年产10万吨正丁醇生产工艺的设计

北京理工大学珠海学院2020届本科毕业设计年产10万吨正丁醇生产工艺的设计年产10万吨正丁醇生产工艺的设计摘要正丁醇（CH3CH2CH2CH2OH）是一种没有颜色透明的、有酒气味的重要有机化工原料，涉及到生活中的方方面面，是多种涂料的溶剂和制增塑剂邻苯二甲酸二甲酯不可缺少的原材料，同样良好作用在有机合成中间体和生物化学药的萃取剂，也是生产醋酸丁酯、丙烯酸丁酯、乙二醇丁醚的原料，另外还可以用来生产表面活性剂。本设计中进行对正丁醇的几种生产工艺方案的详细对比后，选择低压羰基合成工艺方法，以合成气（H2、CO）和丙烯为原料，选取三苯基膦铑催化剂，合成正丁醛，再精制粗正丁醛，然后加氢生成正丁醇，实现正丁醇生产工艺的设计。根据项目设计年产量的要求，通过把物料衡算、能量衡算和设备选型初步计算运用在设计中，测算车间以及设备的基础参数。同时对正丁醇的生产过程中产生的三废也进行了简单处理说明；对正丁醇单元进行了简单的安全性分析。并画出了关联设计单元的PID图、PFD图、和关键设备图和车间平面布置图。关键词：正丁醇；三苯基膦铑；低压羰基合成；物料衡算；设备选型Theproductivetechnologyof100,000tonsn-butylalcoholperyearAbstractN-butylalcohol(CH3CH2CH2CH2OH)isacolorless,transparent,winesmellofimportantorganicchemicalrawmaterials,involvingeveryaspectoflife,isavarietyofcoatingsolventdimethylphthalateplasticizerandimportantrawmaterials,alsousedinthemanufactureofbutylacetate,butylacrylateandethyleneglycolbutyletheraswellasintermediatesinorganicsynthesis,andbiologicalaspectssuchastheextractionsolventofchemicalmedicinealsohasarelativelygoodapplication,andalsousedinthemanufactureofsurfactant.Afterthedetailedcomparisonofseveralproductionprocessesofn-butylalcoholinthisdesign,thesynthesisprocessoflow-pressurecarbonylgroupwasadopted.Thesynthesisprocessofn-butylalcoholwascarriedoutbytakingsyngasandpropyleneasrawmaterials,usingthecatalystoftriphenylphosphinerhodiumtosynthesizen-butyraldehyde,thenrefiningthecruden-butyraldehyde,hydrogenationtopreparen-butylalcohol,andthedesignoftheproductionprocessofn-butyialcoholwasdeveloped.Accordingtotherequirementsoftheprojectdesignannualoutput,thematerialbalance,energybalanceandequipmentselectionaremainlycalculatedinthedesign,andthebasicparametersoftheworkshopandequipmentareobtained.Atthesametime,thethreewastesproducedintheproductionprocessofn-butanolwerealsobrieflytreated.Thesafetyofn-butanolunitwasanalyzedsimply.ThePIDdiagram,PFDdiagram,keyequipmentdiagramandworkshoplayoutdiagramaredrawn.Keywords:N-butylalcohol;Triphenylphosphinerhodium;Synthesisoflowpressurecarbonylgroup;Materialbalance;Equipmentselection

