年产7.6万吨乙醛装置工艺设计

1、诚信声明本人声明：我所呈交的本科毕业设计论文是本人在导师指导下进展的研究工作及取得的研究成果。尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢中所罗列的内容以外，论文中不包含其他人已经发表或撰写过的研究成果。与我一同工作的同志对本研究所做的任何奉献均已在论文中作了明确的说明并表示了谢意。本人完全意识到本声明的法律结果由本人承当。 申请学位论文与资料假设有不实之处，本人承当一切相关责任。本人签名： 孙 月 日期： 2021 年 12月 1日毕业设计论文任务书设计论文题目： 年产万吨乙醛装置工艺设计学院： 吉林工业职业技术学院 专业： 石油化工生产技术 班级： 3082班 学生： 孙 月 指导教师： 肖 鹏

2、1设计论文的主要任务及目标 设计年产万吨乙醛装置工艺设计 设计条件：年生产天数310天， 一天工作时间24小时产品中乙醛含量：99.9%水含量: 0.06%硫酸含量: 0.02%巴豆醛含量: 0.02%主反响转化率：97.92% 提交技术文件设计说明书、设计计算书一份工艺流程图一份平面管道布置图一份设备布置图一份2设计论文的根本要求和内容 设计要求1 设计说明书的编号必须程序清晰，步骤完整，取数有据，结果准确，并做到设计通顺，字迹工整。2 绘图应该满足化工制图的要求，并符合?机械制图?的标准3 设计应该以现有的生产装置的可行操作参数为根底，努力提高经济效益。4 对个设备设计计算列表汇总 设计内

3、容1 工艺计算：生产路线的选择和工艺流程的设计；总物料衡算；总热量衡算；反响器主要工艺尺寸的计算2 设备设计反响器的机械强度及有关参数确实定；辅助设备的选择及确定 3主要参考文献魏文德.有机化工原料大全,第1版.北京:化学工业出版社.1989：287289侯芙生.炼油工程师手册,第1版.北京:石油工业出版社.1995：163164韩秀山.吉化电石厂乙醛装置主要技术指标居国际先进水平.四川化工与蚀控制.2005:57黄璐，王保国.化工设计,第1版.北京:化学工业出版社.2001：284292陈敏恒，从德滋，方图南，等.化工原理.北京：化学工业出版社.1999：94106刘家祺.别离过程.北京：化

4、学工业出版社.2002:5659罗传义，时景荣.试验设计与数据处理，第1版.2002:116贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计，第1版.天津:天津大学出版社.2002:134159卢焕章.石油化工设计手册,第1版.北京：化学工业出版社.1982:936陈新志，蔡振云，胡望明.化工热力学.北京：化学工业出版社.2001：1091174进度安排设计论文各阶段名称起 止 日 期1文献查阅及初步设计计算12月1日-12月3日2设计计算12月4日-12月6日3图纸绘制12月7日-12月9日4设计计算及图纸完善12月10日-12月15日5毕业设计辩论准备12月16日-12月31日6毕业设计辩论1月2日年产万

5、吨乙醛装置工艺设计摘 要乙醛是一种重要的烃类衍生物，在工业生产中有重要运用。乙醛的生产方法有四种，分别是乙炔水化法、乙醇氧化法、乙烯络合氧化法、烷烃直接氧化法。乙炔水化法采用汞盐做催化剂，存在汞的工业污染问题，乙醇氧化法原料单耗大，只有乙烯直接氧化法，不仅原料的单耗比乙醇法少，且是一种新工艺。第四种方法根本不采用。本设计主要采用乙烯一步氧化制乙醛，该过程运用了matlab、excel等软件进展设计，使其到达设计出一套年产8万吨乙醛装置目的。该设计首先表达了选择的工艺流程包括反响、再生、精馏三个工段，其次在给定年产量的条件下，对各个工段进展物料衡算、热量衡算、设备选型计算，从而对塔、换热器、泵等

6、设备的构造及设计条件进展确定。并绘制了带控制点的流程图、平面布置图及管道布置图，编制了设计说明书。关键词：乙醛 物料衡算 流程图AbstractAcetaldehyde is a sort of important hydrocarbon ramification，and it has important application in industrial production. The production of acetaldehyde has four methods. They are Acetylene hydration、Oxidation of ethanol、Ethylene

7、complexation oxidation process and Alkane direct oxidation. Acetylene hydration adopts mercury salt as catalyzer，and it has mercuric industrial pollution problem，Oxidation of ethanol leads to the unit consumption of raw material be larege. Ethylene complexation oxidation process not only has less un

8、it consumption of raw material than Oxidation of ethanol but also is a new process. The fourth is not adopted in usual.The design adopt Ethylene one-step oxidized manufacturing acetaldehyde. Matlab、excel has been used in this process. At last，I achieved working out a suit annual produce eight tricro

9、 acetaldehyde device. The design relates selected technological process at firstincluding reaction, regeneration, rectify three aile. Secondly，versus each aile proceed material balance, heat balance, equipment lectotype figure on the condition，thereby versus tower, heat exchanger, pump grade equipme

