苯為原料生產(chǎn)8萬噸年環(huán)己酮車間工藝設計說明書

苯為原料生產(chǎn)8萬噸年環(huán)己酮車間工藝設計說明書苯為原料生產(chǎn)8萬噸年環(huán)己酮車間工藝設計說明書第第④生成的雜質(zhì)量為:m雜=m輸入-m輸出=15858.26-（5550。39+10000+203.77)=104。1kg/h表3.14環(huán)己醇催化脫氫反應器的物料衡算表輸入輸出組分質(zhì)量，kg/h摩爾，kmol/h組分質(zhì)量,kg/h摩爾,kmol/h汽化環(huán)己醇15858。26158。329未反應的環(huán)己醇5550。3955。415環(huán)己酮10000101。885氫氣203。77101。885雜質(zhì)104。1總計15858。26kg/h總計15858.26kg/h3。7.1醇酮精制工段-輕組分塔物料衡算輕組分塔的物料衡算的流程簡圖如圖3-11所示。圖3-11輕組分塔的物料衡算的流程表3.15輕組分塔的物料衡算輸入輸出F1F2F3組成m，％m，kg/h組成m，kg/h組成m,％m,kg/h環(huán)己醇35.465550。39輕組分36.57環(huán)己醇35。545550.39環(huán)己酮63。8810000環(huán)己酮64。0310000雜質(zhì)0.66104.1重組分0.4367.53總計10015654。49總計10015617.92總計15654.49kg/h總計15654.49kg/h3。7.2醇酮精制工段-環(huán)己酮塔物料衡算環(huán)己酮塔的物料衡算的流程簡圖如圖3—12所示圖3-12環(huán)己酮塔的物料衡算的流程簡圖表3.15環(huán)己酮塔的物料衡算表輸入輸出F3F4F5組成m,%m，kg/h組成m，%m,kg/h組成m,%m,kg/h環(huán)己醇35.545550。39環(huán)己醇0。055環(huán)己醇98.805545。39環(huán)己酮64。0310000環(huán)己酮99.9510000重組分0.4367。53重組分1。267.53總計10015617.92總計10010005總計1005612.92總計15617.92kh/h總計15617。92kh/h3.7.3醇酮精制工段-環(huán)己醇精制塔物料衡算環(huán)己醇精制塔的物料衡算的流程簡圖如圖3-13所示圖3—13環(huán)己醇精制塔的物料衡算的流程表3.16環(huán)己醇精制塔的物料衡算表輸入輸出F5F6F7組成m,％m，kg/h組成m,kg/h組成m，kg/h環(huán)己醇98。805545。39環(huán)己醇5539。85環(huán)己醇5.45重組分1.267.53重組分7。23重組分60。3總計1005612.92總計5547。08總計65。75總計5612。92kg/h總計5612.92kg/h4熱量衡算本設計的熱量衡算，主要包括苯部分加氫攪拌反應器、環(huán)己烯水合反應器、環(huán)己醇脫氫反應器和干燥器。經(jīng)查文獻的各組分的比熱及生成焓,如表4.1所示。表4.1各組分的比熱容組分比熱容/[kJ/kgK]生成焓/(kJ/mol)苯1.9環(huán)己烯1。810—95環(huán)己烷1.97-215水4.2059氫氣7.24環(huán)己醇1。68745—348。19環(huán)己酮2。00062-230.144。1熱量衡算依據(jù)根據(jù)能量守恒定律，進出系統(tǒng)的能量恒算式為：（4—1）本設計為為連續(xù)的反應過程，系統(tǒng)中能量積累為零，能量衡算式為：（4—2）在不考慮能量轉換而只計算熱量的變化時，熱量衡算也就是計算在指定條件下反應過程成的焓變。根據(jù)熱力學原理，化學反應過程的焓變可通過圖4-1所示的途徑求取。圖4-1化學反應過程總焓變的計算示意++（4-3）式中，為反應過程的總焓變；為進反應器物料在等壓變溫過程中的焓變和有相變時的焓變；（4-4）為出反應器物料在等壓變溫過程中的焓變和有相變時的焓變；(4—5）為標準狀態(tài)下反應熱總和,包括反應和副反應。式中，分別為進出反應器物料i的物質(zhì)的量；,分別為進出反應器物料i的等壓摩爾熱容；，分別為進出反應器物料i的相變熱。4.2苯部分加氫反應器的熱量衡算苯部分加氫水合反應沒有相變化所以，。為原料由413K到298K的焓變，為原料由298K到413K的焓變。為298K狀態(tài)下的反應熱。=（16244.471。9+536。577。24+461504。2059）(298—413)=—2。6317928(kJ/h)=(6497。791。9+1571.171。97+8712.121.810+461504。2059)(413-298)=2.5910907(kJ/h)=106。064（-95)+18。669（—215)=—1.40899(kJ/h)=-2。6317928+2.5910907+(—1.40899）=-4。21111（kJ/h）需要移走的熱量（1—0。05）（-4.21111）=4。00056（kJ/h）查的2.0MPa飽和水蒸汽的溫度=211.4℃，蒸發(fā)焓34.1（kJ/mol)。利用此熱量可產(chǎn)生的飽和水蒸氣=（）=211。174（kg/h）。4。3環(huán)己烯水合反應器的熱量衡算環(huán)己烯水合反應沒有相變化所以，。為原料由393K到298K的焓變，為原料由298K到393K的焓變。為298K狀態(tài)下的反應熱。=（31944。451。810+984804。2059)(298-393)=—4.4841567(kJ/h）=（23319。451。810+96607.84.2059+10411.991.6874）（393-298)=4.4279514(kJ/h）=(283.899-388。902)（-95)+（5367.1-5471。11)(-241.83)+103。954（-348.19)=—1067。72(kJ/h）=-4.4841567+4.4279514+（—1067.72）=—5.63121（kJ/h）需要移走的熱量（1—0。