糠醇气相法生产

1、糠醇气相法生产摘 要本文写的是糠醛选择性催化加氢生产糠醇的工艺设计，其中涉及了生产流程、绘制了带控制点的流程图。本文使用气相反应制取糠醇，反应采用了中压气相加氢法，催化剂选用铜铬系催化剂，它使反应进行的更彻底并且提高了反应器的效率、生产量增大、产品纯度高，适合在大型装置中使用。在设计中详细进行了物料衡算和能量衡算，并进行了设备的选型。主要是对反应釜的设计选型，并有详细的选型步骤。最后对糠醇生产中产生的“三废”进行了合理的处理。关键词：糠醛 催化加氢 工艺设计 工艺流程 设备选型ABSTRACTThis article was written for process design of furf

2、uryl alcohol production. It is to use furfuryl selective catalytic hydrogenation. It involves the production process, mapped the flowchart of with control points. This paper used gas phase reaction producing furfuryl alcohol, adopted medium voltage gas phase hydrogenation catalyst method, choose cop

3、per chrome catalyst, it makes the reaction more thoroughly and improve the efficiency of production reactor, and more products, high purity, suitable for large devices. Of the design, I detailed material calculation and energy calculation, and the equipment selection. And I mainly designed the react

4、ion kettle design models, and have the detailed selection steps. At last, put forward the economic accounting and environmental problem. KEY WORDS: furfuryl alcohol; catalytic hydrogenation; process design; process flow; equipment selection第一章 文献综述1.1生产方法1.1.1气相法生产原理以汽化的糠醛控制一定的空速与过的氢气流混合后通过装有催化剂的列管式

5、固定床反应器，采用载体化合物类催化剂，其反应温度控制在120 左右，压力在1.1×105 Pa左右，粗产物糠醇无色透明，单程转化率可得达到99%以上，产率一般可达到92%以上。气相加氢所采用的催化剂一般有两大类：氧化物催化剂和合金类催化剂。前者活性温度相对高于后者15，18。气相法生产糠醇的关键设备是固定床列管式反应器。糠醛在加氢过程中可能会发生平行二级连串副反应，产生一些副产物杂质影响产品收率。为提高糠醇选择性和收率，目前人们主要对催化剂进行改进研究23,25。虽然常压气相法反应条件缓和,对设备要求不高,但操作不易控制；使用的进口催化剂寿命短,再生次数多,再生后进行加氢反应时,需要

6、一段时间后糠醇质量才能趋于稳定；常压法要求设备体积大,而进口装置选用钼钛材质、能耗、设备投资相对较高；糠醛气化时聚合损失也不可忽视17。进口装置粗醇的提纯精制工序，可在蒸馏釜和精馏塔中进行，得到合格产品，也可根据需要及操作水平，得到副产品17。1.1.2液相法生产原理糠醛催化加氢合成糠醇的反应是在铜铬催化剂作用下进行的。这种催化剂对羰基有较好的选择性，而对C=C键不敏感。糠醛催化加氢合成糠醇的反应为非均相加氢反应，具有多相催化反应的特征。糠醛在催化剂的活性中心发生化学吸附，被吸附在活性中心上的邻近物质间相互发生反应15，18。糠醛催化加氢合成糠醇反应必须在较高温度和压力下进行。首先，将铜铬催化

7、剂制成粉末加入糠醛中，与糠醛形成悬浊液，通过压缩机加压进入反应器。反应器夹套的实际设计温度为160。在此温度下反应速度较慢，在实际操作中可以通过提高催化剂配比来提高反应速度15，18。糠醛催化加氢合成糠醇为放热反应计算得出的反应焓变为-49.84 kJ/mol，反应中放出的热量进一步提高了反应温度，所进物料会在较短时间内剧烈反应，在生产开车初期出现迅速升温的过程，这时为保证安全要暂停进料。随着物料温度的下降，可继续进料，并改变催化剂配比，最终达到热平衡，使反应在稳定温度下进行15，18。高压液相加氢制糠醇，从工艺上看是简单易行，但它也有自身缺点；压力较高 ，安全生产实为重要；各厂自配催化剂，制

8、备技术的差异，带来各厂经济指标各不相同。可以说液相法的关键是催化剂的质量39,40。催化剂是由硝酸铜、硝酸钙、铬酸按和氨水用共沉淀法制备而成，其中各组成与配比量各厂都不同。组成与制糠条件的微小变化，带来的反应结果就不一样，现各工厂生产吨糠醇所用催化剂在11-15kg，有的工厂低于10kg。催化剂一般只能一次性使用。对催化剂的回收再生工作，各工厂发展不平衡，个别工厂实现了催化剂的一次回收。1.1.3生产方法的选择液相催化加氢反应温度、反应压力较高，以及物料返混，容易发生糠醛的深度加氢，因此副产物较多，消耗高；高压加氢存在一定的安全隐患，产品存放时间短；所用铜铬氧化物催化剂随加氢产物排出不能再生。

