丙烯两步氧化生产工艺生产丙烯酸-学位论文.doc

山东科技大学学士学位论文 摘要 摘要本设计综述了国内外丙烯酸生产的工艺及其发展前景。在对各种丙烯酸的生产工艺进行详细比较的基础上，选择了丙烯两步氧化生产工艺生产丙烯酸。首先，对丙烯两步氧化法生产丙烯酸工艺流程进行了设计，主要分为三个工段，分别是反应工段、吸收工段和精制工段。其次，运用Aspen Plus对工艺流程及各个设备进行模拟计算与优化，得到了各工段的工艺参数和设备参数，同时进行了物料衡算和热量衡算，在此基础上进行了反应器、精馏塔、吸收塔和换热器的设计及泵的选型，并设计了各个设备的自动控制方案，并绘制了反应器、塔的设备装配图、工艺流程图及带控制点的工艺流程图等。最后对丙烯两步氧化法生产丙烯酸工艺进行了经济、环保和安全评价。关键词：丙烯酸；反应；精制；工艺设计AbstractThe acrylic acid production processes and its developments at home and abroad were reviewed and summarized in this thesis. Based on the detailed comparison among various acrylic acid processes, the technology of two-step oxidation of propylene was selected. The technology of two-step oxidation of propylene consists of three sections, which are the reaction section, the absorb section and the refined section. The process parameters were determined and optimized using the Aspen Plus software, and the material balance and heat balance were also calculated. According to the results of the material balance and heat balance, the reactors, towers and heat exchangers were designed and the pumps were chosen properly. Meanwhile, the automatic control schemes of all equipments were also presented. Besides, the main equipment assembly drawings, the process flow diagrams and the workshop layout were given. Finally, the evaluations of economy, environment and safety of the technology program were carried out, which show that the technology is feasible and economically reasonable.Keywords acrylic acid； reaction； refining； technology design山东科技大学学士学位论文 目录 目录 第一章 绪论11.1概述11.2 国内外丙烯酸产能及市场分析2第二章 丙烯酸生产的工艺流程设计32.1 工艺方案的选择32.2 工艺流程的模拟与优化8第三章 物料衡算与能量衡算183.1 物料衡算183.2 能量衡算25第四章 丙烯酸生产的设备设计与选型344.1 反应器设计344.2 塔设备的设计414.3 换热器的设计和选型504.4 泵的选型54第五章 电气仪表及自动控制595.1概述595.2常用控制系统595.3自动控制系统的选择605.4单元设备自动控制61第六章 安全、储运设计与三废处理676.1 安全设计676.2 包装与储存696.3 三废处理70第七章 5万吨/年丙烯酸生产的经济评估727.1 项目总投资估算727.2 财务评价727.3评价结果77第八章 结论79参考文献80致谢82附录83山东科技大学学士学位论文 绪论 山东科技大学学士学位论文 绪论 第一章 绪论1.1概述丙烯酸（英文名：Acrylic acid），分子式为C3H4O2，相对分子量为72.06，结构式为CH2=CHCOOH。