05）(—5。63121)=—5.34965(kJ/h）查的2。0MPa飽和水蒸汽的溫度=211.4℃，蒸發(fā)焓34。1(kJ/mol）。利用此熱量可產(chǎn)生的飽和水蒸氣=（）=282。387(kg/h)。4.4環(huán)己醇脫氫反應器的熱量衡算環(huán)己醇脫氫反應，為原料由523K到298K的焓變，為原料由298K到523K的焓變。為298K狀態(tài)下的反應熱。=（15858。261。68745）(298—523）=-6。021005（kJ/h）=(5550。391。68745+100002.00062+203.777。24）(523-298）=6。940688（kJ/h）=(55.415-158.329)(-348。19）+101.885(-230。14)=—1。23859(kJ/h）=-6.021005+6.940688+—1。23859=9。07297(kJ/h）需要提供的熱量（1-0.05）9.07297=8.61933(kJ/h）5主體設備反應釜的設計與計算5。1攪拌反應釜釜體的設計5。1。1釜體容積的確定苯部分加氫在反應器中反應時間為30分鐘，所以攪拌反應釜中反應物的總物質(zhì)的量為：m=35022。92kg攪拌反應釜的反應物體積約為：查文獻得裝填系數(shù),則攪拌反應釜的體積圓整得.5.1。2釜體DN的確定查文獻的，一般反應釜的高徑比為1—3，本設計取1。5，則反應釜直徑估算如下：由（式中，—反應釜筒體內(nèi)徑；H—反應釜高度)則攪拌反應釜=,根據(jù)筒體公稱直徑的標準，選取反應釜的釜體DN=3400mm。取=3400mm,封頭取相同的內(nèi)徑。查文獻知當公稱直徑DN=3400mm時,標準橢圓形的容積5。5080m3，筒體每平米高的容積=12。958。則筒體高度為:(其中—每個釜圓筒的容積，單位為）由的近似值與1.5近似相等,則可得:解得該釜圓筒的容積=60。583，圓整后=613.則需要設計一個反應釜即可。取H=，圓整后H=4800。釜體長徑比的復核=4710/3400=1.42，因為=1—3，滿足要求。所以筒體高度為4800.5。1.3筒體PN的確定因為攪拌反應釜的操作壓力為Pw=4.4MPa，所以采用PN=5.6MPa。5.1。4釜體筒體壁厚的設計設計壓力：P=（1。05-1。1）Pw，取P=1。1Pw=4.84MPa液體靜壓:PL（kgf/cm3)0.0968MPa，==2％≤5%,所以可以忽略PL。計算壓力：Pc=P+PL=P=4.84MPa。設計溫度：140℃焊縫系數(shù)：=1許用應力［］t：根據(jù)材料0Cr18Ni10Ti（321，屬于奧氏體型不銹鋼）、設計溫度140℃，由文獻查得［］t=137MPa得出:鋼板負偏差C1:C1=0.25（GB6654-96)腐蝕余量C2：C2=1。0（雙面腐蝕）由文獻得公式：=+C2=61.14，圓整=615。1.5釜體封頭的設計攪拌反應釜選用標準橢圓形封頭，代號EHA、標準JB/T4746—2002.其中：P=1.1Pw=1.14.4=4.84MPaPc=P+PL=P=4.84MPaC1=0.25，C2=1。0，=1.0(整版沖壓)（1)封頭的壁厚設計由公式=+C2，得攪拌反應釜的：==60。59，圓整得=61，根據(jù)規(guī)定取封頭壁厚與筒體比后一致=61.（2)封頭的直邊尺寸、體積及重量根據(jù)釜體的公稱直徑DN=3400，由文獻及EHA封頭的參數(shù)關系式=2得到釜體封頭尺寸標注如表5。1所示。表5。1釜體封頭的尺寸曲面高度H1直邊高度H0/內(nèi)表面積A/厚度容積深度h2/質(zhì)量m/kg8504012.9581565.508089052295.1.6外壓筒體壁厚的設計由設計條件可知，攪拌反應釜的夾套內(nèi)介質(zhì)的壓力不為常壓，去設計外壓P=0.15MPa。設筒體的壁厚61,則=-C=61-1.25=59。75所以對應的封頭外徑D0=Di+2=3519.5由Lcr=1。17得:Lcr=1.173519。5=31603.73筒體的長度計算=L+，=4710+(890—40）+40=5033。34因為Lcr=31603.73≥,所以攪拌反應釜為短圓筒。由文獻可知短圓筒的穩(wěn)定性計算可得圓筒的臨界壓力為：攪拌反應釜圓筒的臨界壓力：==4。25MPa故≤，所以假設=61滿足穩(wěn)定性要求，故筒體的壁厚=61.5。1。7外壓封頭壁厚的設計攪拌反應釜的封頭設計與筒體相同，及設計外壓0。15MPa。設封頭的壁厚=61,則：=-C=61—1.25=59。75，對于標準橢圓封頭K=0.9，Ri=K=0.93400=3060，=51。22,計算系數(shù)：A===2.4405由文獻中查的,在水平坐標軸中找到A=2.4405點，再由該點做豎直線與對應的材料溫度線相交，然后沿此點在做水平線與右方的縱坐標相交，得到系數(shù)B的值為：B≈256MPa、E=1。874105MPa，根據(jù)=得：==4.998MPa因為P=4.2MPa≤=4.998MPa，所以假設=61成立。由上述計算可知攪拌反應釜的厚度=61，封頭的結構如圖5。1所示,其尺寸如表5.2所示。圖5。1釜體封頭的結構與尺寸表5.2釜體封頭的尺寸340089040615。2反應釜夾套的設計5.2.1夾套的DN的確定由夾套的筒體內(nèi)徑與釜體筒體內(nèi)徑之間的關系可知:=+200＝3400+200=3600mm故取DN=3600mm由設備設計條件知，夾套內(nèi)介質(zhì)的工作壓力不為常壓，取PN＝1MPa5。2.2夾套筒體壁厚的設計因為P＞0.3MPa，所以需要根據(jù)剛度條件設計筒體的最小壁厚。又因為＝2000mm＜3600mm，取min＝2Di/1000且不小于3mm，另加，min＝6。8+2=8。8mm，取n＝10mm.5。2.3夾套筒體長度Hj的初步設計==3.3409m=3340.9mm，圓整后H=3800mm5.2。4夾套封頭的選型夾套的下封頭選標準橢球型，內(nèi)徑與筒體相同（＝3600mm)。代號EHA，標準JB/T4746—2002.