10、nt drawing structure and designing conditions proceed. And I has drawn flow chart with reference point、floor plan and piping diagram，compiled design specifications.Keyword：Acetaldehyde Material balance Flow chart目 录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc227313220 毕业设计论文任务书 PAGEREF _Toc227313220 h II HYPER

11、LINK l _Toc227313221 摘 要 PAGEREF _Toc227313221 h IV HYPERLINK l _Toc227313222 Abstract PAGEREF _Toc227313222 h V HYPERLINK l _Toc227313223 目 录 PAGEREF _Toc227313223 h VI HYPERLINK l _Toc227313224 前 言 PAGEREF _Toc227313224 h 1 HYPERLINK l _Toc227313225 第1章 设计说明 PAGEREF _Toc227313225 h 2 HYPERLINK l _

12、Toc227313226 1.1 绪 论 PAGEREF _Toc227313226 h 2 HYPERLINK l _Toc227313227 设计的依据和指导思想 PAGEREF _Toc227313227 h 2 HYPERLINK l _Toc227313228 生产制度和生产方法 PAGEREF _Toc227313228 h 2 HYPERLINK l _Toc227313229 车间概况及特点 PAGEREF _Toc227313229 h 3 HYPERLINK l _Toc227313230 原材料和成品的技术规格 PAGEREF _Toc227313230 h 3 HYPE

13、RLINK l _Toc227313231 三废处理 PAGEREF _Toc227313231 h 4 HYPERLINK l _Toc227313232 1.2 流程表达 PAGEREF _Toc227313232 h 4 HYPERLINK l _Toc227313233 反响岗位 PAGEREF _Toc227313233 h 4 HYPERLINK l _Toc227313234 精馏岗位 PAGEREF _Toc227313234 h 5 HYPERLINK l _Toc227313235 再生岗位 PAGEREF _Toc227313235 h 6 HYPERLINK l _To

14、c227313236 1.3 设备一览表 PAGEREF _Toc227313236 h 8 HYPERLINK l _Toc227313237 第2章 设计工艺计算 PAGEREF _Toc227313237 h 13 HYPERLINK l _Toc227313238 2.1 物料衡算 PAGEREF _Toc227313238 h 13 HYPERLINK l _Toc227313239 根底计算 PAGEREF _Toc227313239 h 13 HYPERLINK l _Toc227313240 冷凝器的物料衡算 PAGEREF _Toc227313240 h 16 HYPERLI

15、NK l _Toc227313241 吸收塔的物料衡算 PAGEREF _Toc227313241 h 18 HYPERLINK l _Toc227313242 2.1.4脱轻组分塔的物料衡算 PAGEREF _Toc227313242 h 19 HYPERLINK l _Toc227313243 2.1.5精馏塔的物料衡算 PAGEREF _Toc227313243 h 20 HYPERLINK l _Toc227313244 2.2 热量衡算 PAGEREF _Toc227313244 h 20 HYPERLINK l _Toc227313245 反响器的热量衡算 PAGEREF _Toc

16、227313245 h 20 HYPERLINK l _Toc227313246 第一冷凝器热量衡算 PAGEREF _Toc227313246 h 25 HYPERLINK l _Toc227313247 2.3 设备计算 PAGEREF _Toc227313247 h 26 HYPERLINK l _Toc227313248 反响器设备计算 PAGEREF _Toc227313248 h 26 HYPERLINK l _Toc227313249 精馏塔设备计算 PAGEREF _Toc227313249 h 27 HYPERLINK l _Toc227313250 纯醛冷凝器设备计算 PA

17、GEREF _Toc227313250 h 29 HYPERLINK l _Toc227313251 2.3.4 P0102泵的设备计算 PAGEREF _Toc227313251 h 30 HYPERLINK l _Toc227313252 2.4 精馏塔水利学性能计算 PAGEREF _Toc227313252 h 32 HYPERLINK l _Toc227313253 根底数据 PAGEREF _Toc227313253 h 32 HYPERLINK l _Toc227313254 计算步骤 PAGEREF _Toc227313254 h 32 HYPERLINK l _Toc2273

18、13255 致 谢 PAGEREF _Toc227313255 h 35 HYPERLINK l _Toc227313256 参考文献 PAGEREF _Toc227313256 h 36 HYPERLINK l _Toc227313257 附 录 PAGEREF _Toc227313257 h 37前 言乙醛是无色，有刺激性气味的液体,密度比水小,沸点20.8O,易挥发、易燃烧,且能和水、乙醇、乙醚、氯仿等互溶。乙醛也是一种重要的烃类衍生物，在合成工业上也是一种重要的中间体，其本身几乎没有直接的用途，完全取决于市场对它的下游产品的需求及下游产品对生产路线的选择,主要用于醋酸、醋酐、醋酸乙烯等

19、重要的根本有机化工产品。但是随着科技的开展,原来完全以乙醛为原料的化工产品(如醋酸)可能会改变原料路线和生产方法,乙醛下游产品的市场也会发生变化,乙醛下游产品的开发会出现一些全新的产品1。国内乙醛生产方法有乙烯氧化法、乙醇氧化法和乙炔氧化法三种技术路线。生产的乙醛绝大多数都用于生产醋酸的原料，只有少量用于生产季戊四醇、醋酐、丁醇、丁酸、过氧醋酸等产品。可以说国内乙醛的下游产品在某种意义上说就是乙醛经醋酸而生产的下游产品。据1994年出版的?中国化学工业统计信息?报道，1993年吉化公司等12家的乙醛产量为26.7万吨，估计国内总生产能力可到达30多万吨。然而总体来说我国醋酸生产装置数量多，装置