目录TOC\o"1-3"\h\u1前言 前言1.1正丁醇的简介正丁醇是一种特定的液体，其具有固定的分子式，为CH3CH2CH2CH2OH。在名称上，这种液体也可以被称为丁醇、酪醇或丙原醇；在物理属性上，这种液体是无色透明的，并且伴随着酒气味。在质量上，这种液体的相对分子质量为74.12。根据相关手册及资料，可以得到这种液体的熔点、沸点和相对密度分别为-88.9℃，117.25℃和0.8098g/cm3。考虑到这种液体与其他液体的兼容性质，总结发现正丁醇溶于部分有机溶剂，具体包括水、乙醇、醚等。不一样的是，正丁醇与水的兼容性质较低，仅微溶于水。1.2正丁醇的广泛应用正丁醇的应用领域十分广泛，它可以生产增塑剂，也可以作为原材料，同时也可以作为一些化合物质的萃取剂和添加剂。在一些特殊的领域，正丁醇也常常被用来脱蜡、活性、色谱分析等。作为生产增塑剂的化学物质，正丁醇可以大量生产正丁酯类增塑剂，这类增塑剂主要以邻苯二甲酸和磷酸为主。当然，正丁醇也是化工领域的重要原材料，在有机合成中，它可以有助于产生丁醛、丁胺等特殊物质[1]。其次，正丁醇同时具有了萃取功能，它可以萃取医药领域的重要药物，这些药物主要以维生素和抗生素为主。在一些特殊的领域，正丁醇也可以充当溶剂和脱蜡剂，在大部分印刷厂中，对其中油墨的生产和持续沿用发挥了重要的作用；在部分物理或化学实验中，实验者们往往也会选取正丁醇来进行相关的色谱分析或有机合成。1.3正丁醇的研究现状20世纪50年代初期，我国工业、化工等领域首次开始生产正丁醇这种物质。对于正丁醇的特殊且复杂的生产过程，生产方式主要采用了发酵法，这种方法在当时是最有效的。在少量生产时，主要经历以下四个步骤：第一步，选取五谷粮食或糖蜜为原料，将特定的原料碾碎，加入一定量的纯水，可以形成发酵液，此时发酵液主要呈现胶状；第二步，用高压蒸汽法处理加入水后的发酵液，其主要的目的是为了保持生产过程的无菌环境；第三步，冷却静置一段时间后，接入特定的纯丙酮一丁醇菌种，此时需要注意的是维持发酵温度在36至37°，温度的精准控制是有效发酵的关键步骤之一。第四步，注意收集发酵过程所产生的气体，包括二氧化碳和氢气这两种，对所产生的气体进行精馏操作，可以得到丁醇、丙酮和乙醇等。以上四步法的优点是分离所得到的正丁醇的纯度较高，但缺点是所得到的正丁醇的量较少。正丁醇的生产方法还有很多，其中通过酒精法生产的方法也比较常见，此方法可以生产丁二烯副产的丁醇；除此以外，化工领域还有采用粗醇加氢法，来进一步精制得到丁醇[2]。改革开放以来，我国经济实力变得更加繁荣昌盛，各行各业都发生了改变。石化工业领域采用了先进的技术，设计并制造出了一批大型的生产装置，可以用于高效、大量地生产纯度高的正丁醇物质。这一些大型装置还另外包括将羰基合成丁醇地生产装置。正丁醇物质的生产发源地主要与其生产厂家有关，就正丁醇的生产厂家而言，主要包括山东齐鲁石化、大庆石化、吉林化学工业公司等，这些生产厂家的主要城市位于山东、北京、吉林等。除中国外，外国也有特定的正丁醇生产厂家，其中常见的是扬子-巴斯夫公司，该公司属于德资企业[3]，因此正丁醇的生产方式在德国也较为成熟。1.4国内供需状况在我国，正丁醇的供需状况较为稳定，主要需要使用到正丁醇的领域以化工和医药两大领域为主。化工领域为主要消费领域，占据了我国正丁醇消费量的四分之三，运用正丁醇，可以大量生产出酯类化学物质，主要以丙烯酸丁酯和醋酸丁酯为主。由于酯类化学物质之间可以进行互生产，因此酯类化学物质各自对正丁醇原料的消耗比例并不是固定的，而是处在某种动态变化中[4]。