【正文】 研究 為了提高單臺磺化器的生產能力 ,必須擴大生產規(guī)模，降低產品成本，從而降低產品價格。但是，目前存在的最大問題是直接用現(xiàn)有的膜式磺化器較難磺化高黏度、易結焦的原料，因此，應加強對不同性質原料磺化機理以及不同類型反應器傳質傳熱機理的研究 ,從而指導磺化反應器及工藝參數的改進。國際品牌將大舉進入國內市場，國內企業(yè)只有充分研究分析對手，提高核心產品研發(fā)競爭力，擴大生產規(guī)模，降低產品價格，才能建立一個逐漸穩(wěn)定的根據地。 25 結論 我國的洗化品已有成長期進入成熟期，發(fā)展前景樂觀。塔盤板安放于焊在塔壁上的支持圈上。 連接形式：根據人孔位置及檢修要求，分塊式塔盤板間的連接分為上可拆連接和上下均可拆連接兩種。它是將矩形板沿其長邊向下彎曲而成，從而形成梁和塔板的統(tǒng)一整體。生產能力比泡罩塔約大 20%~40%，操作彈性可達 7~9，所以采用浮閥塔板。泡罩塔結構復雜，造價高，氣體通過每層塔板的壓降大。 塔板 塔板類型選擇 塔板類型：浮閥塔 依據：篩板塔沒有升氣管和 泡罩，篩板塔操作時液體橫過塔板，氣體則自板上小孔（篩孔）鼓泡進入板上液層。由于裙座內徑大于 500mm，故裙座壁厚取16mm。本設計采用直管。外加塔底 2 米的裙座裝置。在 米處，大于 99%,尾氣中的 3SO 濃度為 %（ v）。由于 3SO 相對過量，烷基苯的反應率將高于 3SO 的反應率。 02 2 ???? ? XH =XCC1 表 反應器高度與反應率對應表 XH (米 ) lnXCC1 = XCC1 XC %1001 ??XXC CC 從表例可以看出，反應集中在上部。因此，本計算中也忽略了對溫度的影響。然而，反應段的阻力本來就不大，因此影響甚小。因此， Re 對Kg的影響必須考慮。擴散距離 Z是影響 Kg的決定性因素，這就決定了反應器的Kg值不會有非常大的差別。故直徑處共排列 11 根列管，取列管之間間距為 15mm，則反應器內徑 D=1130+1215=550mm。 同一殼徑采用正三角形排列可以比 正方形或正方形轉 450 排列的多排 17%的管子，因而單位面積的金屬耗量較低。 取周邊強度 S=480（ kg/） 由公式 S=GL/L （ 51) 式中： S 周邊強度（ kg/） GL烷基苯質量（ Kg/h） L 周邊長度（ m） 需周邊長度 L=3275/480=(m) 單根管周邊長度 Li=(m) 設反應管內徑為 r，則 r=，管長取 L=6m。然而，一方面是由于 S 增加不多（約 6%），相應的 Kg值雖略有增加，但不會使溫度顯著升高。須考慮對 Re 的影響，而對壓力的影響則可忽略。平均氣體濃度采用對數平均值，分別為 ％、 ％、 ％、％。反應器出口氣體濃度可根據磺化率計算得到。 （ 2） 反應器的選材 :反應管選用 00Cr17Ni14Mo2，因為磺化反應產物腐蝕性強，且不宜混入水分，故考慮選用此種優(yōu)質超低碳不銹鋼。為此，設計多管膜式磺 化反應器的特殊頭部結構，以調節(jié)進入反應管的氣液均勻分布，設計合理的冷卻方式以移除反應熱?；腔磻偟姆磻俾手饕Q于三氧化硫氣體分子到有機液體表面的擴散和三氧化硫濃度。