夾套的上封頭選帶折邊錐形封頭，且半錐角。5。2.5橢圓形封頭壁厚的設計因為P不為常壓＞0.3MPa，所以需要根據(jù)剛度條件設計筒體的最小壁厚.夾套筒體與內(nèi)筒的環(huán)焊縫，因檢測困難,故取=0。6，從安全計夾套上所有焊縫均取=0。6，封頭采用由鋼板拼制的標準橢圓形封頭,材料均為 Q235—B鋼.夾套厚度計算如下:由＝2000mm＜3600mm，取min＝2Di/1000且不小于3mm,另加C2，得min＝6.8+2=8.8mm。對于碳鋼制造的封頭取最小厚度n＝16mm。5。2。6橢圓形封頭結構尺寸的確定由文獻[20］318頁表16—5。封頭尺寸如表5。3所示。表5。3封頭尺寸直邊高度h1/mm深度h2/mm容積VjF/m3質(zhì)量m/kg409155.99721685.25。3反應釜附件的選型及尺寸設計5。3。1工藝接管的設計由文獻附錄六查無縫鋼管（1）水蒸汽進口接管采用219mm×9。5mm無縫鋼管，罐內(nèi)的接管與夾套內(nèi)表面磨平。配用突面板式平焊管法蘭：HG20593PL200-1.0RF20。（2）溫度計接口采用45mm×2。5mm無縫鋼管，伸入釜體內(nèi)一定長度。配用突面板式平焊管法蘭：HG20593法蘭：PL65-0。6RF0Cr18Ni10Ti.（3）工藝物料進口采用219mm×9。5mm無縫鋼管,管的一端切成，伸入罐內(nèi)一定長度。配用的突面板式平焊管法蘭：HG20593法蘭PL200-1.0RF0Cr18Ni10Ti.（4)放料口采用377mm×13.5mm無縫鋼管,接管與封頭內(nèi)表面磨平。配用突面板式平焊管法蘭：HG20593法蘭PL350—1。0RF0Cr18Ni10Ti。與其配套的是動力驅動下展式鑄不銹鋼放料閥，標記：放料閥6-100H9B61R-10P(5)水出口采用219mm×9。5mm無縫鋼管，接管與封頭內(nèi)表面磨平。配用突面板式平焊管法蘭：HG20593PL200-1.0RF20。（6)安全閥接口采用89mm×4.5mm無縫鋼管，接管與封頭內(nèi)表面磨平。配用突面板式平焊管法蘭:HG20593法蘭PL80—1.0RF0Cr18Ni10Ti。(7)固體物料采用630mm×15mm無縫鋼管,罐內(nèi)的接管與下封頭內(nèi)表面磨平磨平。配用突面板式平焊管法蘭：HG20593法蘭PL600-1。0RF20。（8)視鏡采用133mm×4mm無縫鋼管，接管與封頭內(nèi)表面磨平.配用突面板式平焊管法蘭：HG20593法蘭PL125—1。0RF0Cr18Ni10Ti。5。3.2管法蘭尺寸的設計查閱相關文獻［20］得到法蘭選型并根據(jù)PN=5.6MP、1.5MP和接管的，由板式平焊管法蘭標準（HG20592）確定法蘭的尺寸。管法蘭的尺寸見表5.4。表5。4板式平焊管法蘭的尺寸（HG20592)接管名稱公稱直徑DN接管外徑A連接尺寸法蘭厚度C密封面法蘭內(nèi)徑B法蘭外徑D螺栓孔中心圓直徑K螺栓孔徑L螺栓數(shù)量n螺紋規(guī)格Thd厚度f水蒸汽進口及水出口200219340295221220262662222氮氣進口及工藝物料進口20021932028018816222542222氫氣進料口20021932028018816222542222溫度計接口5057140110144121688259放料口350377490445221220264132280安全閥接口80891901501841618124291固體物料5005306456002220203256825345。3.3固體物料進口的設計由于釜體的內(nèi)徑，因此可以在釜體的封頭上設置人孔，本設計選用回轉式平焊法蘭物料孔。5。3.4支座的選型及設計由于設備外部設置有8mm的保溫層，查閱文獻可選耳式B型支座，支座數(shù)量為4個反應釜總質(zhì)量的估算：式中：m—釜體的質(zhì)量(kg)；m—夾套的質(zhì)量(kg)；-攪拌裝置的質(zhì)量(kg）-附件的質(zhì)量(kg）；—保溫層的的質(zhì)量（kg)物料總質(zhì)量的估算：式中：-釜體介質(zhì)的質(zhì)量（kg);m—夾套內(nèi)導熱油的質(zhì)量(kg）表5。5帶蓋平焊法蘭進料口的尺寸公稱壓力（）密封面形式公稱直徑DN螺栓規(guī)格數(shù)量1.0凸面600630×67557052720240108362830反應釜的總質(zhì)量估算為12000kg,物料的質(zhì)量為61000kg(以水裝滿釜體計算)，夾套和水的總質(zhì)量為：29000kg裝置的總質(zhì)量：m=12000+61000+3000+29000=102000kg每個支座承受的重量約為：102000/4×9.8＝249.9kN根據(jù)，Q=249。9kN查閱相關文獻初選B型耳式支座,支座號為8。標記：JB/T4725-92耳座B8材料：Q235—A·F系列參數(shù)尺寸如表12。表5.6B型耳式支座的尺寸底板筋板墊板地腳螺栓支座重量規(guī)格kg600480360261455103801872060016723630140。85.4攪拌裝置的尺寸設計與選型5.4.1攪拌槳的尺寸設計與選型本設計中的反應物料黏度不大,槳式攪拌器適用于黏度小的液體物料，也適用于纖維狀和結晶狀的溶解液，符合本設計中反應條件和反應物料的性質(zhì).所以本設計中反應釜的攪拌槳選用槳式攪拌器。5.4。2攪拌器直徑的初步計算通常槳式攪拌器直徑，取mm槳寬，取=306mm轉速n=450r/min片數(shù)np=2片底層葉槳到釜底得距離，取1020mm由于料液層較高，為了將物料攪拌均勻，裝有三層槳葉，相鄰兩層攪拌葉交錯成90°安裝。5.4.3攪拌器功率計算由=0。87Pa·S則Re=n=450×(2.04）2×1000/(60×0。87）=15944。83由于Re＞104，查圖并校正得攪拌功率準數(shù):NP=0。25N=Np=0.25×1000×(450/60）3×（2。04）5=327.14kw選擇電機效率=0。85,所以=327.14/0。85=384。87kw5。4。