比重（20）为1.051，沸点141.3，熔点13.2（近似），闪点54.5，其为无色透明、味苦辣、带有刺激性气味的腐蚀性液体。溶于水、乙醇、乙醚等溶剂中。其危险性类别排第8.1类，为高闪点可燃液体及酸性腐蚀品，属于丙烯酰基化合物1。丙烯酸是一种重要的不饱和有机酸，其化学结构中含有不饱和碳碳双键和羧基，能与多种化合物通过均聚或缩聚反应，合成一系列丙烯酸共聚物，如丙烯酸酯及聚丙烯酸。丙烯酸的传统用途是作为合成丙烯酸酯的原料。目前丙烯酸正丁酯产量和用量最大，其次是丙烯酸乙酯、丙烯酸2-乙基己酯和丙烯酸甲酯用量相对较小。丙烯酸酯最大的用途是涂料，其次为胶黏剂、密封剂，还用于对纺织和纤维的改性，也是塑料重要的改性助剂。此外纸品、皮革等也需要丙烯酸酯做基料。其次，聚丙烯酸（盐）可以作为助洗剂，分散剂、增稠剂、絮凝剂、阻垢剂和上浆剂等。未来，丙烯酸最有发展的下游产品为高吸水性树脂（SAP）2，主要原料是高纯丙烯酸，1tSAP约需要高纯丙烯酸0.77t3。其酸度能为人体皮肤所承受。SAP已大量应用于婴儿纸尿片、妇女卫生巾和成人卫生用品中，其他领域如农业、园林和食品等方面。1.2 国内外丙烯酸产能及市场分析1.2.1 国外产能及市场目前世界上共有15个国家或地区的近30家企业生产丙烯酸，主要分布在美国、西欧、亚洲、南非。其中，以巴斯夫、陶氏化学、阿科玛、日本触媒为全球四大丙烯酸单体生产商，其生产能力分别占世界总产能的22%、21%、12%、11%。2008年全球丙烯酸生产能力为503万t，2009年达513万t，截止2010年8月年全球丙烯酸的产能约为521万t4。2005年，世界丙烯酸的总消费量为336.1万t，丙烯酸酯的总消费量为314.5万t。主要消费地区是美国、西欧、日本和中国，这四个地区丙烯酸的消费量约占世界丙烯酸总消费量的80%。20062009 年世界丙烯酸的总需求量以年均20万t 以上的速度增长，2010年达到520.5万t5。世界发达国家的丙烯酸生产经过几十年的发展，已经基本满足了当地的市场需求，今后发展中国家将成为丙烯酸产品的主要需求市场。1.2.2 国内产能及市场中国丙烯酸产业是近10年来全球发展最快的国家，已经形成较为稳定的以国有企业为主体，外资和民营企业参与的市场竞争格局，生产企业由3 家发展到了11家，其中江苏裕廊、上海华谊、浙江卫星位列全球前10 大生产商。丙烯酸产能发展极其迅速，2001年产量为14.7万t/a，2010年增长到102.8 万t /a(占世界总产能的22.1%)，10年间平均复合增长率高达23.3%，进口量迅速减少，并少量出口6。经过十多年的发展，中国大陆的丙烯酸单体的生产已经具备了相当的规模。扩产后的中国将会成为全球最大丙烯酸体生产及消费国，2015年前后中国丙烯酸产能预计突破250万吨年，很快成为丙烯酸单体净出口国。国内丙烯酸需求增长主要是由于建筑和交通等基础设施建设的快速发展，增加了对丙烯酸乳胶建筑涂料、密封胶等丙烯酸酯产品的需求。因此国内企业加快了丙烯酸装置的建设步伐，最近几年不断有大型丙烯酸装置投产。3山东科技大学学士学位论文 丙烯酸的工艺流程设计 第二章 丙烯酸生产的工艺流程设计2.1 工艺方案的选择2.1.1丙烯酸生产方法丙烯酸在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。1.氯乙醇法山东科技大学学士学位论文 丙烯酸生产的工艺流程设计 氯乙醇法是最早的丙烯酸工业生产方法，1927年和1931年分别在德国和美国建立工业生产装置。该法以氯乙醇和氢化钠为原料，在催化剂作用下生成氰乙醇，氰乙醇在硫酸存在下脱水生成丙烯腈，再水解生成丙烯酸。生产过程如下： HOCH2CH2Cl+NaCN HOCH2CH2CN CH2=CHCOOH 2.氰乙醇法此法是由氯乙醇法发展而来，随着石油化学工业的发展，改由环氧乙烷和氢氰酸生产氰乙醇。该法丙烯酸收率仅为6070 ，而且反应过程中会生成较多的聚合物，氰化物的毒性较大，投资和产品生产成本较高。