其次，医药领域对于正丁醇物质的需求量主要占据了总需求量的四分之一，正丁醇可以有助于生产抗生素和维生素等药物，这些药物在医学上被广泛应用，因此正丁醇在医学上也显得尤为重要。截至目前，我国正丁醇的产和产量呈现快速增长的趋势，主要表现为一般化学物质的三倍增长速度。据可靠数据表明，从2012年-2018年，短短的6年时间内，正丁醇物质的产能翻了约3.5倍。与此同时，随着产能的快速增长，其产量也快速增加。2018年的产量是2012年产量的2.6倍。在表观消费这一块，我国正丁醇表观消费量自2014年开始呈稳步增长态势。相关数据显示，2018年中国正丁醇表观消费量为202.9万吨，同比增长6.2%。在进口这一块，在正丁醇并未实现量产之前，我国的丁辛醇产品的自主生产能力较弱，只能依靠进口渠道获取，且进口量远远超过了其他国家的进口量，消耗量了我国大量的进口成本。当正丁醇可以在化工领域被大量高效生产时，近几年进口量有所收缩。根据中国海关数据显示，到2018年年底，正丁醇进口量为19.71万吨，进口量明显减少，同比下降27.7%。详细数据见表1.1、图1.1、图1.2、图1.3和图1.4所示。表1.12012-2018年我国正丁醇各项数据情况年份2012201320142015201620172018产能(万吨/年)79138.6156.2210.8215.4232．3276.6产量（万吨/年)70.28108.2124.8147.2151.4165.3183.7表观消费量（万吨）119.8149.8144.1170.6182.8191.6202.9进口量统计（万吨）48.841.219.822.832.627.419.71图1.12012-2018年中国正丁醇产能统计情况图1.22012-2018年中国正丁醇产量统计情况图1.32012-2018年中国正丁醇表观消费量统计情况图1.42012-2018年中国正丁醇进口量统计情况1.5国外市场在正丁醇的国外市场，全球正丁醇这种化学物质的主要产地为美国、欧洲、日本等地，其中较大且重要的生产商有美国陶氏化学和塞拉尼斯等。从正丁醇生产国的规模和大小来看，规模由大到小依次为美国、西欧、日本。将亚洲与外国对正丁醇的供需趋势对比来看，以美国为首的外国市场对正丁醇的需求量正区域平缓，原因主要在于正丁醇等物质的市场的成熟化趋势。而亚洲国家对正丁醇的需求量将持续增长，预计其产能和产量在近五年内也会呈现出明显的增长趋势，主要原因在于亚洲地区目前仍然面临着需求缺口大和需求大的现状。1.6正丁醇的市场发展前景虽然我国近年来正丁醇生产发展较快,但是我国市场的供需情况仍然是供小于求，所以每年正丁醇还是保持了一定的进口量，以维持国内的供需平衡[5]。近几年，丁辛醇的生产装置被建立并陆续投产，丁辛醇的产量得到快速的提高，并逐渐能够满足工业和医药领域的需求量，市场将逐渐趋于饱和[6]。然而，与国外市场相比，我国对于丁醇下游衍生物产品的开发能力还是较弱。丁醇衍生的性能特殊、附加值高，对这类生物的开发能力直接影响了我国正丁醇的市场发展。这类衍生物的开发所需的技术含量较高，我国目前还受制于国外，其开发技术远落后于国外市场。因此，对于关键技术的掌握是我国在丁辛醇生产上的一个瓶颈，一旦突破了这一瓶颈，辛醇的批量生产将迎来新的增长势头，我国也有望摆脱对国外市场的进口，真正实现自主生产。随着燃料汽油的不断兴起，在同类化学物质中，丁醇具备的经济和性能优势更多，其需求量与日俱增[7]。因此，越来越多的化工领域运用合成气和丙烯，结合三苯基膦铑催化剂，来进一步合成正丁醛，后续通过加氢的方法来得到精制的正丁醇。催化剂的使用是生产过程的关键一环，因为该类特定的催化剂具有其他催化剂所没有的特性，包括了温度低、压力低、正异构比高和副反应少等性质。同时，只有改进生产工艺技术和转型优化，达到环保节能生产要求，才有利于提升自身竞争力，才是立足于市场的根本途径。