4攪拌軸直徑的設計（1）直徑計算電機的功率P＝384。87kw，攪拌軸的轉速n＝450r/min，參考文獻取用材料為1Cr18Ni9Ti,[]＝25，A=140，則攪拌軸直徑為：=132。89mm，圓整強度校核=15.01MPa[］=25MPa滿足要求，所以攪拌軸直徑為135mm。5。4.5攪拌軸長度的設計攪拌軸的長度L近似由釜外長度L1、釜內(nèi)未浸入液體的長度L2、浸入液體的長度L3三部分構成.即：L=L1+L2+L3其中L1=（—機架高;—減速機輸出軸長度）L1=4300—2720=1580mmL2=HT+HF—Hi(—釜體筒體的長度；HF-封頭深度；Hi液體的裝填高度)Hi=+H0+H1==5508mm式中V—操作容積；V—釜體封頭容積;—筒體的內(nèi)徑m；H0-封頭直邊高度m；H1-封頭曲面深度mL2=4800+890－5508=102mm由文獻可知攪拌槳的攪拌效果和攪拌效率與其在釜體的位置和液柱高度有關。攪拌槳浸入液體內(nèi)的最佳深度為：當=Hi時為最佳裝填高度；當＜Hi時，需要設置三層攪拌槳。由于=3400＜Hi=5508mm,又因為底層葉槳到釜底得距離h=900mm，則攪拌葉槳之間的距離為:故浸入液體的長度：L3=Hi—h=5508-900=4608mm攪拌軸的長度L為：L=1580+102+4608=6290mm5.5傳動裝置裝置的尺寸設計與選型5。5。1電動機的選型由于反應釜的物料具有易燃性和一定的腐蝕性，故選用隔離型三相異步電機（防爆標志d=2\＊ROMAN\＊MERGEFORMATIIAT4）。根據(jù)反應釜的功率為384.87kW，轉速3000，由文獻查的選用的電機型號為：Y355L2—2。5。5.2減速器的選型根據(jù)反應釜的功率為384.87kW、攪拌軸的轉速n=450、傳動比i為3400/450=7。56,選用齒輪立式減速機，標記LC325A21。6輔助設備的設計與選型6。1儲罐的計算與設計6。1.2催化劑溶液儲罐的計算與設計(1)因苯部分加氫中催化劑與組要組分的質(zhì)量分數(shù)為13.35％,密度為1。1347g/cm3（25℃),則催化劑溶液的體積為:查文獻得,對化工原料及成品油用儲存系數(shù)為0。90,儲罐的的容積為：52。17取為2。則直徑為:==3215，則儲罐高度為：H=23。215=6。43。（2)輸料管道的計算與設計催化劑的流量為：查化學工程機械手冊得，低粘度物料在管道中的流速在0。8-1。8范圍內(nèi)。本設計取=1.4。則輸料管的直徑為：==115選用熱軋無縫鋼管（GB8163—87）,其規(guī)格為=1505.0。6.1.2產(chǎn)品環(huán)己酮儲罐的計算與設計因環(huán)己酮的密度為0.95g/cm3（25℃），環(huán)己醇的體積為:=10。53。查文獻得,對化工原料及成品油用儲存系數(shù)為0。90,儲罐的的容積為：11。7取為2.則直徑為:==2730，則儲罐高度為：H=22。73=5。46。輸料管道的計算與設計環(huán)己酮的流量為：查化學工程機械手冊得,低粘度物料在管道中的流速在0.8-1。8范圍內(nèi)。本設計取=1.4。則輸料管的直徑為：==55選用熱軋無縫鋼管（GB8163-87），其規(guī)格為=805.0.6.1.3倉儲的計算與設計儲存注意事項要求儲存于陰涼、通風的庫房.遠離火種熱源。庫溫不宜超過30℃。保持容器密封。氧化劑、酸類、堿類分開存放，切記混儲。采用防爆型照明、通風設施。禁止使用易產(chǎn)生火花的機械設備和工具。儲區(qū)應備有應急處理設備和合適的收容材料.因環(huán)己烷，因苯原料有毒，所以原料儲存時要密閉儲存，選用封閉型儲倉。封閉型頂部裝有頂蓋，進料裝置可直接安裝在頂蓋上。三種常用的圓筒形儲倉為:錐形料斗的圓筒形儲倉、群式支座的圓筒形儲存?zhèn)}及平底圓筒形儲倉。本設計采用錐形料斗的圓筒形儲倉，其采用支腿支撐。苯的體積為：=18.46錐形料斗的圓筒形儲倉的總容積計算：式圓筒形儲倉的筒體直徑，圓筒形儲倉的筒體高度，倉儲的錐形料斗的高度,其中經(jīng)濟尺寸比為：（+）/=1。62，/=0.62,得出苯儲倉：=2911，，。6。2泵的計算與設計主要對原料苯溶液送入脫氫反應釜的配料泵進行計算。H=Z2—Z1+++離心泵距入釜口5。20m,管徑，2個標準彎頭,1個閘閥，則=9.2m.則H=5。20+9.2=14.40m,液柱=14。40.54=7。776mH2O。又因為本溶液的流量為18.46,正常使用一臺，備用一臺。型號80Y—60/2，泵的流量為64。1，揚程47。0m.6.3閃蒸器的設計與選型本設計工藝需要四臺閃蒸器，有文獻查得閃蒸器選用SZG型儲罐式閃蒸器，采用直徑2000mm，高5500mm的閃蒸罐。6.4過濾裝置的設計與選型本設計共涉及兩臺分離設備。都屬于固液分離。有文獻查得分離機均選用BSA型板框壓濾機，型號為BAS30/950—25，過濾面積45m2,框內(nèi)尺寸950mm950mm，框厚25mm，框數(shù)38,總框內(nèi)容量380L。6。5小結設備一覽表表6。1設備一覽表序號設備位號設備名稱及規(guī)格型號數(shù)量單位材料1R101攪拌式脫氫反應釜(夾套式，攪拌裝置電動機功率348kw）V61m3×DN34001臺0Cr18Ni10Ti2R301攪拌式水合反應釜（夾套式，攪拌裝置電動機功率348kw）V53m3×DN32002臺0Cr18Ni10Ti3R401固定床管式反應器1臺4T101氣提器（閃蒸塔）2400×168001Q235-B5T102氧化罐(閃蒸塔）2500×166001Q235—B6T103穩(wěn)定罐（閃蒸塔）2500×174001Q235-B7T201苯分離塔（浮閥塔）4800×367001Q235-B8T202苯回收塔（浮閥塔）2900×227001Q235-B9T203環(huán)己烯分離塔（浮閥塔）4600×357001Q235—B10T204環(huán)己烯回收塔（浮閥塔)3100×287001Q235—B11T301環(huán)己烯水分離塔（浮閥塔）3500×275001Q235-B12T302環(huán)己醇精制塔（浮閥塔）3700×197001Q235—B13T401環(huán)己醇汽化塔（浮閥塔）2500×189401Q235-B14T402脫輕組分塔(浮閥塔)4100×317001Q235-B15T403環(huán)己酮塔（浮閥塔）4500×587001Q235-B16T404環(huán)己醇塔(浮閥塔）4300×517001Q235-B17E101氣提器冷凝器AES900-2.5—186。