9、另外，气相法的反应温度较低，采用固定床列管式反应器，确保气流呈活塞流流动消除了返混现象，抑制二次加氢，减少了副反应的发生，而且催化剂和产物不同时排出，基本上消除了催化剂污染，但产率稍低于液相加氢工艺，反应器的“高径比”较大且催化剂需进口，所以目前国内生产企业一般都选择液相加氢工艺15。1.2世界糠醇生产目前世界各国均采用糠醛催化加氢生产糠醇，其加氢方法有液相法和气相法两种。由于液相催化加氢反应温度、反应压力较高，以及物料返混，容易发生糠醛的深度加氢，因此副产物较多，消耗高；且生产自动化程度较低及高压加氢存在一定的安全隐患，产品质量不稳定、生产过程不稳定及转化率低，产品存放时间短；减压蒸馏放料过

10、程中存在一定的安全隐患，而且所用铜铬氧化物催化剂随加氢产物排出不能再生。另外，气相法的反应温度较低，采用固定床列管式反应器，确保气流呈活塞流流动消除了返混现象，抑制二次加氢，减少了副反应的发生，而且催化剂和产物不同时排出，基本上消除了催化剂污染，由于气相法有这些优点，生产糠醇的方法开始由液相法向气相法过渡38。1.3我国糠醇生产目前我国糠醇生产量在全球占有很大比例，国内绝大多数厂家糠醇生产工艺技术都应用多年的高压液相加氢技术，且许多厂家仍都使用铜镍(合金类)催化剂。这些技术，一方面生产安全工艺技术要求较高、且该催化剂不能再生；另一方面由于许多厂家对废催化剂的回收处理没有严格的处理技术，这对环境

11、污染存在很大隐患。因此，国内应积极开发气相加氢制糠醇技术、并研发无毒或低毒催化剂，同时对废催化剂的回收处理应加强规范化管理；这无论从保护企业员工健康还是从环境保护角度去考虑，都应着力去思考并积极采取措施的33-37。我国在1994年以前全部以液相法生产，1994年9月吉化公司研究院开发的常压糠醛气相加氢制糠醇技术通过了省级鉴定，催化剂寿命可达1500 h，保定化工厂也从芬兰公司引进了低压液相加氢技术，这在一定程度上改善了我国糠醇生产工艺的结构。我国虽引进了先进的气相加氢制糠醇的生产装置，但所需催化剂仍依赖进口，价格昂贵、寿命短；因此，应加大气相法加氢催化剂及其工艺过程的研究开发力度。目前生产中

12、使用的气相加氢催化剂中含对人体有害的物质铬，且催化剂制备过程及使用后的废催化剂的处理对环境污染严重。因此，气相法加氢催化剂开发的方向应朝高转化率、高选择性，且对环境友好的不含铬催化剂方向发展。同时，应扩展糠醇深加工，技术进一步提高产品的竞争力23。1.4糠醇生产发展前景研究改进铜系催化剂性能，寻求活性高、寿命长、机械性能好的气相法催化剂；开发无毒不含铬的催化剂，代替现有液相法催化剂，消除有毒物对环境、人身污染；开展催化剂回收再生工作27。改进液相加氢工艺，粗醇精制由简单蒸馏逐步改变用间歇式蒸馏塔精馏，更有效地去除产品中的杂质，保证达到糠醇出口标准。重视化肥厂具有高压生产技术与经验, 利用合成氨

13、系统低压杂质氢代替电解氢,降低糠醇成本及能耗, 变单一产品为多种经营。糠醛加氢联产糠醇、四氢糠醇、2-甲基呋喃的工艺、技术、设备都有一定联系，有条件的工厂应重视联产品的生产，按市场需求，调节各产品产量。我国近年来糠醇生产有较大的发展，但由于历史原因，液相法规模不大，厂家分散，气相法处于巩固、消化技术、积累经验阶段。目前，各厂家除注意竞争的同时，应积极开展横向联合，取长补短，建立一整套生产科研体系，推动我国糠醛系列呋喃衍生物的生产17。第二章 工艺流程设计2.1工艺流程的选择2.1.1影响工艺的因素(1)催化剂比例的影响催化剂的配比参数见表2-1表2-1 催化剂配比参数m(物料)m(催化剂)塔底

14、最高温度/系统压力/MPa备注1001.52357.0开车1001.12157.3正常从表1的数据可以看出，开车初期的催化剂含量比正常开车时催化剂含量高36% ，塔底反应温度比正常温度高20。开车初期塔底反应温度偏高的原因为：与全塔反应有关； 在高催化剂配比下，反应相当剧烈，放热量很大，导致温度迅速升高18。(2)开车初期反应过程分析开车初期是糠醇生产的一个重要过程，除催化剂配比和压力是关键控制因素外，还应控制蒸汽、冷却水的应用。数据见表2-2，关系曲线见图2-1图2-4 。表2-2开车反应数据时间/min塔顶温度/塔底温度/压力/MPa进料速度/(L/ min)备注010105.00.018