20、能力小，据1993年统计，我国醋酸的总生产能力为47.26万吨，1992年产量为44.37万吨，其中乙烯法约占64，酒精法约占33，乙炔法约占3.2。但由于醋酸下游产品的需求量巨大，有人预计今后几十年内我国醋酸市场将日趋紧俏，因而改良装置提高乙醛生产能力，从而增大醋酸产量以成当务之急。另外，以乙醛为原料生产其它产品的工艺在我国仍为得到较大开展，如国内已生产的乙醛下游产品，除了醋酸系列产品外，还有季戊四醇、丁烯醛、丁酸、三氧乙醛等产品，但相对来看产量很少。在我国，季戊四醇的乙醛消耗量占第二位，但产量和装置能力都较低。1992年季戊四醇的实际产量为13243吨，耗乙醛约为5300吨，只占乙醛总产量

21、的1.7%。但是可以预计随着该类产品的走俏，作为原料的乙醛需求量越来越大第1章 设计说明1.1 绪 论设计的依据和指导思想本设计是以吉林工业职业技术学院化学工程系化学工程与工艺专业下达的设计任务书为指导思想，并参考吉林石化分公司103厂乙醛车间，即乙烯和氧气在催化剂的作用下一步络合氧化生成乙醛的生产方法为设计依据的。乙醛是一种重要的烃类衍生物，在合成工业上也是一种重要的中间体，主要用于生产醋酸、醋酐、醋酸乙烯、丁醇等重要的根本有机化工产品，它们被广泛的应用于医药、化学纤维和合成纤维、塑料、农药、香料等工业1。近年来，随着石油化学工业的开展和乙烯均相氧化法的开发成功，乙醛的产量迅速的增长，然而我

22、国目前乙醛的年产量还较低，远未能满足工农业生产的需要，鉴于这种情况，设计了一套年产8万吨的乙醛装置，以满足国民经济开展的需要。.2生产制度和生产方法1.生产制度本车间的年工作时间是7440h2，并采用连续操作，工人那么采用四班倒制，连续三班操作。乙醛的生产有四种，分别是乙炔水化法、乙醇氧化法、乙烯络合氧化法、烷烃直接氧化。本设计采用第三种方法即乙烯络合氧化法。3.四种方法的比拟乙炔水化法采用汞盐做催化剂，存在汞的工业污染问题，乙醇氧化法虽然不存在汞的污染，但原料单耗大，只有乙烯直接氧化法，不仅原料的单耗比乙醇法少，且合成工艺路线段，是六十年代开展起来的新方法，颇受世界各国重视，开展甚为迅速。第

23、四种方法根本不采用。4.流程中存在的问题在生产过程中产生的副产品无法利用，且采用的催化剂腐蚀性较大，为此对材质要求高。车间概况及特点参考吉林石化分公司103厂乙醛车间状况，本车间劳动定员33人，管理人员5人，工艺工人24人，电气工人4人，每班工艺工人6人，一个班长，工人定岗、定位看管反响、精馏和再生工段的操作情况和仪表记录，本车间设备总数为176台，有备用没轮换使用，本车间的生产特点是易燃易爆易中毒，采用甲级防火防爆。生产过程中的产品和副产品都是有毒物质，为此要严格密封以保证没有泄漏。原材料和成品的技术规格 表11 原材料中各组分摩尔分数名称氧气氮气乙烯乙烷摩尔分数表12 成品中各组分摩尔分数

24、名称乙醛水丁醛醋酸摩尔分数3.吉林市的自然条件本设计的厂址选择在吉林市，一般情况下：平均气压 745.66 mmHg最高温度 36.6 最低温度 -38.1 平均相对温度 71 最大冻土深度 174 cm最大雪深度 420 cm平均风速 2.7 m/s松花江水温 15.0 最高江水温度 25.5 4.生产指标，乙醛的单程收率是37.24，选择性是97.92。副产物中各组分摩尔分数：组分 二氧化碳 氯甲烷 氯乙烷 丁醛 醋酸 高沸物摩尔分数 循环气中各组分摩尔分数：组分 水 氮气 氧气 乙烯 乙烷 二氧化碳 氯甲烷 氯乙烷摩尔分数 5.生产规模年产量万吨即10.75吨/小时。6.原料来源乙烯来自

25、乙烯厂，氧气和氮气来自乙二醇厂空分车间，低压蒸汽来自动力厂或热电厂。三废处理本车间在生产过程产生的废气主要是循环气。因循环过程中有大量的有毒有害气体存在，为此必须放空烧掉，以到达环保要求。废液主要是生产过程中的副产品巴豆醛，它是一种有刺激性气味的的黄色的粘稠状液体，因其有毒，目前尚未发现有较好的利用方法。为此侧线采出之后，用槽车拉至厂外烧掉。再有是精馏塔底废水，从塔底出来的废水温度大约是125，与从V0402来的粗醛换热后，再进一步由废水冷却器冷却，使其温度降到40以下，送至污水进展处理。还有车间泵房用的消防水，中间罐区和成品罐区用的冷却恒温水，因其中没有有毒物质，可直接排入松花江。本车间生产