9-4。5/19-61臺碳鋼18E102氧化罐冷凝器AES700—2。5—99。8—4。5/19—61臺碳鋼19E103穩(wěn)定罐冷凝器AES700-2。5-99。8-4。5/19-61臺碳鋼20E104原料苯預熱器AES600—2。5—54。4—4。5/25—61臺碳鋼21E105氫氣預熱器BEM600—1。6-100—6/25-61臺碳鋼22E201脫苯塔定冷凝器AES700—2.5-77—4.5/19-61臺碳鋼23E202脫苯塔底再沸器AES800-1.6-106—3/25—41臺碳鋼表6。1設備一覽表(續(xù)表)序號設備位號設備名稱及規(guī)格型號數(shù)量單位材料24E203苯回收塔頂再沸器AES900-2.5—186.9—4。5/19—61臺碳鋼25E204苯回收塔冷凝器AES700-2.5-99.8-4.5/19-61臺碳鋼26E205環(huán)己烯分離塔頂冷凝器AES700—2.5-99.8—4。5/19—61臺碳鋼27E206環(huán)己烯分離塔底再沸器AES600-2。5—54。4—4.5/25—61臺碳鋼28E207環(huán)己烯回收塔頂冷凝器BEM600—1.6—100-6/25—61臺碳鋼29E208環(huán)己烯回收塔底再沸器AES700—2。5—77-4。5/19—61臺碳鋼30E301原料環(huán)己烯預熱器AES900—2.5—186。9-4.5/19-61臺碳鋼31E302原料純水預熱器AES700—2。5-99.8-4。5/19—61臺碳鋼32E303環(huán)己烯—水分離塔頂冷凝器AES700—2。5—99.8-4.5/19-61臺碳鋼33E304環(huán)己烯—水分離塔底再沸器AES600—2。5-54.4-4.5/25—61臺碳鋼34E305環(huán)己醇精制塔頂冷凝器BEM600-1.6-100—6/25-61臺碳鋼35E306環(huán)己醇精制塔底再沸器AES700-2.5-77—4.5/19-61臺碳鋼36E401環(huán)己醇汽化塔頂冷凝器AES900-2.5-186.9-4。5/19-61臺碳鋼37E402環(huán)己醇汽化塔底再沸器AES700-2.5-99.8—4.5/19-61臺碳鋼38E403輕組分塔頂冷凝器AES700-2.5-99.8-4。5/19—61臺碳鋼39E404輕組分塔底再沸器AES700-2。5—77—4。5/19—61臺碳鋼40E405環(huán)己酮塔頂冷凝器AES900-2。5-186。9—4.5/19—61臺碳鋼41E406環(huán)己酮塔底再沸器AES700—2.5—99.8—4。5/19—61臺碳鋼42E407環(huán)己醇塔頂冷凝器AES700—2。5-99。8-4.5/19—61臺碳鋼43E408環(huán)己醇塔底再沸器AES600—2.5—54.4-4.5/25—61臺碳鋼44V101去再生催化劑貯罐HG-21502-92-1311個Q235—A45V102氣提器塔頂回流罐HG—21502-92—1151個Q235—A46V103氧化罐塔頂回流罐HG-21502—92—1151個Q235-A47V104穩(wěn)定罐塔頂回流罐HG-21502—92—1151個Q235—A48V105原料苯貯罐HG—21502-92-1311個Q235-A49V106氫氣氣柜HG-21502-92—1311個Q235—A表6。1設備一覽表(續(xù)表）序號設備位號設備名稱及規(guī)格型號數(shù)量單位材料50V107加氫產(chǎn)物貯罐HG—21502-92-1231個Q235—A51V201DMAC貯罐HG-21502—92-1311個Q235—A52V202脫苯塔頂回流罐HG—21502-92—1151個Q235—A53V203苯回收塔頂回流罐HG-21502-92-1151個Q235-A54V204DMAC貯罐HG—21502-92-1151個Q235—A55V205環(huán)己烯分離塔頂回流罐HG—21502—92—1151個Q235—A56V206環(huán)己烯回收塔頂回流罐HG-21502-92-1151個Q235-A57V207產(chǎn)品環(huán)己烯貯罐HG—21502-92—1311個Q235—A58V301新鮮環(huán)己烯貯罐HG—21502—92—1311個Q235—A59V302純水貯罐HG-21502-92-1311個Q235-A60V303環(huán)己烯—水分離塔頂回流罐HG—21502-92-1151個Q235-A61V304水合產(chǎn)物貯罐HG—21502-92—1231個Q235—A62V305再生催化劑漿液貯罐HG—21502—92-1311個Q235—A63V306環(huán)己醇精制塔頂回流罐HG-21502—92—1151個Q235—A64V307環(huán)己醇貯罐HG—21502-92—1311個Q235-A65V401環(huán)己醇汽化塔頂回流罐HG-21502-92-1151個Q235-A66V402輕組分塔頂回流罐HG—21502—92—1151個Q235-A67V403環(huán)己酮塔頂回流罐HG-21502—92—1151個Q235—A68V404環(huán)己醇塔頂回流罐HG-21502—92-1151個Q235—A69V405環(huán)己酮產(chǎn)品貯罐HG-21502—92-1311個Q235-A70P101去再生催化劑泵150Y-75/82臺71P102去再生催化劑泵150Y—75/62臺72P103去再生催化劑泵150Y-75/62臺73P104去再生催化劑泵150Y—75/82臺74P105原料苯泵80Y—60/22臺75P106催化劑循環(huán)泵150Y-60/22臺表6。