下，流入粗醛贮槽 (V2402)。 吸收塔顶部排出的仅合微量乙醛的工艺气体做为循环气大部分返回水环压缩机，经加压后重新参加反应。 为避免惰性气体在系统内积聚，维持循环气组份稳定，通过遥控阀 (HIC2701)和限流孔板 (FO2231)连续采出少量循环气送到火炬 (B2101)烧掉，为防止火炬燃烧时产生大量黑烟，向火炬通入中压蒸汽 消烟。 为补充反应过程中生成副产物消耗掉的盐酸，由盐酸计量泵 (P2302)，通过触媒循环管向反应系统补入一定量的盐酸。 当反应器，除沫器发生故障时，可将触媒放入触媒收集坑。 待触媒温度降到 80℃以下时，用触媒输送泵 (P2102)送至触媒贮罐(V2307)或 (V2305)中。 流散的触媒收集在收集坑内也用上述办法回收。 用做缓冲的脱盐水罐 (V2407)贮存一定量的脱盐水。 脱盐水通过脱盐水泵 (P2401)加压后送往生产装置。 用做缓冲的工艺水罐 (V2407)贮存一定量的工艺水。 工艺水通过工艺水泵 (P2405)加压后送往生产装置。 过热蒸汽要经饱和减压处理后供生产使用。 将 的过热中压蒸汽经增湿泵 (P2020)补入脱盐水，再经减压，以 饱和蒸汽的形式供生北京化工大学继续教育学院毕业设计 (论文 ) 7 7 产使用。 将 的低压过热蒸汽，经增湿泵 (P2020)补入脱盐水使其饱和再经减压，以。 将 ，供风机采暖和设备伴热使用。 精馏岗位 用泵 (P2402A/B)将粗乙醛从粗乙醛贮槽 (V2402)抽出送至热交换器 (E2201)，与(C2202)塔底排出的废水换热、温度升到 95℃～ 106℃后，进入脱轻组份塔 (C2201)。 (C2201)塔在 的压力下操作，直接蒸汽加热控制塔顶温度 60℃～ 71℃，塔底温度 95106℃。 从塔顶蒸出的低沸物氯甲烷，氯乙烷等，进入塔顶冷凝器 (E2202)冷凝，凝液回流 (回流比 1:68)未凝气体去火炬燃烧。 为减少随低沸物带走的乙醛量，在塔顶加萃取水，脱去低沸物的粗乙醛从 (T2201)塔釜流入纯醛塔 (T2202)该塔的操作压力为 ，直接蒸汽加热，控制塔底温度 125℃通过调节回流量控制塔顶温度为 4245℃，从塔顶蒸出的纯乙醛进入冷凝器 (E2203 A/B)冷凝，凝液进入回流缶 (V2201)，再用泵 (P2201A/B)把一部分纯醛送回塔顶 (回流比 1： 1)，另 — 千部分送纯醛冷却器 (E2205)冷却到 35℃以下进入纯醛贮缶 (V2403A/B)贮存，定期用泵(P2403A/B)送到成品缶区。 塔釜排出的含醛量小于 o． 1%的废水经热交换器 (E2201)冷却器 (E2206)冷却至 40℃以下，流至废水中和工序。 冷凝器 (E2203)排出的未凝气体，经压力调节进入吸收 塔 (T2401)用水吸收气体中的乙醛，吸收液流入粗醛贮槽(V2402)塔顶废气送火炬。 为保持 (T2201)和 (T2202)塔的压力稳定，可适当调节通入塔内的保压氮气流量。 开车或停车以及生产中产的不合格乙醛，送至不合格乙醛贮槽(V2404)贮存，定期用泵 (P2406)打入粗醛贮槽 (V2402)。 为保证纯醛质量，从 (T2202)塔精馏段第 ()块塔板连续采出 ，经冷却器 (E2204)冷却后，进入混合缶 (Z2101)与 100kg/h 的工艺水混合后，流入萃取塔 (T2203)在 (T2203)顶部加 100kg/h 的工艺水，以萃取巴豆醛馏伶中的乙醛，合醛水溶液从底部经 U形管流至粗醛贮槽 (V2402)。 从塔顶部流出约合 60％巴豆醛的有机相，进入巴豆醛贮缶(V2405)定期用泵 (P2404)打入槽车，送焙烧炉烧掉。 粗醛贮槽 (V2402)和巴豆醛贮槽 (V2405)用氮气保压在 ，纯醛贮槽(V2403A/B)和不合格醛贮槽 (V2404)用氮气保压在 ，各贮槽的放空气体进入吸收塔 (T2401)。 北京化工大学继续教育学院毕业设计 (论文 ) 8 8 第 2 章 物料衡算 理论依据是质量守恒定律， 计算基准是以小时为基准的，累积量为 0。 进入系统的物料量和流出系统的物料量相等。 