15、1631655.72.0开始进料261681705.82.0331701507.22.0441711587.52.0521741757.60.0停止进料571751927.90.0621732257.90.0671582357.30.0721462307.00.0771362267.50.0851232187.50.095922157.22.0开始进料106892127.02.01271882087.42.0图2-1 开车初期塔顶温度图2-2 开车初期塔底温度图2-3 开车初期系统压力图2-4 开车初期进料速度从图2-1图2-4 中可以看出:反应初期温度变化幅度相当大，而进入正常状况后温度波动

16、幅度较小。蒸汽预热只是激发反应的一个重要因素，在正常情况下，物料是在上部预热的。当塔底温度达到最高点时，压力有明显的下降，说明此时反应最为剧烈18。(3)反应压力的影响表2-3的数据是在放料前、后收集的，表中数据表明：压力下降，塔底反应温度将有一定幅度的下降，说明反应速率有所下降。这种现象验证了氢气压力与反应速度之间的关系：氢气分压增大，反应速率加快；在较低压力下，糠醛的转化率将下降18。表2-3 反应压力的影响系统压力/MPa塔底温度/ T/7.5 2206.52155(4)进料速度的影响在正常生产情况下，进料速度决定了物料的停留时间，如表2-4所示。在开车初期，延长物料的停留时间，残留糠醛

17、含量明显降低。而在正常生产情况下，停留时间不是主要影响因素。表2-4 停留时间数据进料速度(L/ min)停留时间(min)残留糠醛质量分数(%)塔底温度()备注2.01201.4260开车2.01400.7230开车2.5480.5220正常2.0590.3221正常2.3510.6209正常2.0590.4215正常(5)结论开车初期应间歇进料，第一次进料40kg，催化剂与物料的质量比采1.4：100；之后连续进料，降低催化剂配比，可保证生产平稳、安全的进行。使用蒸汽的目的是给物料升温、保温与降温。开车初期开启蒸汽，使系统温度达到160以上；正常情况下，可关闭蒸汽；反应器温度过高时，开启蒸

18、汽可使物料相对降温。正常操作中保证催化剂与物料的质量配比为1.1:100 ，加入过量催化剂会造成反应失控。正常操作中保证氢气压力大于6.5MPa，考虑到反应器设计参数，采用7.07.5MPa的压力较为理想，但不能超过8.0MPa 。进料速度在一个较窄的范围内(23L/min) 对糠醛转化率的影响很小。2.1.2反应过程1931年美国化学家Ad skins以亚铬酸铜为催化剂首次实现了糠醛加氢生成糠醇这一反应，并且发现了副产物主要是呋喃环和醛基深度加氢的产物，改变反应温度和催化反应条件均可以提高产物的选择性15。首先，糠醛与一定量的铜铬催化剂在混料罐中混合并加热到100，然后经由泵经计量罐泵送到反

19、应釜中，原料进入反应釜后先加热到150，此时通入氢气开始反应，反应过程中氢气的压力逐渐减小，持续通入氢气当压力不再减小时反应结束。产品糠醇和未反应的氢气进入分离器，从分离器出来的氢气进行循环利用17,18。在整个反应过程中，加热均采用蒸汽加热，温度170，压力大约为0.796MPa，在反应釜中蒸汽在开始时加热原料，当达到预计温度时，由于反应剧烈放热此时可以继续通入蒸汽，这时蒸汽可以起到冷凝的作用带走一部分反应热，可以将这部分蒸汽用于精馏加热，以便节约能源19,20。2.1.3精馏过程粗产品在沉降池中沉降完成后，粗产品从池中泵进入蒸馏釜加热，然后进入精馏塔，分离精馏糠醇，杂质进入前馏分中，产品进

20、入贮料罐。一批产品精馏完成后，抽出催化剂废渣进行处理回收17-20。2.2工艺流程简图本设计所发生的反应为糠醛加氢制糠醇，采用间歇式生产方法，中压下反应，压力大约为7.07.5MPa，温度控制在150200之间，催化剂采用常用的铜铬催化剂。 图2-5 生产工艺流程第三章 工艺衡算3.1物料衡算3.1.1反应釜物料衡算生产能力：年产6万吨糠醇，一年按320天的工作时间计算，则60000/320 = 187.5t/d，采用三班制。基准：以生产1吨糠醇为基础计算反应方程式：C4H3O (CHO)+ H2=C4H3O(CH2OH)+Q组分编号见表3-1表3-1 组分编表组分糠醛氢气糠醇催化剂编号123

21、4分子量：糠醛=96；糠醇=98此实验中糠醛的转化率为98%,糠醇的选择性为94%。由此可计算得到糠醛的进料量：(m1×98%×94%)/M1 = m3/M3解得： m1 =1.0634吨糠醛的输出量：m11=m1m1×98%=0.0213吨根据物料（m1）：催化剂（m4）= 100:1.5，计算可得一吨糠醛需要的催化剂用量为：m1/m4=100/1.5解得： m4=0.0159吨1吨产品中所用的H2的体积为：V=260m3 (根据一般工厂的经验)又由 pv=nRT得常温常压下：V2= 104×8.314×298/(1.01×105)