1設備一覽表(續(xù)表)序號設備位號設備名稱及規(guī)格型號數(shù)量單位材料76P201苯-環(huán)己烷-環(huán)己烯泵80Y-60/22臺77P202DMAC泵100Y—60/22臺78P203脫苯塔底泵100Y-60/42臺76P201苯-環(huán)己烷-環(huán)己烯泵80Y-60/22臺77P202DMAC泵100Y—60/22臺78P203脫苯塔底泵100Y—60/42臺79P204DMAC泵80Y—60/22臺80P205環(huán)己烯分離塔底泵100Y-60B/42臺81P301環(huán)己烯原料泵80Y-60/22臺82P302純水原料泵80Y-60/22臺83P303催化劑循環(huán)泵150Y—75/82臺84P304新鮮環(huán)己烯抽出泵80Y—60/22臺85P305催化劑循環(huán)泵150Y—75/62臺86P306產(chǎn)物分離泵100Y-60/42臺87P401環(huán)己醇原料泵80Y—60/22臺88P402環(huán)己醇原料泵80Y—60/22臺89P403汽化塔底重組分雜質(zhì)分離泵65Y—60B/22臺90P404環(huán)己醇抽出泵100Y—60/22臺91P405環(huán)己醇脫氫產(chǎn)物泵80Y-60/22臺92P406輕組分分離泵100Y-60/22臺93P407輕組分塔底分離泵80Y-60/22臺94P408環(huán)己酮抽出泵80Y—60/22臺95P409環(huán)己醇抽出泵80Y—60/22臺7生產(chǎn)車間布置7。1車間設計與布置的依據(jù)《建筑物設計防火規(guī)范》GBJ50016—2006《石油化工企業(yè)設計防火規(guī)定》GB50160—2008《化工企業(yè)安全衛(wèi)生設計標準》HG20571-1995《工廠企業(yè)廠房噪音標準》GB2348—1990《爆炸和火災危險環(huán)境電力裝置設計規(guī)定》GB50058—92《石油化工工藝裝置布置設計通則》SH3011—2000《化工、石油化工管架、管墩設計規(guī)定》HG20670-20007.2車間設計與布置（1）車間布置要適應總圖布置要求，與其他車間、公用工程系統(tǒng)、運輸系統(tǒng)組成有機體。總圖規(guī)劃設計表示了場地與道路情況，公用工程系統(tǒng)管路、污水排放點及有關的車間位置，由此可以從物料的輸送關系和本車間與其他車間的關聯(lián)關系來確定本車間各工段的位置，以使本車間的布置能適應總圖設計的需要。如主導風向將會影響各工段的相對位置，煙囪、散發(fā)有害氣體的工段要布置在下風向，泄露的可燃氣體不能吹向工業(yè)爐等.(2）最大限度地滿足工藝生產(chǎn)包括設備維修要求，了解其他專業(yè)對本車間的布置要求.（3）經(jīng)濟效果要好。車間布置設計應簡潔、緊湊，以達到最小的占地面積；車間立面設計應盡量將高大的設備布置在室外，如不能布置在室外的盡量單獨處理，諸如利用天窗的空間，或將設備穿過屋頂采用部分露天化處理等，盡量降低廠房的高度，以減少建設費用，降低生產(chǎn)成本.（4）便于生產(chǎn)管理，安裝、操作、檢修方便。在車間布置設計時，除考慮各個生產(chǎn)工段外，對生產(chǎn)輔助用房如車間配電室、機修間、化驗室等和生活辦公用房，入車間辦公室、更衣室等，都要合理安排，相互協(xié)調(diào)，以便于生產(chǎn)管理；設備布置設計的同時，要考慮到日后的施工安裝、操作和檢修，要盡量創(chuàng)造良好的工作環(huán)境，給操作人員留有必要的操作空間和安全距離，如經(jīng)常聯(lián)系的設備要盡量靠近，以便于操作；需要經(jīng)常檢修、更換的設備附近要留有一定的檢修空間和設備搬運寬度。（5)要符合有關的布置規(guī)范和國家有關法規(guī)，妥善處理防火、防爆、防毒、防腐等問題，保證安全生產(chǎn)，還要符合建筑規(guī)范和要求.廠房的大小高度、形制等要符合啊、建州規(guī)范。人流和貨流盡量不要交錯.（6）要留有發(fā)展余地。為便于將來擴建或增建，設計中要留有發(fā)展余地.另外留有適當?shù)目臻g，可補救設計中可能出現(xiàn)的不足，入當生產(chǎn)規(guī)模不夠時，又增加設備的空間。7。3車間布置概況本項目的設計采用了一套裝置，分為三個車間：苯部分加氫反應生產(chǎn)環(huán)己烯車間、環(huán)己烯水合反應生產(chǎn)環(huán)己醇車間和環(huán)己醇汽化脫氫生產(chǎn)環(huán)己酮車間。每個車間的平面采用長方形廠房，這樣使設備布置和物流工藝連續(xù)化，縮短管線,易于安排交通和安全出入口，有較多的車間可供自然采光和通風的墻面。各車間均采用鋼架子,適合大跨度的建筑和高層建筑，且施工快，外部美觀，拆裝方便，生產(chǎn)車間布置在總廠風向的下風向，管廊成T型布置，可有效減少車間之間的物流管道長度，方便公用工程管道的進出、檢修和維護。車間地基可以做加強處理，各車間之間按《石油化工企企業(yè)設計防火規(guī)范》中的要求，選取不同的安全距離見表7.1。表7。1設備安全距離序號項目凈安全距離/m1泵與泵的距離不小于0.72泵離墻的距離至少1。23泵列與泵列間的距離(雙泵間列）不小于2。04計量罐間的距離0.4~0.65儲罐與儲罐間的距離（指車間中一般小容量)0.4~0。66換熱器與換熱器間的距離至少1。07塔與塔的間距1.0～2.08離心泵周圍通道不小于1。59過濾機周圍通道1。0～1.810反應罐蓋上傳動裝置離天花板距離不小于1.511反應罐底部與人行通道距離不小于1。8～2。0表7。1設備安全距離（續(xù)表）序號項目凈安全距離/m12反應罐卸料口至離心機的距離不小于1。0~1.513起吊物品與設備最高點距離不小于0.414往返運動機械的運動部件離墻距離不小于1.515反應罐離墻距離不小于0.8~1。