26、过程没有废渣，这是较好的一面。本车间对三废的利用不好，副产品未能充分利用，这是对提高经济效益不利的一面。1.2 流程表达反响岗位由吸收塔T0101来的循环气经水环压缩机C0101A或C0101B压缩，然后经气水别离，气体由别离器顶部出来，由与104厂来的新鲜乙烯在管道中混合，然后进入反响器R0101底部。新鲜氧气来自102厂空分车间单独送入反响器R0101下部。乙烯和氧气在反响器R0101内，在温度125至130，压力33.5bar，经氯化钯氯化铜的盐酸水溶液作用，进展反响生成气体乙醛，含有气体乙醛和未反响的乙烯，氧气，水蒸汽等夹带着催化剂的合成气经反响器R0101和除沫器X0101之间的两根

27、导管进入除沫器X0101，在此进展气液别离，液相催化剂经除沫器X0101底部的催化剂循环管返回反响器R0101。为保持催化剂的活性稳定，从催化剂循环管每小时引出5至6立方米催化剂送往再生工序进展氧化再生，经氧化再生后的催化剂，从反响器R0101底部送回反响系统。夹带微量催化剂的合成气进入第一冷凝器E0102被冷却至105115，在此合成气中的水蒸气局部被冷凝下来，经一冷受液槽V0102催化剂再生工序尾气洗涤塔T0301送来的吸收液混合，经凝液输送泵P0101A或B，从除沫器X0101上部喷淋参加除沫器X0101，为补充在反响过程中催化剂损失掉的水分，在凝液输送泵P0101A或B补加脱盐水，未凝

28、气体进第二冷凝器E0103，进一步冷凝冷却至75以下，凝液经凝液槽V0103进入吸收塔T0101塔釜，未凝气体进第三冷凝器E0104，冷凝下来的凝液进入吸收塔T0101塔釜，未凝气体在此冷却至45以下进入吸收塔T0101下部，在吸收塔上部参加每小时2.5至60立方米的工艺水吸收。吸收液，第二冷凝器的冷凝液，第三冷凝器的冷凝液一并经过粗醛过滤器X0103，冷却器E0104的饱和蒸汽经减压至2.5bar，供厂房采暖和管线设备伴线使用。精馏岗位用泵P0402A或B将粗乙醛从V0402抽出送至螺旋换热器E0201，与X0201塔底排出的废水换热，温度升到95后，进入脱轻组分塔T0201，T0201塔在

29、3bar的压力操作下，直接蒸汽加热，控制塔顶温度60，塔釜为106，从塔顶蒸出氯甲烷，氯乙烷等低沸物，进入塔顶冷凝器E0203冷凝，凝液回流回流比为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T0201塔釜流入纯醛塔T0202，该塔的操作压力1.2bar直接水蒸气加热，控制塔底温度为125，通过调节回流量控制塔顶温度约43，从塔顶蒸出的纯醛进入纯醛冷凝器E0204A和B送至成品罐区，塔釜排出含醛量0.1的废水经热交换器E0201，冷却器E0202冷却至40以下流到废水中和工序。冷凝器E0204排出的未凝气体经压力调节阀调节进入吸收塔T0407，用冷

30、却至45以下，流入粗醛贮罐V0402。吸收塔T0201顶部排出的循环气，绝大局部返回循环压缩机C0101A或B经压缩后重新参加反响，为防止惰性气体在反响系统的积聚，将少量循环气连续经阻火器排至火炬S0101烧掉。为防止火炬在燃烧时产生大量的黑烟，必需向火炬适当通入消烟蒸气，为了补充在反响过程中由于生成副产物消耗掉的盐酸，由盐酸计量泵P0301A或B 每小时参加盐酸50立升左右，经催化剂循环管补加盐酸，当反响器R0101，除沫器X0101出现故障时，可将其内催化剂放入触媒收集坑。本岗位设有脱盐水贮罐V0407和工艺水贮罐V0408，做为缓冲罐使用，脱盐水经P0401A或B送往用户，工艺水经P04

31、05A或B送往用户，进入车间的过热蒸汽经减压饱和处理，将31bar的过热蒸汽经减压调节并用P002A或B泵补入脱盐水后，以14bar饱和蒸汽的形式送往再生火炬，并将9bar的过热蒸汽经减压调节，并用P001Abar水吸收气体中的乙醛，吸收液流入粗醛贮槽V0402，塔顶废气送火炬。为保持T0201塔和T0202的塔压力稳定，可适当调节塔内的保压氮气的流量。生产过程中产生的不合格乙醛，那么送至不合格乙醛贮槽V0404贮存，定期用泵打入粗醛槽V0402，为保持纯醛质量，从T0202塔精馏段的第四块塔板连续采出/h的巴豆醛馏分，经冷却器E0204冷却，进混合罐V0201与100kg/h的工艺水混合后，