22、=245 m3输送氢气管道压力为2atm则：V=122.5 m3则氢气的输出量为：260-122.5=137.5m3由反应时间和消耗时间确定，每批生产16吨糠醇，每天生产四批，并采用两个反应釜。故每批进料为：1.0634×16/2=8.5t则每批进料各物质的输入输出量：输入：糠醛：m1=1.0634×8.5=9.0389tv1=9.0389/12=0.7533t/h 氢气：V2=260×8.5=2210m3v2=2210/12=184.17m3/h 糠醇：m3=0 催化剂：m4=0.0159×8.5=0.1352t；输出：糠醛：m1=0.0213

23、5;8.5=0.1811t,v1=0.1811/12=0.00151t/h 氢气：V2=137.5×8.5=1168.75m3,v2=1168.75/=97.40m3/h 糠醇：m3=8.5t,v3=8.5/12=0.7083t/h 催化剂：m4=0.1352t物料衡算时可以以每批进料量见表 3-2：表3-2 物料进量物质名称输入输出糠醛/(t/h)0.75330.00151糠醇/(t/h)0 0.7083催化剂/t0.13520.1352氢气/(m3/h)184.1797.403.1.2沉降槽物料衡算催化剂经过沉降槽几乎全部沉降分离出来，催化剂在沉降过程中会带出部分有机物，有机物约

24、占催化剂总重量的48%-56%，在这里我们取中间值52%，有机物中约80%糠醇10%糠醛，在沉降槽中损失的糠醇为0.1352×52%×80% = 0.0562 t；在沉降槽中损失的糠醛为0.1352×52%×10%=0.00703t，上层清液中剩余糠醛的质量0.1811-0.00703=0.1741t，上层清液中剩余糠醇的质量8.5-0.0562=8.4438t，见表3-3：表3-3 沉降槽物料表物质名称输入输出糠醇/t8.58.4438糠醛/t0.18110.1741催化剂/t0.135203.1.3精馏塔物料衡算图3-1精馏塔物料衡算上层清夜经过精馏

25、塔后精制成含量为98%的糠醇和糠醛为0.7%的溶液。物料衡算见表3-4：表3-4 精馏塔进料物质进口物料流量t/h塔顶出口物料流量t/h塔釜出口物料流量t/h糠醇0.70370.68960.0141糠醛0.014510.0010160.013493.2能量衡算3.2.1反应阶段能量衡算按照目前的工艺指标生产每批糠醇催化剂用量为0.1352t左右，因此可以忽略催化剂所带来的比热及密度所带来的变化，可以按照纯的糠醛计算。混料加热阶段原料由常温25加热到约100，糠醛比热Cp=1.6 kJ/kg·，则生产每批产品原料需吸热:Q=m*Cp*(T2-T1) 10,11=8.5×103

26、×1.6×(100-25)=1.02×106 kJ。根据能量守恒原则，糠醛吸收的热量等于蒸汽放出的热量，蒸汽170时的比热为Cp=4.386kJ/kg·，则蒸汽由170到140，用量为：m = Q/Cp(T2-T1) 10,11=1.02×106/4.386×(170-140)=7752kg170时蒸汽对应压力为：792.6kPa则 V=n*R*T/P10,11=(7752×103/18)×8.314×(273+170)/(7.926×105)=2002m3原料进入反应釜后由100加热到150，

27、达到反应温度开始反应，反应剧烈放热，此时可以停止进料。随着温度的下降再进料，此时可以继续通入蒸汽使其带走一部分反应热，起冷凝的作用。蒸汽由170到150，原料由100到150，整个过程原料需要吸热：Q吸 = m*Cp*(T2-T1) 10,11=8.5×103×1.6×(150-100)=6.8×105 KJ同理，吸热量等于放热量，蒸汽用量为：m = Q/Cp(T2-T1) 10,11 =6.8×105/4.386×(170 - 150)=7752kg同理，此过程蒸汽用量为：V =n*R*T/P=(7752/18)×8.31

28、4×(273+170)/792.6=2001m3当反应开始剧烈放热，可以保持通入蒸汽，具体的流量可以根据反应中途停止进料和蒸馏段用汽等实际情况而定。生产每批产品加氢段用蒸汽：图3-2 反应阶段能量衡算3.2.2冷凝阶段能量衡算图3-3 能量衡算仅计算加氢工段的冷却水。产品出口温度为：200，经冷凝器冷凝到约120 ，冷却水由常温25上升到35，生产每批产品用水的质量为：Q=Cp*m*t=2.456×8.5×103×(200-120)=1.67×106KJm=Q/(Cp*t)=(1.67×106)/(4.174×(35-25)

29、=40000kg表3-5 水用量表混料预热段加氢反应段水冷却段水蒸气2002m32001m3冷却水40000kg第四章 设备的设计和选型4.1反应釜的工艺计算4.1.1反应釜内筒和夹套的设计计算(1)设备的公称体积由反应时间和消耗时间确定，每批生产16吨糠醇，每天生产四批，并采用两个反应釜。故每批进料为：1.0634×16/2=8.5t。采用的糠醛为98.5%，故可忽略水的体积，密度为1.1594g/cm3。则进料体积可估算Vg=8.5/1.1594=7.3314m3因为物料在反应过程中可能产生泡沫；所以取装料系数应取低值=0.6。 设备容积Vg=V,V13.33m3 (2)确定内筒