2生产工艺路线的介绍与选择2.1基本思路及方法在正丁醇的生产思路方面，主要是选取了合成气和丙烯为原料，将三苯基膦铑这种化学物质作为稳定发挥作用的催化剂，最终可以合成非精制的正丁醛物质。基于此，需要将所合成的正丁醇进行精制化，主要精制方法是加氢法。在生产方法上，在工业领域，正丁醇的生产方法最常用的是发酵法，其次是丙烯羰基合成法和醇醛缩合法这两种，这三种方法各有其特点，根据生产厂商的特定需求进行相应取舍。2.1.1发酵法在少量生产时，常常采用发酵法。这种方法主要经历以下四个步骤：第一步，选取五谷粮食或糖蜜为原料，将特定的原料碾碎，加入一定量的纯水，可以形成发酵液，此时发酵液主要呈现胶状；第二步，用高压蒸汽法处理加入水后的发酵液，其主要的目的是为了保持生产过程的无菌环境；第三步，冷却静置一段时间后，接入特定的纯丙酮一丁醇菌种，此时需要注意的是维持发酵温度在36至37°，温度的精准控制是有效发酵的关键步骤之一。第四步，注意收集发酵过程所产生的气体，包括二氧化碳和氢气这两种，对所产生的气体进行精馏操作，可以得到丁醇、丙酮和乙醇等。2.1.2丙烯羰基合成法三种合成气在稳定催化剂的作用下，可以生成丁醇类物质。通过加氢法得到精制后的丁醇，相应生产过程的反应方程式：CH3CH=CH2+CO+H2→CH3CH2CH2CHO+(CH3)2CHCHOCH3CH2CH2CHO+H2→CH3CH2CH2CH2OH（CH3)2CHCHO+H2→（CH3)2CHCH2OH如果改变上述的催化剂，使用钴作为催化剂，那么全程的反应需改变压力环境和温度环境，压力选取10～20MPa，温度选取130～160°C，生成的丁醇类物质主要包括正丁醇和异丁醇，其对应的含量比为3：1。在20世纪70年代，一些工业领域开始将催化剂改为铑络合物，可使反应可在0.7～3MPa和80～120°C下进行，生成的丁醇类物质主要包括正丁醇和异丁醇，其对应的含量比为16：1。通过加氢的方法，可以使得制备得到的酯类物质的纯度提高。2.1.3醇醛缩合法在两个分子乙醛的合成反应下，经过缩合和脱水的两个阶段，可以得到巴豆醛，其反应过程可以表述为：在温度和压力分别为180°C和0.2MPa的环境下，加氢生成正丁醇：CH3CH=CHCHO+2H2→CH3CH2CH2CH2OH在以上三种正丁醇的生产方法中，丙烯羰基合成法的原料更容易获得，且正丁醇产量高，具有很多优点，成为正丁醇最重要的生产方法[8]。2.2羰基合成法的四种工艺2.2.1低压羰基合成工艺采用了低压羧基合成工艺的公司主要有三家，主要分布在美国、英国等，简称UCC/Davy法或U.D.J法。在这种工艺法中，选取了铑作为催化剂。在20世纪70年代，装置投入生产,目前世界约五分之三左右的装置采用该技术。在该合成工艺中，羰基合成催化剂的循环方式不一样，主要分为液相和气相两种。在20世纪80年代，液相循环工艺被开始运用于工业领域。通过将反应器串联，扩大反应器的容积利用率，加快生产速度。与此同时，两台反应器的反应能力也得到一定的提高，串联后的总反应能力是串联前的1.5-1.8倍。采用液相循环工艺，世界多台生产装置已经建成。低压羰基合成工艺法具有很有优势，其中，原因之一是原料消耗率低，这也是最关键的原因。操作容易，物料对设备腐蚀低，流程短，设备较少，投资低也是不可忽视的重要原因。2.2.2三菱化成低压羰基合成工艺该工艺采用铑络合物作为固定催化剂。在进行反应和生产过程，这种工艺的反应压力和反应温度低。在反应所得产物上，产物正异构比较高。在反应副作用上考虑，物料对设备腐蚀低。总结分析这种工艺法的优缺点，优点是省去了闪蒸和蒸发的过程,使工艺更加简单。缺点是设置了丁醛塔专门分离催化剂,且催化剂回收系统相对繁琐。在投资这一块，连续添加催化剂的过程，流程时间比较长，因此总投资会相对增加。2.2.3巴斯夫低压羰基合成工艺在20世纪80年代，本节所介绍的工艺法进入了工业化环节。这种工艺发的配位体是三苯基膦化合物，催化剂仍旧采用铑的络合物，这一点与上一节所介绍的工艺法类似。其中，采用了丁醛和高沸物来配制催化剂溶液。在循环工艺的选择上，采用了较为普遍和通用的液相循环工艺。为了实现催化剂的再生技术，每年抽出约十分之一左右的催化剂送去再生。2.2.4美国伊士曼的羰基合成工艺该工艺技术的主要特点是产品方案的多样化和生产过程的灵活，可同时生产丁醛和丙醛及相关的醇类产品，以适应市场需求[9]。综和以上几种合成工艺方法的特点及优缺点，本文的设计实验方案最终选取采用低压羰基合成工艺,对于这种工艺法，国内引进的主要为Davy-UCC技术。