3.Reppe法高压Reppe法于1930年德国开发成功，该法采用乙炔和一氧化碳为原料。先由乙炔、一氧化碳和水在镍系催化剂作用下生成酯化级丙烯酸，再与醇反应生成丙烯酸酯。1956年BASF公司开始用此法生产丙烯酸，至1977年共建成30万吨/年生产装置。1995年该法停止工业化生产。其反应方程式如下：4.丙烯腈水解法此法间接地还是丙烯路线，因丙烯腈是由丙烯制得的。20世纪60年代，丙烯氨氧化法制丙烯腈得到了发展。丙烯腈来源丰富，因此，在一定的条件下，可由丙烯腈路线来合成丙烯酸。CH2=CH-CH3 + NH3 + O2 CH2=CH-CN + H2O丙烯腈在一定温度（200300）下，可水解成丙烯酸。 CH2=CH-CN + H2O CH2=CH-CONH2CH2=CH-CONH2 + H2O + H2SO4CH2=CH-COOH + (NH4)SO4CH2=CH-CONH2 + ROH + H2SO4 CH2=CH-COOR + (NH4)SO4丙烯腈水解法工艺比较简单、易行，其投资也较少，但毒性较大。目前世界范围内，尽管没有大规模的工业生产，但仍有小规模的装置用此法生产少量的丙烯酸及丙烯酸酯。在日本、英国、中国和墨西哥都建有工厂，规模都在2万吨/年以下。日本旭化成公司的1.8万吨/年的装置于1990年中期终止该法生产。Ciba Specialty Chemicals 公司在英国Bradford的1.5万吨/年的装置也于1999年停产。Celanese公司在墨西哥的装置也于1993年转为丙烯氧化法生产。5.乙烯法用乙烯等为原料，以钯为催化剂合成丙烯酸的反应式如下。 CH2=CH2 + CO + O2 CH2=CH-COOH美国联合石油公司于1973年在加利福尼亚州建立了工业化装置。但此法丙烯酸选择性只在75%85%。此法目前尚处于开发之中，工艺尚不成熟。 6.丙烷氧化法丙烷氧化法是以丙烷为原料、金属氧化物为催化剂（如Mo-Sb-V-Nb-K等金属氧化物混合物），丙烷气相氧化制备丙烯酸。其反应方程式如下： CH3CH2CH3 + O2CH2=CHCOOH7.丙烯直接氧化法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：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7。第一步的主反应为：CH=CH-CH3 + O2 CH2=CH-CHO第一步的副反应为： CH2=CHCH3+0.5O2 CH2=CHCOOH 2CH2=CHCH3+7.5O2 3CO2+3CO+6H2O 2CH2=CHCH3+4O2 CH3COOH+2CO2 +2H2O第二步的主反应为： CH2=CH-CHO + 1/2O2 CH2=CH-COOH 第二步的副反应为： 2CH2=CHCHO+5.5O2 3CO2+3CO+4H2O 4CH2=CHCHO+2H2O+O2 4CH2O+CH3CHO此外还伴随若干其他副反应发生，并生成丙酸、糠醛、丙酮、甲酸、马来酸等副产物。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。目前，丙烯酸生产方法的研究正在向着环保的微生物催化方向发展8，微生物直接发酵糖生产丙烯酸的方法不但避免了使用化石产品为原料，也解决了环境污染的问题，具有发酵条件温和、产物分离工艺流程简单、原料可再生和来源广阔成本低等优点，是未来生物法生产丙烯酸的研究热点9,10。日本催化合成公司推进基于甘油的工艺生产丙烯酸，甘油是从植物油制取生物柴油得到的副产物。该新技术采用高活性催化剂，制取生产丙烯酸的中间体丙烯醛。该技术可从可再生原料来源制取碳中性的丙烯酸。新开发的催化剂通过甘油气相脱水制取丙烯醛， 丙烯醛再通过气相氧化技术被氧化成丙烯酸11。在上述技术中氯乙醇法、氰乙醇法、Reppe法等因效率低、消耗大、成本高，已经逐渐被淘汰。另外，近几年正在开发的乙烯法、乙炔法12、丙烷法13工艺尚不成熟，尚未有大规模的生产装置，惟有丙烯氧化法独占大规模丙烯酸生产工厂。时至今日，世界上所有丙烯酸大型生产装置均采用丙烯氧化法生产。2.1.2 工艺路线的选择综合对比各种生产方法，我们选择丙烯直接氧化制丙烯酸法。