32、流入萃取塔T0203，在T0203顶部加100kg/h工艺水，萃取巴豆醛中的乙醛，含醛水溶液从底部经U型管流至粗醛贮罐V0402，从塔上部流出含60巴豆醛的有机相进入巴豆醛贮槽V0405，定期用泵P0404打入槽车，送往焙烧炉烧掉。粗醛槽V0402和巴豆醛贮槽用氮气保压在0.3bar，纯醛贮槽V0404用氮气保压在0.81.6bar，各贮槽的放空气体进吸收塔T0401回收乙醛。再生岗位来自除沫器循环管连续采出的56/h触媒，经参加盐酸和氧气，把Cu()氧化为Cu进入旋风别离器V0302，在此保持液面，通入氮气搅拌，将溶解在触媒中的乙醛，醋酸等吹出脱气后的触媒经压滤机X0301过滤后，用触媒输送

33、泵P0302打进再生器V0304，用直接蒸汽加热到120，压力控制在911bar，通入50100/h的氧气，分解草酸铜和不溶解性残渣，使触媒中的残渣含量保持在100克/升左右，再生的触媒进入闪蒸槽V0303，并控制压力5bar左右，保持一定的液面，把溶解在触媒中的气体别离出来，合格的触媒从底部返回反响器R0101。为了回收尾气中的乙醛，从旋风别离器V0302和闪蒸罐V0303顶部出来的气体进入冷凝器E0301冷凝，未凝气进入尾气洗涤塔T0301吸收后去火炬S0101燃烧。尾气洗涤塔T0301的吸收液，冷凝器E0301的冷凝液和P0302泵的轴密封水，用乙醛回收泵P0304打到凝液输送泵P010

34、1的进口进入反响系统。盐酸由管道送到盐酸贮槽V0406贮存，当需要时V0406压入盐酸计量槽V0301，这两槽的放空盐酸气体进入盐酸气吸收塔T0302，用工艺水吸收后气体放空，吸收液流入下水道。盐酸计量槽V0301的盐酸经盐酸计量泵P0301送到触媒氧化道或除沫器X0101触媒循环管。1.3 设备一览表表13 各工段设备一览表序号位号设备名称规格型号材质数量单重kg备注1R0101反响器2500/220021500外壳碳钢，衬两层，橡胶，衬两层陶砖127800氧气入口管为钢，乙烯入口管为肽2X0101除沫器2800/250015600外壳碳钢，衬两层，橡胶，衬两层陶砖131600不带砖重3E0

35、102第一冷凝器立式单程列管式8002500n=374根F58m2管，封头，管板为肽材，外壳为不锈钢115004E0103第二冷凝器立式单程列管式8003000n=298根F78 m2管，封头，管板为肽材，外壳为不锈钢12420 表13 各工段设备一览表 续表13序号位号设备名称规格型号材质数量单重kg备注5E0104第三冷凝器卧式列管式7005575n=292根，252，F114m2不锈钢129006E0105粗醛冷却器板式Fm2不锈钢114007V0101压缩机气水别离器立式10002500V2m3 6mm不锈钢18508V0102一冷凝液受槽立式10002500V2m3 5mm不锈钢11

36、5009V0103二冷凝液受槽立式10002500V2m3 5mm不锈钢1180010T0101吸收塔填料浮阀塔160021100，6块浮阀塔板，板间距是350mm，填料高4m3不锈钢11150011P0102一冷凝液输送泵离心式 Q306m3/n 56H57 n2960转/分轴功率8.4kw W75kg肽，机械密封23 表13 各工段设备一览表 续表13序号位号设备名称规格型号材质数量单重kg备注12C0102A/B水环压缩机Q设计12000Nm3/nQ正常96Nm3/nP出口6barN405Kw n=11400转/分不锈钢填料函27400带马达重13X0102粗醛过滤器408850滤枢30

37、0 滤网孔5不锈钢125014X0103冷凝液过滤器323650滤枢200 滤网孔1肽材112515E0201粗醛预热器螺旋板F183m2不锈钢1850016T0201脱轻组分塔110021700，20块筛板，2层填料40002不锈钢111500 表13 各工段设备一览表 续表13序号位号设备名称规格型号材质数量单重kg备注17E0203脱轻组分塔回流冷凝器508550立式列管Fm2不锈钢1172018T0202纯醛塔180030200，36块筛板不锈钢12190019X0201压滤机400850Q 80m3/时P=100mm肽材125020E0202废水冷却器列管卧式Fm28003000N2

38、98根不锈钢1110021E0206巴豆醛冷却器套管48.34700Fm2不锈钢190 表13 各工段设备一览表 续表13序号位号设备名称规格型号材质数量单重kg备注22E0204A/B纯醛冷凝器卧列管式10005775F270m2碳钢衬树脂2680023V0201回流罐16003200V63m3碳钢1605024P0201A/B回流泵CPK-Em40-250H55米Q=25m3/hN=11Kw n=2940根碳钢228025E0205纯醛冷却器列管卧式Fm2不锈钢1200第2章 设计工艺计算随着世界工业的不断开展，生产过程变得越来越复杂，对于衡量生产过程的经济性，合理性等问题，便成为组织生产