30、体和封头的直径4,5此反应物料为汽液相类型，取H/Did =1.5V=(/4)×Di2×HDid= 4Vg/(××H/Did)1/3=2.18m将Did圆整成标准值2200 mm。封头取与内筒体相同直径，设封头为标准封头，标准椭圆形封头长半轴与短半轴之比为2，即a/b = 2，而 a = 22/2 =11，所以b=5.5，取直边长度hi=40mm；1)封头容积: V1= (2/3)×(/4)×Di2×hi=0.101m3化工设备机械基础2)筒体容积：V= V1+V2 ，V2 = V-V1=13.33-0.101=13.229

31、 m3 H = 4V2/(Di2) =4×13.229/(3.14×2.22)=3.48m取H=3500mm，故：H/Did = 3500/2200=1.59，在所允许的范围之内。(3)选取夹套直径Dj4,5经查表知：Dj =Di200=2200200=2400mm夹套封头也采用标准椭圆形，并与夹套筒体取相同直径。(4)确定夹套高度Hj4,5设夹套高度Hj等于料液高度（一般不低于料液高度），则：Hj=4(V0V1)/Di2 =4×(7.3314-0.101)/(3.14×2.22)=1.90 m圆整后取Hj=2000 mm(5)求夹套传热面积1)筒体传热

32、面积 A1=DiHj =3.14×2.2×2.0=13.816m22)封头传热面积 A2=0.35Di2=0.35×3.14×2.4×2.4=6.33m2 故夹套总传热面积：A =A1 + A2 =13.816+6.33=20.146m2。4.1.2 内筒体及夹套的壁厚计算(1)选择材料，确定设计压力因醛醇具有较强的腐蚀性，工作时温度和压力的要求高，故选用Q235-A热轧钢板为主体结构，用含硅量高的玻璃质釉喷涂在钢板表面，经920-960 多次高温搪烧，这种材料即搪玻璃。经查表Q235-A在150 以下的许用应力t =113MPa，常温屈服极限

33、s=235MPa。夹套为一内压容器，加热介质为100 常压蒸汽，其压力P1为0.1013MPa，冷却介质为常压温水，其压力为0.116MPa，同时考虑到液体流动阻力损失要产生压力降，以及操作中可能出现的特殊情况，取其设计压力Pj=0.2MPa。内筒体和底封头既受内压又受外压的作用，外压取P=0.3MPa。釜内最低温度T2为25 ，最高T1为160 ，则P气 = P1T2/T1 = 0.1013×(273.15 + 25)/(273.15 + 160)=0.0697MPa釜内物料的平均密度1128.5 Kg/m3 ，P液 =gH4 = 1128.5×9.8 ×1.2

34、86=0.0142MPa。所以内筒体的设计压力Pc=P-(P气+P液)=0.3-(0.0697+ 0.0142)=0.2161MPa，由于釜内要剧烈搅拌会产生震荡，同时考虑一些意外因素取压力Pc=0.3MPa。(2)夹套筒体和夹套封头壁厚计算4,5夹套筒体计算壁厚： j =PjDj/(2tPc)夹套采用双面焊，局部探伤检查，经查知焊缝系数=0.85，则 j =0.20×2400/(2×113×0.85-0.2)=2.50mm取钢板厚度负偏差C1 =0.6毫米，腐蚀余量C2 =2mm，故厚度附加量C = C1+C2 =2.6mm根据钢板规格取夹套筒体名义厚度nj =

35、6 mm。夹套封头计算壁厚kj为：kj = PjDj/(2t-0.5Pj)=0.2×2400/(2×113×0.85-0.5×0.2)=2.5mm同样取厚度附加量C=2.6mm，确定夹套封头厚度与夹套筒体壁厚相同。(3)内筒体壁厚计算1)按承受0.3MPa内压计算焊缝系数同夹套，取=0.85，则内筒体计算壁厚： = PcDi/(2tPc)=0.3×2400/(2×113×0.85-0.3)=3.754mm2)按承受0.2MPa外压计算设内筒体名义厚度n =7mm，取C1=0.6mm，因筒体内衬防腐材料，故腐蚀余量可取的小一些

36、，令C2=1mm，则C=1.6mm有效厚度： e=nC=7-1.6=5.4 mm；内筒体外径：D0=Di2n=22002×7=2214 mm内筒体计算长度：L=Hj=2000mm则：L/D0=2000/2214=0.9；D0/e=2214/5.4=410经查图得：A =0.00018，再根据对应材料查外压圆筒厚度计算图，得：B = 25MPa此时，许用外压为P=Be/D0=25×5.4/2214=0.06MPa<0.2MPa因此，取e=7mm不能满足内筒体稳定性要求再做假设n =10mm，则e =10-1.6=8.4mm，D0=2220，L=2000 mm L/D0=