目前拥有此技术的有四家公司，分别为日本触媒公司、三菱化学公司、BASF公司、Sohio公司。日本触媒公司采用一体式氧化反应器，这种反应器具有占地小投资少的优点，且缩短了一二段催化剂床层的距离，抑制了丙烯醛的深度氧化。其分离系统采用的是共沸精馏提纯方法。巴斯夫公司采用的是两段反应器，丙烯氧化反应生成的气体产物不是用水进行吸收，而是使用高沸点有机溶剂进行吸收。三菱化学不管是在丙稀氧化生产所需催化剂的选用方面,还是在两稀酸精制分离技术方面都有较大改进。其工艺特点是以高浓度丙稀为原料,减少惰性气体及水蒸气用量。增湿空气,使用小型化压缩机,减少水蒸气用量,这就意味着急冷塔塔把丙稀酸浓度提高了,从而大大减少了精制单元系统中废水量。通过综合对比我们采用三菱化学技术，其工艺流程如图2.1所示。日本三菱化学技术采用两台串联反应器；氧化反应迸料的空气进料采用两段分步进料的方式，两段总氧烯比达到2.2：l，一段进料氧烯比为1.703：l，水吸收塔尾气循环部分补充反应所需的水蒸气，一段水蒸汽浓度约为5，二段水蒸汽浓度约为1014，反应器出口温度为320。 图2.1 工艺流程图2.2 工艺流程的模拟与优化2.2.1各工段的模拟 过程模拟最为重要的任务有三点：（1）对各候选工艺进行判断是否可行；（2）选择最为合适的工艺方案；（3）对所选工艺方案进行优化设计，确定最优工艺条件。在整个设计过程中，采用Aspen Plus对整个工艺流程进行了较为精确的计算，Aspen Plus有强大的物性数据库，但是具体物性方法的选择需要根据自己的实际流程选取。通过查阅文献资料，选择了NRTLRK模型，根据以上所选取的热力学模型，对全流程进行了模拟。1. 反应器的模拟Aspen Plus中提供的反应器模块有RStoic、RYield、REquil、RGibbs、RCSTR、RPlug、RBatch，其中RStoic、RYield是不考虑热力学可能性和动力学可行性的生产能力类反应器，REquil、RGibbs是不考虑动力学可行性的热力学平衡类反应器，RCSTR、RPlug、RBatch是依据化学动力学进行计算的化学动力学类反应器。由于本反应动力学数据的缺乏，我们选择RStoic转化率反应器。RStoic反应器是通过人为设定反应器出口反应物转化率来进行模拟的，因此只要进口的量确定，出口的产物中各组分的量就确定了，与反应器内的操作压力与温度无关，这样我们就无法通过模拟来确定反应器的最佳操作条件，最佳的操作条件只能通过文献调研来确定。（1） 第一段反应器 第一段反应器的主要工艺条件有反应温度、反应压力、原料组成，通过查阅文献及模拟的结果，最终确定反应温度为310，反应压力为0.1MPa，原料组成为：丙烯占12%、水蒸气占10%，空气占78%、水烯摩尔比为0.83、氧烯摩尔比为：1.37。模拟结果反应后的温度为583.1K，生成各组分的含量如表2-1。表2-1 一段反应器的模拟结果组分C3H6O2N2H2OC3H4O流量 kmol/h0.119.62516.51185.8280.67组分C3H4O2C2H4O2CO2C4H4O4流量 kmol/h11.775.035.032.26（2） 第二段反应器 第二段反应器的主要工艺条件有反应温度、反应压力，通过查阅文献及模拟的结果，最终确定反应温度为240，反应压力为0.06MPa，原料为一段反应器的出口物料，在二段入口补充空气，使氧烯摩尔比为2.1，水烯摩尔比为2.0。模拟结果出料温度为533.1K，压力为0.59atm，生成各组分的含量如表2-2。表2-2 二段反应器的模拟结果组分C3H6O2N2H2OC3H4O流量 kmol/h0.1145.081172.09193.881.21组分C3H4O2C2H4O2CO2COC4H4O4流量 kmol/h87.25.0311.086.052.262.吸收塔的模拟吸收塔利用丙稀酸和氮气、氧气、一氧化碳、二氧化碳等惰性气体在水中的溶解度差异将丙稀酸从反应产生的混合气体中分离出来15。图2.2为急冷塔的模拟流程图。图2.2 吸收塔的模拟流程图物流FEED为原料进料流股,由塔底进料。物流WATER为吸收剂纯水流股,由塔顶进料。物流OVERHEAD为废气物流,主要组分为氮气、氧气、二氧化碳和少量丙烯酸,由塔顶排出。