39、中的重要问题，化工产品的生产也是如此，生产过程的各项技术指标，例如产品产量，原料消耗量，公用工程的水，电，汽的消耗量，联产品和副产品的数量等都是十分重要的工艺指标，为了衡量其先进性，经济性，合理性，就要进展化工生产过程中的局部或全过程的物料衡算和热量衡算。物料衡算是三算中最根本的，因此进展工艺设计时，首先要进展物料衡算。现在，化工生产根本采用连续化生产，其特点是不断、稳定的向反响系统或设备投入物料，同时取出一样数量的物料，设备中某一区域的反响参数如温度，压力，浓度，流量不随时间而变，局部反响条件可不一致，但总条件不随时间变化。计算基准：以单位时间小时为佳，物料衡算式：质量守恒定律。进入系统的物

40、料量流出系统的物料量系统内累计的物料量，对于连续生产过程累计0，此时进出。衡算一般以进，出物料的总重量为准进展，分子数在反响过程中有变化，不可以做基准。2.1 物料衡算根底计算(1生产能力：万吨/年(2生产时间：全年7440小时(3产品要求：乙醛99.9%mol% 水mol%(4原料规格：乙烯99.7%含乙烷0.3%氧气99.00%含氮1.00%(5乙烯的单位转化率：39.5%(6乙烯生成乙醛的单程吸收率37.00%(7乙烯的选择性：37.00%/39.5%(8)补加盐酸的浓度31.00%(质量)kg/h(10吸收塔底含乙醛4.46%mol%(11反响局部乙醛损失0.99%mol%(12精馏局

41、部乙醛损失1.00%mol%1.反响器实际生产乙醛量的计算平均生产时间为7440h,且实际生产的乙醛量理论生产的乙醛量损失的乙醛量X X0.72所以 X0.72X 解方程得：Xkmol/h2.乙烯消耗量的计算生成目标产物的乙烯消耗量 1 1 X X231.973kmol/h3.参加反响器的乙烯量的计算收率转化为目的产物的乙烯量/参加反响器的乙烯量10037.24/X Xkmol/h4.副产物消耗的乙烯量选择性转化为目的产物的乙烯消耗量/反响掉的原料量10097.92/X X=kmol/h副产物消耗的乙烯量236.901-231.973=4.928kmol/h 1 1/2 X X=kmol/h6

42、.副产物的量及组成利用碳原子守恒计算副产物的生成量，反响物碳原子数目生成物碳原子数目。计算结果见表21。表21 副产物含量序号名称分子式组成含量kmol/h1一氧化碳CO22氯甲烷CH3Cl3氯乙烷C2H5Cl4巴豆醛C3H5CHO5高沸物含三个C6醋酸CH3COOH7总量7.总耗氧量生成目的产物的的耗氧量副产物的耗氧量副产物的耗氧量0.50kmol/h总耗氧量+kmol/h 图21 物料衡算图 表22 副产物含量组分H2ON2O2C2H4C2H6CO2CH3ClC2H5Cl含量设放空量为D，循环气量为C，新鲜氧气量为A，新鲜乙烯量为B，那么根据以上物料衡算图，那么得方程组：对N2：A1D7.

43、14对C2H6：B0.3D4.27对C2H4：B99.7C65.01对O2：A99.0C8.01C8.01D8.01对以上四式联立解得matlab程序见附录2：Dkmol/h； Akmol/h；Bkmol/h； Ckmol/h4。2.冷凝器的物料衡算1.第一冷凝器的物料衡算采用闪蒸计算根本公式:a)、Xi=1 b)、i=Zi/Ki+e1-Ki5a)、e：液化率 Xi：液相组成 Zi：进料组成设：汽相是理想气体，液相是理想溶液。条件：E-310/物料衡算P=4bar T=110 KCH3CHO=21.05 K 高聚物=0.160 KC3H5K= Ps/P总利用H-B方程计算H2O、CH3COOH

44、的Ps值Ln Ps=A+B/T+C LnT+D Ps/T26试差计算PsH2O=1000mmHg KH2PsCH3COOH=600mmHg KCH3XiH2XiCH3Xi(CH3Xi(C3H5一冷凝液量：ZE=1709.470.282=482.07 kmol/hE-3102物料衡算：条件：P=3.5bar T=75 KCH3CHO=8.02 K高聚物=0.04 KC3H5根据H-B方程：Ln Ps=A+B/T+C LnT+D Ps/T2 试差计算PsH2O=289mmHg K(H2PsCH3COOH=170mmHg K(CH3Xi(H2XiCH3Xi(CH3Xi(C3H5二冷凝液量为：ZE=1

45、227.40.258=316.67 kmol/h3.第三冷凝器的物料衡算 E-3103物料衡算：条件：P=3bar T=45 KCH3高聚物=0.45 KC3H5根据H-B方程：ln Ps=A+B/T+C lnT+D Ps/T2试差计算PsCO2 =75000mmHgPsCH3Cl=153400mmHgPsC2H4=15900mmHgPsH2PsC2H5OH=2250mmHgPsCH3KCO2KC2H5KCH3KC2H4KH2KCH3Xi(H2Xi(CO2Xi(C2H5Xi(CH3Xi(C2H4XiCH3Xi(CH3Xi(C3H52.1.3吸收塔的物料衡算1.总吸收量塔底进气量塔顶出气量脱盐水