根據化學反應速率方程，式中 V=K*C 十二烷基苯 *CSO3， 反應速率常數在客觀上是無法改變的，只能想法降低烷基苯和三氧化硫的濃度。這種在瞬間完成 的高強度放熱過程將導致反應物的溫度驟升。本設計采用多管膜式磺化反應器。到目前為止，降膜式三氧化硫磺化反應器是使用最為普遍的反應裝置。h） 18 第 5章 主體設備設計 磺化反應器的設計思路 磺化反應器是三氧化 硫磺化裝置中的核心設備，其結構、選材制造和組裝等對磺化過程、產品質量、設備壽命都有很大的影響。h） (4)計算熱交換量 2Q : 3142 ??? = ? = ? kJ/（ molh） (2)物料帶入熱 1Q 計算： 物質的比熱容可由《精細化工反應器及車間工藝設計》書中的科普定律： ancMc ?? 1 式中 n—固體分子中同種原子的個數； M—化合物分子量； 十二烷基苯比熱容的估算： ? ?p ??? ＋＝十二烷基苯 =℃ 所以 ? ?2580p11 －十二烷基苯cGQ ? = ? ? 2 7 5 ??? =（ mol而物質的標準燃燒熱可用精細化工反應器及車間工藝設計》書中卡拉奇估算式即 [12] m o lkgknq iic / 0 90 ???? （ 35） 式中 n—化合物燃燒時的電子轉移數，其值 n＝燃燒原子數 ?2； ?—取代基和鍵的校正值； K—分子中同樣取代基的數目； 0cq —標準燃燒熱 kJ/mol。 硫磺的投料量： 416732／ 326 = k／ h 燃燒過程中氧氣消耗量： 481065／ 80 = 639 kg／ h 即工藝空氣投料量： kg／ h 表 物料衡算一覽表 序號 物料名稱 Kg/h Kmol/h 1 硫磺 2 十二烷基苯 3275 3 空氣 ―― 合計 ―― 烷基苯磺酸的熱量衡算 熱量衡算原理 磺化反應器和其他反應設備一樣，它的熱量平衡關系可用下式表達 [12]： Q1 +Q2 + Q3 = Q4 +Q5 + Q6 (31) 式中 Q1 —物料帶入設備的熱量； Q2 —加熱劑和冷卻劑與系統(tǒng)交換的熱量； Q3 —反應過程的熱效應； Q4 —物料離開設備時帶出去的熱量； Q5 —加熱設備各部件所消耗的熱量； Q6 —設備向周圍散發(fā)的熱量； 對于不同的磺化過程，上面的熱量值各不相同，故熱平衡方程也不一樣，各項中的具體內容應依具體情況簡化使用。 烷基苯磺酸的物料平衡計算 目前，國內約有 30 余套引進的和國產的 SO3 磺化裝置在運行，為了簡化工藝計算，做到準確的投料，生產出優(yōu)質產品，通過多年來磺化工藝數據的收集，結合實踐的經驗，對 SO3 磺化的工藝進行物料計算。由于 SO3 磺化具有硫磺利用率高 ,不產生廢酸 ,產品質量好等顯著特點 ,近年來在我國已得到了廣泛的應用。 圖 尾氣處理工序工藝流程圖 14 第四章 工藝計算 設計方案的確定 當今世界上比較先進的磺化技術是用硫磺作為原料的磺 SO3 化技術 ,絕大多數的國內洗滌劑生產廠家都采用了這種磺化技術。 氧化物在離心泵作用下在塔內循環(huán)，空氣由風機在底部送入。 亞硫酸鹽的氧化 洗滌后的堿溶液通過氣動閥送到亞硫酸鹽氧化塔，亞硫酸鹽在填料塔中與空 氣進行逆流氧化，間歇操作。