吸收后的溶液主要组分是丙炼酸、水、醋酸等,由塔底物流BOTTOW排出进入下一道工序,部分丙烯酸溶液经冷凝器冷却后由物流BYCL回流到吸收塔ABSBR中,回流主要目的是增大塔底丙稀酸的质量浓度。我设定吸收剂纯水的进料温度为25，原料进料温度为170，进料压力为101.325Kpa。3.轻组分分离塔的模拟利用甲苯和水、甲苯和醋酸共沸的性质,轻组分分离塔塔顶富集甲苯、水、醋酸组分,利用甲苯和水的非均相共沸性质,在塔顶的倾析器中冷却分层,不凝气进一步处理,液相分为水相和油相,水相中含有大部分水及少量醋酸等组分,油相主要组分为甲苯,可以作为共沸剂回流到轻组分分离塔循环使用。塔釜富集重组分,形成较高纯度的丙稀酸溶液。图2.3为轻组分分离塔的模拟流程。图2.3 轻组分分离塔的模拟流程图采用严格收敛方式RadFrac塔模块模拟轻组分分离塔,因为塔顶出料中有蒸汽和互不相溶的甲苯和水溶液,故采用倾析器来分离气相、甲苯相和水相。考虑气液液相平衡。物流TOL中的共沸剂是来自倾析器中物流TOL+的全部物流和少量新鲜高纯甲苯。来自急冷塔的物流product流入轻组分分离塔,物流TOL组分为共沸剂甲苯,由塔顶进入。塔T1中馏出液由物流2排出,进入倾析器V1中,倾析器V1中少量的气体由物流GAS排出,液体分层,分为油相物流TOL+和水相物流WATER,物流TOL+大部分为甲苯,作为共沸剂回流到塔中,水相进一步处理。塔的参数为塔板数为8、第三块板进料、共沸剂塔顶加入、塔顶压力为1atm。4.醋酸塔的模拟醋酸塔主要是为了脱除醋酸，轻组分分离塔的产物进入醋酸分离塔分离醋酸，塔顶物流主要为醋酸、丙烯酸、水，塔底物流主要为丙烯酸和马来酸。首先利用间捷法精馏设计来模拟醋酸塔，得到塔的参数结果为最小回流比7.3，实际回流比12.3，理论板数14，实际板数20，进料位置是第6块板，再沸器所需热量4167526.23KJ/h，冷凝器所需冷量4462098.96KJ/h。再采用RadFrac法进行核算和确定，轻关键组分、重关键组分在塔顶的回收率均达到要求。5.回收塔的模拟 回收塔的作用是回收醋酸塔塔顶馏出的部分丙烯酸溶液,以减少产品损失。采用普通精馏的原理,将醋酸和水由塔顶蒸出,塔底富集较高纯度的丙烯酸,再回流到醋酸塔中进一步分离。来自醋酸塔塔顶的产物,加入到回收塔中,轻组分由塔顶物流排出,主要组分是水和醋酸;重组分由塔底物流排出回流进入醋酸塔,主要组分为丙烯酸。同醋酸塔相同首先利用间捷法精馏设计来模拟回收塔，得到塔的参数如表2-3，再采用RadFrac法进行核算和确定，轻关键组分、重关键组分在塔顶的回收率均达到要求。6.提纯塔的模拟 提纯塔的作用是除去溶液中的重组分,采用普通精馏的原理,将丙稀酸由塔顶蒸出。醋酸塔的塔底产物,加入到提纯塔中,轻组分主要是丙稀酸,由塔顶物流作为产品流出。重组分由塔底物流排出,进行下一步处理。同醋酸塔相同首先利用间捷法精馏设计来模拟回收塔，得到塔的参数结果为最小回流比0.01，实际回流比0.1，理论板数4，实际板数10，进料位置是第4块板，再沸器所需热量2542165.78KJ/h，冷凝器所需冷量2471874.6KJ/h。再采用RadFrac法进行核算和确定，轻关键组分、重关键组分在塔顶的回收率均达到要求。表2-3 回收塔的工艺参数名称参数Minimum reflux ratio:3.56Actual reflux ratio:13.92Minimum number of stages:17.26Number of actual stages:20Feed stage:14Number of actual stages above feed:13Reboiler heating required:1442054.61 kJ/hrCondenser cooling required:1432832.89 kJ/hrDistillate temperature:381.82 kBottom temperature:414.21 kDistillate to feed fraction:0.27 2.2.2工艺流程的优化模拟的最终目的是为了优化流程，以达到某方面的效益最佳，如经济效益最好、节能效果最佳等。在建立全流程模拟的过程中已经对局部可以寻优的参数进行了寻求最优的求解，这些参数包括各精馏塔的塔板数、回流比、采出率、进料板位置以及萃取剂剂用量等。而一些反应参数是根据文献所述确定的最佳操作条件，这些参数无需进行优化。