46、量吸收塔的操作压力是2.7bar，温度为447；乙醛的平衡常数Ki3.9674；在最小气液下塔板数无限多，那么有AAccAcc1；L/Vmin=AaccKacc13.96743.9674，L/V1.7L/Vmin1.73.96746.745，V均771.16587.97/2679.565kmol/h，L均L。L。被吸收量/2L。183.19/2，又因为L均V均L/V6.745679.5654583.666kmol/h，所以求得L。4492.076kmol/h。那么吸收塔顶加的工艺水量是4492.076kmol/h。乙醛量二冷凝液量三冷凝液量水的吸收量。氮气，氧气，乙烯，乙烷未被吸收，那么釜液中

47、没有；乙醛，丁醛，醋酸，高沸物都被全吸收；局部吸收的有氯甲烷，氯乙烷，二氧化碳，水；吸收量及塔釜出来的液体量及组成见表23。表23吸收塔计算结果组分进气量kmol/h出气量kmol/h吸收量kmol/h进气分率出气分率出液量kmol/h组成乙烯氧气氮气氯甲烷氯乙烷乙烷二氧化碳乙酸0乙醛0水高沸物0丁醛0总量1002.1.4脱轻组分塔的物料衡算因尾气中乙醛的含量为0.35，那么有Acc量0.35D，尾气中组分有乙烯，二氧化碳，氯甲烷，氯乙烷，总量为0.2250.5610.0770.0780.941，所以由方程0.35D/0.35D+0.941=0.35,解得尾气中乙醛的含量为0.506，由6万吨

48、参加脱盐水量为1000kg/h,那么万吨的加水量为:M/610001333kg/h73.99kmol/h塔釜参加蒸汽量为：M1000/18.0255.49kmol/h本设计把从吸收塔出来的粗乙醛进入V0402，再从V0402出来进脱轻塔的量不变，那么脱轻塔的进料F5180.16。由脱轻塔的物料衡算列出物料衡算式：FL1L2DW所以W5180.16+73.99+55.49-1.4385308.202kmol/h。脱轻组分时，丁醛，醋酸，高沸物，全部进入塔釜，那么T0201塔釜液的量及组成见表24。表24脱轻塔计算结果乙醛水丁醛醋酸高沸物各组分量kmol/h组成2.1.5精馏塔的物料衡算1.指标要

49、求：水的回收率是99.96，假定釜液中水含量必须要过99.93，塔顶没有高沸物，釜液中的丁醛是0，醋酸在侧采中为0，高沸物也是0。塔顶乙醛99.9，水0.06，醋酸0.02，丁醛0.02。那么塔顶乙醛出料计算：8000010000.999/800044.05226.788kmol/h，同理算出塔顶丁醛出料为0.0454kmol/h，水出料为0.1362kmol/h。2.水的回收率0.9996y/5077.189333/18.02y5620.38kmol/h；又釜液中纯醛的含量是0.02，那么有x/x5620.382.40660.1880.02x1.125，Wx5592.862.40660.18

50、85624.099koml/h，塔釜乙醛摩尔分数1.12482/5624.0990.02，同理算出塔釜水摩尔分数为99.93，醋酸摩尔分数为0.04。同理亦可算出侧采各组分含量及摩尔组成。精馏塔物料衡算结果见表25。表25 精馏塔物料衡算结果组分进料kmol/h出料(塔顶)kmol/h组成釜液kmol/h组成侧采kmol/h组成乙醛水丁醛0醋酸高沸物00总合112.2 热量衡算热量衡算的理论依据是质量和能量守恒定律。2.2.1反响器的热量衡算选基准温度125，即398.15K，在此温度下反响物及主要生成物的生成热及热容如下： C2H4(g) O2(g) CH3CHO(l) CH3COOH(l)

51、 CO2(g) H2O(l)Hf(kJ/mol) Cpkcal/kmol/K43.56 29.35 0 124 37.1 查?石油化工数据手册?可知，在3bar表压下，主反响的相变温度是。 CH3CHO(l)(25,1atm) CH3CHO(l) (,3atm) 25 1atm CH3CHO(g) (,3atm)(125,3.96atm ) CH3CHO(g)(125,3.96atm)查得下乙醛的相变热为：kcal/kmol平均温度；乙醛比热容 kcal/kmolK；平均温度下比热容=14.83kcal/kmolK，那么；平均温度下比热容：kcal/kmolK,=kcal/kmolK；那么；由

52、热量衡算方程+=+得：=-58507+976.282+5(kcal/kmol)。查?石油化工数据手册?可知，在3bar表压下，以下副反响相变温度是168。 CH3COOH(l)(25,1atm) CH3COOH(l)(168,3.96atm) 25 CH3COOH(g)(168,3.96atm)(125,3.96atm) CH3COOH(g)(168,3.96atm)平均温度T1()，该温度下乙酸比热容kcal/kmolK。那么33.73168(kcal/kmol)。168时醋酸相变热为()，平均温度T2()，且该温度下乙酸比热容kcal/kmolK，那么(kcal/kmol)；平均温度T31