37、2000/2220=0.9，D0/e =2220/8.4=264经查得：A=0.0005，B=68MPa所以 P=Be/D0=68×8.4/2220=0.26MPa>0.2MPa故取内筒体壁厚n=10mm可以满足设计要求。(4)内筒体封头壁厚计算考虑到加工制造方便 ，取封头与筒体等厚，即取封头名义厚度nk=10mm，按内压计算肯定是满足强度要求的，下边仅按封头受外压情况进行校核。封头有效厚度e=10-1.6=8.4mm，椭圆型封头的当量球壳内半径Ri=KiDi= 0.9 ×2200=1980mm（标准椭圆型封头形状系数Ki=0.9）。所以A=0.125/(Rj/e)=

38、 0.125×(8.4/1980)=0.00053。查图得B=73MPa，则P=B /(Ri/e)=(73×8.4)/1980=0.31MPa>0.3MPa，故封头壁厚取10 mm可以满足稳定性要求。(5)水压试验校核1,2,121)试验压力内筒试验压力取PT=PC+0.1=0.3+0.1=0.4MPa;夹套试验压力取PT=PC+0.1=0.2+0.1=0.3MPa2)内压试验校核内筒筒体应力Ti=PT(Di+e)/(2e)=0.4×(2200+8.4)/(2×8.4×0.85)= 61.86MPa夹套通体应力Ti=PT(Di+ej)/(

39、2ej)=0.3(2400+3.4)/(2×3.4×0.85)=124.74MPa而0.9s=0.9×235=211.5MPa，故内筒和夹套筒体均满足水压试验室的应力要求。4.2支座的选择因夹套的温度较高，故需外加保温，因而选B型耳式支座。经应器重量及支座处弯矩计算，选取支座B4JB/T 4725-92。4.3开孔补强最大的开孔为人孔，选择圆形回转盖快开人孔，标记为：人孔PN6,DN400，JB579-79。筒节nt=6mm，补强计算如下（采用等面积补强法）。由化工设备机械基础得12：开孔直径：d=400+2×2=404mm(C=2mm)封头因开孔削弱所

40、需补强面积为：A=dt+2et(1-fr)注：t壳体开孔处的计算厚度；nt接管名义厚度；et-壳体的有效厚度；C厚度附加量；fr强度削弱系数，等于设计温度下接管材料许用应力之比；fr=1。t= PcDi/(2tPc)=(0.3×2400)/(2×113×0.85-0.3)=3.75mm故 A=dt=404×3.75=1516mm2有效高度：h=(dnt)1/2=(404×6)1/2=49.23 mm；有效宽度：B=2d=2×404=808mm在有效补强区内，罐体承受内压所需设计厚度之外的多余金属面积：A1=(Bd)×(et)

41、2(ntC) ×(et) ×(1-fr)经查取fr=1，A1=(Bd)×(et)=808-404)×(8.4-3.75)=1878.6 mm2>1516mm2所以开孔不需另行补强。4.4接管及其法兰选择经查材料、表得：冷却水和加热蒸汽进口接管采用25×3.5无缝刚管，法兰采用板式平焊法兰PN=1.0MPa，DN=25mm。温度计接管采用25×4无缝刚管，法兰采用PN1.0MPa，DN25。压料管采用57×3.5无缝刚管，法兰采用PN1.0MPa，DN50，压料管套管采用108×4无缝刚管，法兰采用PN1.0M

42、Pa，DN100。进料管采用40×3.5无缝刚管，法兰采用PN1.0MPa，DN40，放料管采用60×3.5无缝刚管，法兰采用PN1.0MPa，DN60。4.5搅拌轴、搅拌器及传动装置的设计和选择(1)搅拌轴计算搅拌轴计算（初步选取推进式搅拌器，搅拌速率80 r/min）液体单位体积的搅拌功率：由化工设备机械基础表9-2得12：P=0.09HP/m3=0.09×735.499=66.20W/m3 (1HP=735.49W)Vg=×Di2×Hj=3.14×2.2×2.2×1.82=27.66m3所以总搅拌功率P=P&

43、#215;Vg=66.20×27.66=1.831KW轴材料选用45号钢，许用应力t=30 MPa剪切弹性模量Gn=8.1×104MPa许用扭角=0.50/m；1)从强度考虑由化工设备设计全书中化工容器计算轴径4,5,12TQ=9549*N/n=9549×1.831/80=219N·mWP=TQ/(0.5t), WP=3.14d3/16所以，d=(16×219/(3.14×0.5×30×106)1/3=0.0421m=42.1mm2)从刚度考虑由化工设备设计全书中化工容器计算轴径:(查表5-12得B=10（=0.5

44、0/m）)D>=B*(N/n)1/4=10×(1.831×103/80)1/4=22mm轴上因开有键槽等会引起横截面局部削弱，因此轴的直径应按计算直径给予适当增大。参考公称直径系列，取d=50mm。(2)搅拌器的选择根据工艺要求，搅拌器选用直径700mm，轴径50 mm的推进式搅拌器，标记符号为搅拌器700-50，HG5-220-65。(3)电机选择传动效率包括减速器，连轴器和密封装置处的效率。设整个系统的总效率为0.95，则电机功率为P=1.831/0.95=1.93 KW，参考电机系列，取电机功率为2KW。根据工作环境及与减速器的连接形式，可选用Y90L-4，V1