016反應罐相互間距離不小于0。8～1。217通廊、操作臺同行部分的最小凈空間高度不小于2。0~2.518不常通行的地方,凈高不小于1。919操作臺梯子的斜度(一般情況）不大于4520控制室、開關室與爐子之間的距離1521產(chǎn)生可燃性氣體的設備和爐子間距離不小于8.022工藝設備與通道間距離不小于1.07。4本設計的生產(chǎn)車間布置依據(jù)以上原則和要求，根據(jù)表7—1設備的安全距離，并結合生產(chǎn)經(jīng)驗,本廠房布置。平面布置在輪廓上采用長方形，60m25m。高度每層為6m。按流程順序在中心管廊的兩側以此布置各個工段,這可以避免管路的重復往返、縮短管道總廠。各個工段分別組成一塊塊長方形區(qū)域,在組成整個車間，這樣即便與生產(chǎn)管理又容易布置管道，道路一方面是物料與運輸設備的通道,兩一方面它還決定了管廊、上下水道、電纜等的布置(通常他們都沿著道路布置）。所以要避免彎曲的或成尖角的道路布置.總的來說，車間平面愈近長方形就愈經(jīng)濟。本設計的生產(chǎn)車間布置見附圖。8經(jīng)濟概算8.1經(jīng)濟概算簡介目前國內(nèi)環(huán)己酮市場潛力巨大，利潤豐厚,因此規(guī)劃好生產(chǎn)工藝路線，并對生產(chǎn)過程進行有效的管理，可以有效降低生產(chǎn)成本.因此做好本廠的經(jīng)濟概算，直接影響企業(yè)的經(jīng)濟效益,甚至關系到企業(yè)的生死存亡。概算的編制應堅持嚴格控制投資、提高投資回報率的原則，積極采取實現(xiàn)控制，原則上不得突破可研報告范圍及批復的投資額。經(jīng)濟概算時,需將各項費用之和與與其銷售收入進行比較，此過程中需要考慮如下兩個因素：（1)對類似工廠進行考察，了解PX的市場狀況及其需求、容量，最近幾年的銷售及生產(chǎn)趨勢，市場是萎縮還是增長，從而估計工廠可能的運行年數(shù)，并計算投資回收期;（2）以每年或者每噸產(chǎn)品為基準,計算各單項成本，包括原料的價格（包括裝卸和運輸費用）、固定投資、操作費用（包括工人工資、維修費用）、所用輔助設備費用(例如蒸汽、水、電力的供應和分配、道路和通訊等）、設備折舊費用等。經(jīng)濟概算的目的,就是對以上幾個方面綜合考慮,比較分析各種因素，考察各種不同條件下所建廠從經(jīng)濟性，最壞和最好情況下盈利性都要考慮，確定其回收期,使其在總體上最優(yōu),從而確定該工廠在經(jīng)濟上是否可行，能否盈利，再確定投資建設與否，以及建成后如何運轉，只有這樣，才能使所建廠在激烈的市場中占有一席之地。本設計擬在山西省臨汾市的郊區(qū)建廠,以每年為基準計算,各項開支及收入計算如下：8。1。1外購原料已知已知每小時消耗原料苯的質(zhì)量為9845.13kg,消耗原料氫氣質(zhì)量為536.57kg,催化劑（Ru—Fe—B/ZrO2）的質(zhì)量為576。875kg，添加劑ZnSO47H2O水溶液的質(zhì)量為5768.75kg，分散劑的質(zhì)量為769.17kg,氮氣的質(zhì)量為38972.34kg，氧氣的質(zhì)量為389.72kg，導熱油16000kg，8。1.2外購動力外購動力是指企業(yè)生產(chǎn)經(jīng)營過程中所需消耗的各種動力費用、包括水、電、氣等費用。此工藝所消耗的去離子水量為16000噸，工業(yè)水128000噸。表8.1每小時原料消耗列表名稱消耗量/kg單價/元/kg總價/萬元苯9845。134.84.7257氫氣536.576.50。35催化劑576。875352。02添加劑5768.752。61。50分散劑769。17272.08HZSM—51446.1253。62氮氣38972.341。24.68氧氣389。721.60.0624320導熱油160002。64。16外購原料費用為13.97818000+4。61=111829.41萬元.泵和風機主要消耗電能，按650kW計算，每年8000h，則年消耗電能560萬度，每度電按0。6元計，年電費為336萬元。8.2投資概算基礎數(shù)據(jù)生產(chǎn)規(guī)模：年產(chǎn)80000噸環(huán)己酮。生產(chǎn)安排：年生產(chǎn)小時數(shù)為8000小時生產(chǎn)工人（采用3班制）：見表8。2表8.2生產(chǎn)工人的配備工人人數(shù)（人）工人人數(shù)（人)反應釜45氣體控制9沉降器8修理工人15閃蒸器20庫管工人12精餾塔28技術工人30過濾機4監(jiān)控工人30表8.2生產(chǎn)工人的配備（續(xù)表）工人人數(shù)（人)工人人數(shù)（人）干燥器8分析工人15工人人數(shù)（人)工人人數(shù)（人）壓縮機1總計（人）225固定資產(chǎn)投資建設9460m2廠房,按造價3500元/m2，其資金為3311萬元。上下水工程，電氣工人,其資金600萬元.設備投資見表8。3表8。3設備投資設備名稱數(shù)量單價/萬元金額/萬元備注反應釜3300900沉降器224閃蒸器51050精餾塔720140過濾機21。53干燥器21020壓縮機11.51。5換熱器27254儲倉12224儲罐130.56。5泵564224總計(萬元）14278。3成本估算原料估算費用原料費用為：111829.41萬元水電費成本估算見表8.4表8.4水電費成本估算名稱年消耗量單價/元金額/萬元備注水128000噸338。4去離子水16000噸150240電560萬度0.7336合計（萬元）614。4（3）工人工資估算工人工資按每月2500元計算，每年福利為5000元，則每年用于工人工資和福利為：225（250012+5000）=787.5萬元.設備折舊費按使用期為20年，折舊費為4%計算，則所需費用為：1427萬元4%=57.08萬元維修費用維修費用按占投資的5%計算，則所需費用為：14275%=71.35萬元管理費用按設備總投資的3%計算,則所需的費用為：14273％=42.81萬元其它費用按設備總投資的7％計算，則所需的費用為：14277％=99.89萬元成本估算成本=原料成本+設備費用+工資+水電費+設備折舊費+維修費+管理費+其它費用=111829.41+1427+787.5+614。