在 SO2 含量低于 5ppm和 SO3 含量低于 15ppm時。含有未轉化的 SO2和殘余的 SO3 的尾氣在填料塔內進行處理，塔內添加氫氧化鈉溶液，堿洗塔內氣體通過填料與堿溶液逆向接觸，尾氣中的 SO2 與 SO3 和堿液反應，生成亞硫酸鈉和硫酸鈉。 12 圖 十二烷基苯磺酸的合成工藝流程圖 工藝風機 SO3冷卻器 SO2/SO3轉化器 SO2 冷卻器 燃硫爐 硅膠干燥塔 乙二醇冷卻器 水冷卻器 熔硫池 SO3過濾器 烷基苯貯罐 磺化反應器 水解器 氣液分離器 堿洗塔 靜電除霧器 旋風分離器 老化器 十二烷基苯磺酸產品 13 尾氣處理 從磺化單 元過來的尾氣在排放到大氣之前必須經過處理，以除去其中的微量有機物和和未轉化的 SO2 與 SO3。特別是在裝置需要頻繁開車時，可以使膜式反應器中的不合格產品的生成降至最低。 老化與水解 11 烷基苯磺酸的老化室在由老化罐、循環(huán)泵、溫度控制冷凝器組成的回路中完成，停留時間為 30min 左右 。 反應后混合物中的剩余氣體（ SO SO3 及空氣）在分離器中與烷基苯分離，分離出的氣體經旋風分離器進入尾氣處理系統(tǒng)，生成的磺酸收集在分離器中。 SO3 磺化反應主要發(fā)生在液體表面或有一些 SO3 氣體溶解在液體中，反應亦可在液相中進行。 圖 燃硫工序工藝流程圖 磺化 磺化反應在多管膜式磺化反應器中進行。 從轉化塔出來的 SO3 和混合氣體度大約在 420℃ ，須冷卻至 50~55℃ 后才能進入磺化反應器。被冷卻后的混合氣體進入轉化塔進行催化氧反應，該轉化塔有四個床層的催化劑（ V2O5） ,床層間有四級中間冷卻，可以保證每個床層都達到催化氧化反應所需的熱力學、動力學轉化條件 ——最佳溫度范圍 430~450℃ 。從燃硫爐中出來的 SO2 和空氣混合氣體的溫度在 650℃ 左右， SO2 體積濃度為 8％左右。 鏟車 帶式輸送機 圖 熔硫裝置工藝流程示意圖 燃硫和 SO3生成 熔硫與來自干燥塔的干燥空氣在燃硫爐中燃燒 生成 SO2。熔硫再經過濾器過濾后，由輸送泵送入燃硫爐 。每個硅膠的干燥床層能力可以滿足 8h硫磺的熔化 處理，過濾 硫磺燃燒和 SO2/SO3 轉化 SO3 的冷卻 和過濾 磺化反應 磺酸的老化 和降解 固體硫磺 空氣的壓縮 與干燥 亞硫酸鹽的氧化 磺酸產品 尾氣處理 工藝空氣 十二 烷基苯 9 以上操作。 經冷凝后的空氣進入硅膠干燥器，干燥到露點約為 60℃ 。流程圖如 31 所示 [10]： 圖 磺化工藝流程簡圖 空氣的壓縮與干燥 在燃硫和三氧化硫生成過程中所需要的空氣首先經過濾除去雜質，然后由低壓鼓風機壓縮。 SO3 磺化在工藝上采用經干燥的空氣稀釋成 4%7%氣濃 SO3 作磺化劑，在設備上考慮緩和反應 , 加快傳熱 , 對原料烷基苯進行預冷卻 ,對產品磺酸采用 “急冷 ”措施，以達到盡量降低反應溫度 ,減少局部過熱 ,抑制副反應 ,從而保證產品質量 [9]。所以 ,為了減少副反應和逆反應 ,必須及時冷卻。根據勒 .夏脫列（ ）原理，提高壓力、降低反應溫度，可以使化學平衡向生成十二烷基苯磺酸的方向移動。根據阿里尼烏斯公式： K = A . e ER T－ 式 中 A — — 常 數 ， E — —