设计计算以摩尔为单位反应工序物料衡算。 反应器和除抹器的物料衡算 第 节 反应部分的物料衡算 有关物料衡算技术数据 (1）生产能力： 万吨 /年 (2）生产时间：全年 8000 小时 (3）产品要求：乙醛≥ %（ mol%） 水≤ （ mol%） (4）原料规格：乙烯 %（含乙烷 %） 氧气 %（含氮 %） (5）乙烯的单位转化率： 41% (6）乙烯生成乙醛的单程吸收率： % (7）乙烯的选择性： %/41% (8) 补加盐酸的浓度： %(质量 ) (9）催化剂增水量： (10）吸收塔底含乙醛 %（ mol%） (11）反应部分乙醛损失 %（ mol%） (12）精馏部分乙醛损失 %（ mol%） 反应副产物的分配 组分 CO2 CH3Cl C2C5Cl C3H5CHO 高聚物 HAC 含量（ mol%） 循环气的组成 北京化工大学继续教育学院毕业设计 (论文 ) 9 9 组分 H2O N2 O2 C2H4 C2H6 CO2 CH3Cl C2H5Cl 含量 循环气总量 F 42 氧 21 新鲜乙烯放空气总量 3增水量（ ） (1）按生成能力需求每小时生成乙醛是： 107kg/8000h 1/=(2）要求反应的每小时实际生产乙醛是： (%%)=(3）生成乙醛消耗乙烯量是： C2H4+1/2O2=CH5CHO=(4）生成乙醛耗氧量是： (5）加入反应器的乙烯总量是： (6）生成副产物消耗乙烯的量： 41%（ 137%/41%） =(7）副产物的含量及组成 副产物各组分的摩尔分率为 Xi， 副产物各组分每生成 1kmol 消耗的乙烯量为 Yi， 副产物总量为 D，各副产物组分含量为 Di， 根据公式： D=∑ Di*Di=D*Xi 北京化工大学继续教育学院毕业设计 (论文 ) 10 10 D=（∑ Xi*Yi*Di） /∑ Xi*Yi） =组分 Xi（ mol%） Yi Xi*Yi(mol%) Di CO2 CH3Cl 1 C2H5Cl 1 C3H5CHO 2 CH3COOH 1 高聚物 ∑ (8)计算原料乙烯量，原料氧 气量、循环气量： 设：原料乙烯量为 F1；组成 X1 原料氧气量 F2；组成 X2 放空量为 F3；组成 X3 循环气量 F4；组成 X4 ①原料乙烯中乙烷量与放空中的乙烷量相等 F1X1=F3X3=%F1=F3 % ②原料氧气的氮的含量与放空中氮的含量相等 F2X2=F3X3=〉 F2 1%=F3 % ③乙烯总量投入量 =新鲜乙烯量 +循环气中乙烯量 =%F1+%F4 ④乙烯未反应量 =总投入量 反应掉量 (141%)==%F3+%F4 F1= F2= F3= F4= (9）循环气中氧气的含量 =F4 X4= %= (10）进料量乙烯与氧气比值 C2H4:O2=F1X1/F2X2 =( %)/( 99%) =2:1 (11）生成副产物耗氧量为 北京化工大学继续教育学院毕业设计 (论文 ) 11 11 设：每生成 1kmol 副产物耗氧为 Yimol 组分 Xi（ mol%） Yi XiYi(mol%) Di YiDi CO2 CH3Cl 1 C2H5Cl 0 0 0 C3H5CHO 1 CH3COOH 1 高聚物 0 0 0 ∑ (12）放空消耗的氧气量 =F3X3= =(13）氧气消耗量 =主反应消 耗量 +副反应耗氧量 ==+=(14）氧气的总投入量 =原料氧气量 +循环氧气量 =F2X2+F4X4 = %+ % =新鲜乙烯进料量 组分 C2H4 C2H6 ∑ Xi 100 Fi 65 新鲜氧气进料量 组分 Xi F2（ kmol/h） O2 F2 = N2 F2 = ∑ 100 F2= 第 节 反应器底部各入口的组分量及组成 (1) 触煤增水量的计算： 触煤水量 =放空量 组分 H2O N2 O2 C2H4 C2H6 CO2 CH3Cl C2H5Cl ∑ Xi（ mol%） F1X（ mol%） 循环气量 组分 H2O N2 O2 C2H4 C2H6 CO2 CH3Cl C2H5Cl ∑ Xi（ mol%） Fi（ mol%） 北京化工大学继续教育学院毕业设计 (论文 )。