4+57。08+71.35+42。81+99.89=11。492944萬元8。4經(jīng)濟效益每噸環(huán)己酮按1。48萬元，則每年所得收入為：1.4880000=11。84億每噸環(huán)己烷按1.25萬元，則每年副產(chǎn)品所得收入為：1。25=1.572億收入：11.84+1。572=13。412億收入-支出=13.412—11.492944=1.919056億納稅按20％計算則每年納稅的金額為：1。91905620%=0。3838112億。純利潤估算年獲純利潤：1。919056—0。3838112=1。5352448億。8。5經(jīng)濟評價總投資回收期=總投資/利潤總投資=費用投資+固定資產(chǎn)故投資回收年限為：11.492944/1.5352448=7。49年所以正常運行的情況下90個月可回收成本。通過以上的經(jīng)濟技術分析可知,在正常運營的情況下90個月時間就可回收成本，即能將投入的資金及其利息全部還清，這說明本工藝設計的生產(chǎn)工藝不但能滿足社會的需求,同時也能為廠家?guī)碡S厚的利潤，故可以投資建廠.9三廢治理9.1環(huán)己酮生產(chǎn)中產(chǎn)生的三廢來源以苯為原料生產(chǎn)環(huán)己酮的生產(chǎn)過程中會產(chǎn)生廢水、廢氣、廢渣、噪聲等對環(huán)境造成環(huán)境污染，其主要來源于以下幾方面:9。1.1廢水來源:（1）熱交換產(chǎn)生的廢水：來源于反應釜加熱所用蒸汽凝結水、精餾塔塔頂冷凝水，塔底再沸產(chǎn)生的蒸汽凝結水及閃蒸器頂部所用的冷凝水，并沒有毒害物質(zhì),可送至晾水塔冷卻或加熱為水蒸氣循環(huán)使用。（2）含有污水：主要是機泵冷卻水、汽包連排、生活用水及工藝水等，排至污水處理廠。9。1.2廢氣來源裝置在異常狀態(tài)下，設備靜密封泄露到大氣中。生產(chǎn)過程中催化劑再生時氣提器、氧化罐、穩(wěn)定罐塔頂流出貧氧空氣和氮氣中都含有殘油物質(zhì)，直接排放會對空氣造成嚴重的污染。苯-環(huán)己烷-環(huán)己烯分離凈化工段和環(huán)己烯催化脫氫反應制環(huán)己酮工段都會會排放出C4及C4以下的輕組分氣體，直接排放即會造成經(jīng)濟損失又會產(chǎn)生環(huán)境污染。9。1.3廢渣來源苯部分加氫反應制環(huán)己酮的生產(chǎn)過程中沒有廢渣排除,只有催化劑因某種原因失活導致無法使用時，才需要進行銷毀。9。2三廢治理9.2.1廢水治理工藝水循環(huán)回用,針對各排放點的排放量，本著滿足生產(chǎn)需求，確保安全生產(chǎn)的宗旨，在實際生產(chǎn)中我們對各生產(chǎn)工藝作出調(diào)整，優(yōu)化操作，降低排放量。這樣每噸可節(jié)約大量成本。對真空泵排放量的大小進行生產(chǎn)試驗，逐漸調(diào)小真空泵的供水量。這樣在原來的基礎上就降低了排放.廢水減排措施包括：對于真空泵逐漸調(diào)小供水量,即減少了排放量；軸封冷卻水收回重復利用；維持熱水管的水位穩(wěn)定，不會產(chǎn)生溢流。上述措施在滿足生產(chǎn)要求的同時,最大限度的減少廢水排放；通過對各個生產(chǎn)車間工業(yè)廢水各排放源的工藝進行優(yōu)化從而達到降低排放量，減少廢水處理量，水重復利用的目的。9.2.2廢氣治理苯部分加氫反應釜預先通入氮氣以排出釜內(nèi)空氣,屬于無害氣體，可以高空排放。苯-環(huán)己烷-環(huán)己烯分離凈化工段和環(huán)己烯催化脫氫反應制環(huán)己酮工段都會會排放出C4及C4以下的輕組分氣體，可以作為加熱爐燃料，達到資源充分利用。生產(chǎn)過程中催化劑再生時氣提器、氧化罐、穩(wěn)定罐塔頂流出貧氧空氣和氮氣中都含有殘油物質(zhì)，通過進入油氣分離器除去大部分殘余的油分后，在高溫氧化使所有殘油都分解成CO2和水蒸汽后高空排空。水蒸氣則可以運輸至生活區(qū)作為澡堂與水房的熱源，經(jīng)熱交換后則可作為循環(huán)水繼續(xù)使用.9。2.3廢渣治理廢催化劑運輸至偏僻的無可燃物的安全地帶，讓其自然氧化，予以銷毀。10總結在畢業(yè)設計的撰寫過程中，通過對自己在大學四年時間里所學的知識較為全面地梳理，展示了自己大學四年扎實的學習,在專業(yè)理論知識認真、仔細、嚴謹、塌實、肯下工夫進行獨立思考鉆研的學術研究精神，較好的資料收集、材料整理、觀點整合的能力,利用全面的、發(fā)展的、聯(lián)系的觀點,思考分析問題,鍛煉了自己的邏輯推斷思辨的能力,較好的語言組織,較為流暢的論說文撰寫的書面表達能力。由此,為自己今后參加，工作進一步深化學習，積累了一定寶貴的實踐經(jīng)驗。參考文獻［1]伊文。我國環(huán)己酮市場分析［J]。中國石油和化工,2003(8）：66—69.［2]呂詠梅.環(huán)己酮國內(nèi)外生產(chǎn)現(xiàn)狀及市場分析［J]。乙醛醋酸化工,2014(4):29-32。[3］王春江.我國環(huán)己酮市場分析及發(fā)展建議［J]?；た萍际袌?2006,29（2):19—21.［4]董新民,郭寧。環(huán)己酮生產(chǎn)技術及其工藝路線分析[J]。中國化工貿(mào)，2013,(7)：243。[5］王鴻靜.苯酚液相原位加氫制備環(huán)己酮[D］。碩士論文.浙江:浙江工業(yè)學，2009.［6］田愛國.苯部分加氫工藝生產(chǎn)環(huán)己醇綜述。田愛國。第五屆全國化工實用高新技術交流會暨協(xié)作網(wǎng)年會論文集［C］.成都:中國化學會,中國化工學會,中國石油和化學工業(yè)協(xié)會，2006：121-125。［7］郭志武,靳海波,佟澤民等.環(huán)己酮、環(huán)己醇制備技術進展[J]。化工進展，2006,25（8）：852—858。[8]卜偉，黃曉賓,王