下面我们将举例说明在建立流程时一些典型设备操作参数优化的过程。1.吸收塔的优化示例 （1）物流BYCL回流板位置的确定 随着整个世界对环境的日趋重视,国家对环境保护制度越来越严苟,应尽量减少向空气中排放污染物,目标函数为塔顶物流中丙炼酸的摩尔分数最小。考察物流BYCL在不同的回流进料板位置对塔顶物流D中丙稀酸摩尔分数的影响。当塔顶物流D中丙稀酸的摩尔分数最小时,进料板位置为最佳回流板位置。在一定的理论板数条件下,改变进料板位置,依次从塔顶的第一块板移到塔底最后一块板进行模拟,记录在不同的进料板位置时塔顶物流D中丙稀酸摩尔分数。塔顶物流D中丙烯酸摩尔分数最小时,即对环境污染最小、产品损失最小,为最佳进料板位置。分别通过模拟确定总理论板数为15、20、25、30、的最佳回流板位置,记录结果并作图。由图2.4可以看出,最佳回流板位置在靠近塔底的某一个位置,随着回流板位置从塔顶依次下移到塔底,塔顶物流D中丙烯酸的摩尔分数出现先减小后增大的趋势,出现一个最小值,即最佳回流板位置。以15块理论板为例,当进料板位置从第1到第11块理论板时,塔顶物流D中丙稀酸的摩尔分数从0.005415减少到0.000784,这是因为当回流板位置在第1块到第11块理论板时,回流液体和混合气体有充分的接触时间,回流液中丙烯酸的浓度较高,随着回流进料板位置逐板下移,混合气体和纯水吸收剂接触的时间不断增加,即塔顶丙烯酸的浓度越来越低。当回流进料板位置从第11块到第15块理论板时,塔顶物流D中丙稀酸的质量分数从0.000784增加到0.00134,其原因是随着回流进料板位置的不断下移,回流液和混合气体接触时间不断减少,混合气体和回流液及纯水吸收剂接触的总体时间不断减少,吸收效果越来越差,导致塔顶丙烯酸摩尔浓度的增加。图2.4 物流BYCL最佳回流板位置(注:Xaa 表示物流D中丙稀酸的摩尔分数;N表示理论板数;NF表示进料板位置)由图2-3可以得出不同理论板的最佳回流进料位置如表。表2-4 不同理论板的最佳进料位置理论板数（N）最佳回流位置（NF）塔顶丙烯酸摩尔分数（Xaa）15110.0007820170.0005525220.0004730260.00042由表2-4可知,理论板数越多,吸收效果越好,即随着理论板数的增加,塔顶丙烯酸的质量浓度不断减小,但减小到一定值后,变化趋势越来越缓慢。（2） 吸收主要因素的模拟 影响吸收塔吸收效果的主要因素还有吸收剂流量、理论板数。对这两种因素进行模拟,找出最优组合,确定最佳工艺参数。首先确定理论板数为15块,且在塔底物流BYCL的最佳回流板位置处,即在第11块理论板回流进料。其次规定吸收剂物流WATER的摩尔流量为200Kmol/h,记录塔顶塔底物流中丙烯酸的摩尔分数。然后再调节吸收剂物流WATER的摩尔流量分别为150Kmol/h、250Kmol/h。以15块理论板为例,考察不同理论板数分别在15、20、25、30块理论板下,记录结果如表2-5。在不同理论板的最佳回流进料板位置处,吸收剂摩尔流量分别在150Kmol/h、200Kmol/h和250Kmol/h的条件下,塔顶丙稀酸的摩尔浓度结果如图2.5。表2-5 不同理论板数和吸收剂流量下的吸收效果吸收剂流量理论板数152025301500.00130.00120.00150.00112000.000780.000550.000470.000422500.000240.000190.000130.00001 图2.5 理论板数和吸收剂流量对吸收效果的影响 由图2-4可以得出,对吸收效果影响最大的是吸收剂用量,最后是理论109山东科技大学学士学位论文 丙烯酸生产的工艺流程设计 板数。喷淋水摩尔流量越小,塔顶丙烯酸的摩尔浓度越大。理论板数越多,塔顶丙稀酸质量分数越小。吸收塔的理论板数应控制在25-30比较合适,当理论板小于25时,理论板数太少,气液接触时间短,不利于吸收,塔顶丙烯酸浓度难易达到设计要求。当理论板数超过30时,塔顶丙烯酸质量分数随塔板数的增加变化不大,且理论板数太多,会增加设备成本。综上所述,考虑吸收剂用量的影响,吸收剂用量确定在200-250Kmol/h较为合适,吸收剂量过小,液体不易在填料塔内均匀分布,影响效果,吸收剂用量过大,增加塔底含水量,进而增大后续精制能耗。