53、2525/275()，该温度下kcal/kmolK,kcal/kmolK。那么(kcal/kmol)。由热量衡算方程+得：(kcal/kmol)(25,1atm) (l)(,3.96atm) 25 3.96atm (g)(,3.96atm)(125,3.96atm) (125,3atm)平均温度T112525/275()，该温度下CO2的比热容kcal/kmolK，那么，C2H4和O2反响生成H2O的相变温度是，其相变热为：kcal/kmol；T2()，该温度下H2O的比热容=18.09kcal/kmolK，那么18.09143.67252146.74kcal/kmol；T3125143.67

54、/2，该温度下H2O的比热容kcal/kmolK，8.1125143.67151.227kcal/kmol，平均温度，该温度下kcal/kmolK,。那么kcal/kmol；由热量衡算方程：+946.2)kcal/kmol总的反响热为： (52599.26)2.452(121214.945)2.934/2(315086.644) kcal/kmol4.新鲜氧气进入反响器带走的热量新鲜氧气的进料温度是20，反响温度是125，平均温度为，其中含有少量氮气。在没有相变热的情况下求新鲜氧气的比热容。表26 新鲜氧气比热容表格O2(g)N2(g)Xi991Cpikcal/kmolKkcal/kmolK,

55、那么新鲜氧气带入的热量为：6.8047(20125)(/h)5.循环气带走的热量循环气和乙烯混合后的进料温度是50，反响温度是125，那么其平均温度是，混合气体中各组分的含量百分比及在此温度下比热容见表29。表27 混合气体比热容表格O2N2H2OC2H4C2H6CO2CH3ClC2H5ClXiCpikcal/kmolKXiCpi那么混合气体平均比热容为：kcal/kmolK，那么新鲜循环气带走的热量为：()11.39(12550)kcal/h6.塔底催化剂带入的热量催化剂的进了温度是154，同理可得催化剂平均比热容为：kcal/kmolK，那么新鲜循环气带走的热量为：8.931.05(154

56、kcal/h7.盐酸带走的热量盐酸的进料温度是20，平均比热容是kcal/kmolK，那么盐酸带走的热量为：62.80.95(20125)kcal/h。8.水的汽化热量水在125，那么盐酸和催化剂带入的一局部水的汽化热量分别为：kcal/h；Q6kcal/h。9.反响器损失的热量在生产过程中，反响器会因为采用材质环境温度等原因损失一局部热量，用以下公式进展计算：，取反响器的直径为2.55m,高m,反响时平均温差=4.5。散热系数K=15kcal/m2，那么153.1423.142.545/2245kcal/h10.反响器加水量根据反响器的热平衡得：，将这个方程展开可得：，那么反响器参加的水的汽

57、化热量为：+297832.36264.32kcal/h，盐酸和催化剂中的水的汽化热量：23041.1944kcal/h。反响器中参加的水首先在除沫器中到达饱和即在143时汽化，之后冷却到125，是整个过程中水的汽化热，水在143，设加水量为M，那么汽化热量为，水的初始温度为80，平均温度为，在此温度下的平均比热容为kcal/kmolK，那么有： kmol/h即反响器的加水量为kmol/h，反响器加水量的初值是kmol/h二者差值是kmol/h，根本上是符合的。表28 反响器热量衡算结果表格带入反响器的热量kcal/h带出反响器的热量kcal/h新鲜氧气带入热量0循环气的热量0塔底催化剂的热量0

58、盐酸的热量0143水的汽化热催化剂带入水的汽化热反响器损失的热量反响放出热量总衡算方程Q0第一冷凝器热量衡算一冷的气体的进口温度是125，出口温度是110，冷凝温度是110，在此温度下几种主要产物的冷凝热见表29。表29 冷凝热表格CH3CHOH2OC3H5CHOCH3COOHHkcal/kmol486581295742平均温度为117.5，冷凝器内气体的各组分的含量百分比及在此温度下的比热容见表210。表210 比热容表格气相产物分率热容kcal/kmolK分率热容平均热容kcal/kmolK气体放热kcal/h乙烯2.426 10.132 303593.5849 氧气0.162 氮气0.1

59、47 氯甲烷0.032 氯乙烷0.007 乙烷0.195 二氧化碳0.397 乙酸0.071 乙醛1.824 水4.861 高沸物00.000 丁醛0.010 那么混合气体平均比热容为：10.132kcal/kmolK，气体由125降到110放出热量：1997.83610.132125-110303780.953(kcal/h)，气体冷凝放出热量由计算，乙醛冷凝放出热量：5.902486528713.23(kcal/h)，水冷凝放出热量：693.29445.26547412.64(kcal/h)，丁醛冷凝放出热量：0.48581293942.565(kcal/h)，乙酸冷凝放出热量：4.835

60、574227762.57(kcal/h)，根据热平衡方程得冷却水吸收的热量为：=6911611.958kcal/h取冷却水进口温度为30，出口温度为42，平均温度为36，在此温度水的平均比热容。由得每小时需要参加的冷却水量为：575.97t/h即一冷每小时应参加的冷却水才能到达要求。2.3 设备计算反响器设备计算1.空塔速度为55cm81反响器气体入口总流量Mtkmol/h，Mt+kmol/h；2反响器气体出口总量MRkmol/h，MR；3平均分子流量MtMR/2937.7661997.6/2kmol/h；49；5运用理想气体状态方程求塔内气体平均总量：VnRT/P0.082125273.15