45、型安装形式的电动机。(4)减速器选择Y90L-4型电机同步转速1500 r/min，满载时转速1400 r/min，则减速比I = 14001500/80 = 17.518.75，按减速器标准系列取I=18；输出轴径取50mm。由化工设备设计基础表8-12，选用单极摆线针轮减速器，输出轴头型式为夹克型，即选用BLD1.5-2-18Q。4.6换热器的设计选型(1)产品冷凝段10,111)初选换热器的型号规格 当不计热损失时，换热器的热负荷：Q=1.67×106/(12×3600)=38.66KW逆流操作时，则：t=(t1-t2)/(t1/t2)=(200-45)-(120-2

46、5)/ (155/95) =122初估值：R=(T1-T2)/(t2-t1)=4 P=(t2-t1)/(T1-t1)=0.14由化工原理上册图4-22(a)查得校正系数=0.95t逆=×t=116查表4-8，初步估计传热系数：K估=460W/m2·A估=Q/(t逆×K估)=1.67×106/(116×460)=31.30 m2 由于两流体温差较大，同时为了便于清洗，参照化工原理附录中的换热器标准，初步选定BES-500-1.6-50-4.5/25-2I型浮头式内导流换热器。有关参数见表4-1。表4-1：换热器参数公称直径DN/mm500管子尺寸

47、/mm25×2公称面积/m250管子排列方式正方形错列管程数n2换热面积/m242.8 管数NT124换热管长度/m4.52)计算传热面积10,11设K计=(0.023×5.3)/0.2×(0.02×16×106)/12×3600×80.07×10-50.8×(4.174×80.07×10-5)/5.30.4=476 W/m2·A计=1.67×106/(116×476)=31m2K计> K估，A计<42.8核算表明所选的换热器的规格是可用的。4

48、.7主设备图第五章 车间布置5.1车间布置在本设计中，糠醇全厂的布局参考了某公司的各个车间的布局。作为一个面向现代化的糠醇工厂，在设计中厂区的交通，卫生，环境要求都比较高，各车间的布局要合理，便于生产的顺利进行，将生产区和办公大楼分开建设，一个完善而先进的污水处理站也是必需的。车间布置设计的目的是对厂房的配置和设备的排列作出合理的安排，并决定车间，工段的长度，高度和建筑结构形式，以及各车间之间与工段之间的相互关系。车间布置设计必须在充分调查的基础上，掌握必要资料作为设计的依据或参考。这些资料包括：生产工艺流程图，物料衡算数据及物料性质，设备资料，公用系统耗用量，土建资料和劳动安全，防火，防爆资

49、料，车间组织及定员资料，厂区总平面布置，有关布置方面的一些规范资料。本设计负责年产6万吨糠醇气相生产厂反应-蒸馏车间工艺设计，其主要工序包括混料釜反应釜冷凝器分离器沉降池精馏塔（蒸馏釜）冷凝器至成品。车间布局包括三层楼。精馏塔因塔体较大贯穿于第1、2、3层；混料釜与反应釜贯穿于第1、2层；泵体一般安装于第1层，除主物料冷凝的输送泵置于第2层楼，（为了节省能耗，从液化段的喷射冷凝器直接送到二楼）；计量器和沉降池一般都安装在第1层；分离器在第一次冷凝后使用，故安装在第2层；第3层安装二次冷凝的冷凝器。这样的布局符合糠醇生产的工艺要求6-9。5.2车间平面立面布置图 第六章 带控制点的工艺流程6.1

50、带控制点的工艺流程反应过程:首先，糠醛与一定量的铜铬催化剂在混料罐中混合并加热到100，然后经由泵经计量罐泵送到反应釜中，原料进入反应釜后先加热到150，此时通入氢气开始反应，反应过程中氢气的压力逐渐减小，持续通入氢气当压力不再减小时反应结束。产品糠醇和未反应的氢气进入分离器，从分离器出来的氢气进行循环利用。在整个反应过程中，加热均采用蒸汽加热，温度170，压力大约为0.796MPa，在反应釜中蒸汽在开始时加热原料，当达到预计温度时，由于反应剧烈放热此时可以继续通入蒸汽，这时蒸汽可以起到冷凝的作用带走一部分反应热，可以将这部分蒸汽用于精馏加热，以便节约能源。精馏过程:粗产品在沉降池中沉降完成后

51、，粗产品从池中泵入蒸馏釜加热，然后进入精馏塔，分离精馏糠醇，杂质进入前馏分中，产品进入贮料罐。一批产品精馏完成后，抽出催化剂废渣进行处理回收。1,2,6-96.2带控制点的工艺流程图第七章 厂区平面布置7.1厂区布置的基本任务和要求7.1.1厂区布置的基本任务厂区布置涉及的对象是生产过程中使用的机器设备、各种无聊和从事生产的操作人员。厂区布置的基本任务是结合厂区的各种自然条件和外部条件来确定生产过程中各台机器设备的空间位置，以获得最合理的物料和人员的流动路线。在全厂总品面布置图上确定装置的位置和占地之后，应了解原料、成品、半成品的储罐区、装置外管带、道路及有关相邻装置等的相对位置，以便确定本装