故选择最佳工艺条件是理论板数为25,物流BYCL的回流进料板位置为第22块理论板,吸收剂的摩尔流量为200Kmol/h。山东科技大学学士学位论文 物料衡算与能量衡算 第三章 物料衡算与能量衡算3.1 物料衡算3.1.1 物料衡算的意义 在化学工程中，设计或改造工艺流程和设备，了解和控制生产操作过程，核算生产过程的经济效益，确定原材料消耗定额，确定生产过程的损耗量，对现有的工艺过程进行分析，选择最有效的工艺路线，对设备进行最佳设计以及确定最佳操作条件等都要进行物料衡算。而且，化学工程的开发与放大都以物料衡算为基础的。物料衡算是质量守恒定律的一种表现形式。凡引入某一设备的物料成分、质量或体积比等于操作后所得产物的成分、质量或体积加上物料损失。3.1.2 物料衡算的原理系统的物料衡算以质量守恒为理论基础，研究某一系统内进出物料量及组成的变化，即：系统累计的质量 =输入系统的质量 -输出系统的质量 +反应生成的质量 -反应消耗的质量假设系统无泄漏，有：dF/dt=FIN-FOUT+GR-CR （3-1）当系统无化学反应发生时，有：dF/dt=FIN-FOUT （3-2）在稳定状态下，有：dF/dt=FIN-FOUT=0，FIN=FOUT （3-3）注：FIN进入系统的物料流率；FOUT流出系统的物料流率；GR反应产生物料速率；CR反应消耗物料速率。3.1.3 物料衡算任务通过对系统整体以及部分主要单元的详细物料衡算，得到主、副产品的产量，原料的消耗量，“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标，对所选工艺路线、设计流程进行定量评述，为后阶段的设计提供依据。3.1.4 系统物料衡算1. 第一段反应器（R0101）表3-1 一段反应器的物料衡算表流入流出Temperature K523.1583.1Pressure atm0.10.1Vapor Frac11Mole Flow kmol/hr838.22826.80Mass Flow kg/hr24605.5424605.54Volume Flow l/min601217.25667871.80Enthalpy MMBtu/hr-10.81-49.39Mass Flow kg/hrC3H6100.590.10059O2137.3019.61N2516.51516.51H2O83.82185.82C3H4O080.67C3H4O2011.77C2H4O205.03CO205.03C4H4O402.262 第二段反应器（R0102）表3-2 二段反应器的物料衡算表流入流出Temperature K533.1533.1Pressure atm0.10.1Vapor Frac11Mole Flow kmol/hr1656.641623.97Mass Flow kg/hr48546.7348546.73Volume Flow l/min20396601999461.93Enthalpy MMBtu/hr-45.54-68.32Mass Flow kg/hrC3H60.100.10O2193.88145.08N21172.081172.08H2O185.82193.88C3H4O80.671.21C3H4O211.7787.19C2H4O25.035.03CO25.0311.08CO6.05C4H4O42.262.263 吸收塔（T0201）表3-3 吸收塔的物料衡算表流入物流1流入物流2流出物流1流出物流2Temperature K349.82298.1329.2334.1Pressure atm1111Vapor Frac0.99110Mole Flow kmol/hr1623.972001597.69226.28Mass Flow kg/hr48546.693603.0642959.199190.58Volume Flow l/min770961.9960.42718495.96154.78Enthalpy MMBtu/hr-78.52-54.15-63.69-69.00Mole Flow kg/hrC3H60.1000.10.001O2145.080144.990.08N21172.0801171.810.28H2O193.883200261.83132.06C3H4O1.2101.150.06C3H4O287.19 0 0.73 86.47 C2H