52、置的位置和设备，建筑物的布置，使原料、产品的储运系统和公用公称系统管道的布置合理，并与相邻装置在布置风格上互相协调。7.1.2厂区布置的基本要求厂区布置应满足生产、安全和发展的要求。在进行设计时，要注意一下几个方：（1）生产线厂区布置首先应根据物料流程图决定不同工艺部分彼此间的相对位置，要求保证径直和短捷的生产作业线，尽量避免交叉和迂回，使各种物料的输送距离最小。同时也应使人员的交通路线径直和短捷，不同货流之间，货流和人流之间都应尽量避免交叉和迂回。当并不要求所有的生产车间都排在一跳直线上。如果生产车间较多，排成直线，将使地形伸长，给仓库，辅助车间的装配及生产管理带来不便。可以将建筑物排成T、

53、L或TT字形。厂区布置要考虑风向的影响，主要使为了尽可能地避免因风向而引起的火灾和减少因风向而造成的污染。对生产有害气体或粉尘的车间应将其布置在下风侧，以减少对周围环境的污染。（2）物料运输一个好的现场布置可以把物料从仓库的来回运输距离以及物料在加工时的运输距离减小至最低限度。要把原料的卸料区和成品的装载区分开，装料和卸料区应当位于现场的边界上，靠近入口的地方（例如靠近道路入口、铁路岔道和码头）。对于容易散发令人厌恶的气味或有危险性的物料要按照有关的规定设置特别装卸区。工厂内部的运输可以用管路、运输机或车辆。运输管路的铺设应当与道路系统平行；当用车辆运输时，它们所走的途径应当规划好。交通繁忙的

54、十字路口可以筑桥解决。（3）通道在布置道路系统时，必须考虑当前和将来的交通运输要求。布置的道路应使车辆在到达制定地点时尽可能不通过工艺区或不违反危险区域的非类规定。为了维修而需要运送设备和材料的地方（如压缩机房），必须有何时的通道。道路应有足够的宽度，可以通行必须通过的车辆。由道路经如工厂的设备不应受路缘，排水沟和地面上管道等的阻碍。要考虑消防设备所需要的通道。工厂内部的铁路和与国家铁路的接轨点应与当地铁路部门协商后设计，以满足工厂原料接受和产品分配的要求。在厂址布置时铁路的设计应尽早予以考虑，因且要与公路规划部门通盘考虑。（4）辅助设施的位置锅炉房、动力站、冷却塔和泵房应当布置在安全的地方，

55、当发生火灾或洪水时，不会丧失他们的功能和作用。在布置辅助设施的位置时，应先考虑将公用系统耗量大的车间尽量集中布置，以形成负荷中心。辅助工程要接近负荷中心，时各种公用系统介质的输送距离最短，以减少管线投资和能量损失。确定锅炉房的位置时，应当考虑不利的风向和主导风向对烟尘或燃料堆的灰尘所引起的不良后果，要避开工艺区。锅炉水处理装置一般位于锅炉房内，当规模较大的水处理装置可以布置在单独的建筑物或地区内，以便于化学药品的回收。泵房和变电所等应当位于不受火灾和洪水影响的地方。如果不属于装置整体部分，则应当位于非防爆区域内。（5）中心建筑物中心建筑物包括行政办公楼、餐厅、医疗中心、机修、仓库及化验室等。行

56、政办公楼应当位于公共、安全的地方，如工厂的主要入口处或位于有可能向大气排放烟雾装置的上风向。餐厅和医疗中心应当位于安全地区，与工人主要集中点的距离要近，并有宜人的周围环境。机修车间、总仓库等应当位于安全区，处于和工艺装置容易接近的地区，并有供交通运输的直接通道。工厂化验室应布置在他们所服务的装置的中心，但应位于安全区。（6）建筑物的间距工业建筑物之间的距离必须负荷消防安全方面的要求，保持必要的防火距离，同时还时消防车顺利通过。防火距离是根据生产的火灾危险程度及建筑物的耐火程度而决定的。（7）排出物液体排出物有雨水，也有来自车间或装置的排出物。在考虑排水系统和污水处理系统是要和当地有关部门协商，把未来的发展也考虑进去。暴雨积水和工厂无害的排水可以在敞开的沟渠内或下水道内通过，但有气味的排水必须在密闭的下水道内通过。排水走向应与道路系统平行，下水道可以沿着道路布置。下水道应有一定坡度，以使排水自净，切与下水井连接。每一个下水井应有一个液封，以反之气体经过下水道流动是发生保着和火灾蔓延。易燃的废渣和不含水的废液等焚烧炉的位置，应当在排出这些三废物质的装置附近。废弃的固体物料应从工艺装置直接装车运出。如果必须在现场设置中间堆场，该