该工艺特点包括以下五种:在取丁醇过程中，工艺方法较为成熟，催化剂的活性剂高;反应温度和压力较低易达成，单程且工艺简单;③流程短以及使用设备少，操作费用低;原料的转化率较高，醛的副产物低;⑤操作相对稳定，液相循环新技术先进等。2.2.5可行性分析低压羰基合成工艺所产生的经济效益最高，对设备没有腐蚀，并且比其他工艺消耗的能源更少，这意味着该项目具有良好的生态和经济优势。生产过程中只含有少量的“三种废物”，因此该装置对环境较为友好，属于环境友好型装置，对环境保护具有积极的影响。同时也可以为社会的就业人员提供相应的工作岗位，减缓就业压力。总而言之，正丁醇的预期消耗量将继续增加，需求将迅速增长。市场的总体趋势是供需之间的差距继续扩大。目前，新建的正丁醇装置具有有利可图的利润优势。正丁醇的衍生物的附加值极高，我国对于高性能的增塑剂的自产能力还没有达到一定的水平，仍受国外技术和国外市场的影响，所以只能部分依赖于进口[10]。2.3正丁醇生产工段路线的选择及简述2.3.1工艺流程的选择在本设计中，将完成量产的正丁醇合成气净化和羰基合成工艺。其中，量产的正丁醇的具体定义为年产10万吨。以精制的合成气和丙烯为原料，在低压环境下，选择气相循环工艺，进行羰基合成反应。在反应釜中，发生氢甲酰化反应，进而生成混合丁醛。通过加氢法，对混合丁醛在反应器中进行纯化，生成产品正异丁醇。最后，在精馏塔中，完成正丁醇和异丁醇的分离工艺操作。整个流程可以细分为三个工段，主要包括反应工段、加氢工段和产品精制这三个工段。工艺流程方框图、工艺流程简图如图图2.1和2.2所示。图2.1工艺流程方框图图2.2工艺流程简图2.3.2丙烯氢甲酰化工段将粗制合成气用于多级纯化，以除去氧气，硫和氯等杂质，以防止铑催化剂中毒。经特定的系统，丙烯将硫化物和氯化物等杂质清除，随后与净化合成气合为一体，送入羰基合成反应器，反应器为带搅拌的鼓泡式反应器，其形式为串联式。其中，特定的系统具有多级净化功能。在串联的两台反应器中，气、液相出料由第一反应器进入第二反应器。第二反应器的气相出口通过气液分离器，然后液相返回到反应器。从第二反应器的液相排出的物质通过蒸发器以分离高浓度催化剂以进行再循环。在铑这种物质的催化下，原料气体扩散在催化剂溶液中，其主要的扩散形式为小气泡的形式。在温度和压力环境分别为并于105℃和1.6MPa下，生产出混合丁醛，其主要的合成反应为低压羰基合成反应[11]。丙烯和丙烯溶解在粗丁醛中，大部分丙烷和丙烯是通过原料气蒸气提取的。分离溶解在粗丁醛中的气体，并且在塔底获得的高纯度的丁醛。2.3.3丁醛加氢工段将来自羰基合成段的丁醛蒸发到蒸发器中后，将生成的气相丁醛与高纯度氢气混合并进入固定床加氢反应器[12]。将压力环境和温度环境分别设置为0.4MPa和130℃，经过加氢这一步骤后，可以发现转化率及选择性明显增高。经过冷凝后，将化学物通过气液分离器进行分离步骤，分离可以得到出高纯氢气。氢气的纯度得到提高，这种高纯度的氢气可以用于循环使用[13]。2.3.4产品精制工段混合丁醇液体分别进入塔内，部分轻组分杂质除去排出，与此同时，重的杂质也被清除干净，进行正异丁醇分离塔。最后，得到纯度极高的异丁醇产品，其纯度为≥99.8％；在塔底得到的正丁醇产品纯度，高于异丁醇的产品纯度，其纯度为≥99.5％。

3物料衡算本节的物料衡算主要是基于质量守恒定律。质量守恒定律的物理含义可以通过下式表示：G式中G进G出G损G累积由于本设计的生产方式为连续生产，对于连续生产，G累积G在本节进行物料计算时，主要包括两个方面的计算，分为羧基合成和加氢反应。这个项目试验包括多个操作环节，如合成、加热、冷却等等。3.1生产能力的计算本节主要介绍生产能力的计算，在设计任务中，正丁醇物质的年生产能力为十万吨，在一年内工人的有效开工时间为300工作日。则每批料的生产能力为（100000000/300/24）Kg/h=13889kg/h。3.2羰基合成反应工段的物料衡算把羰基合成反应工段的进口物流和出口物流看成一个整体，其物质合成与氢气、杂质等进出结果如流程图如图3.1所示。图3.1羰基合成反应工段物质流向示意图对于丙烯、一氧化碳等反应物质的摩尔质量如下：丙烯为42.1，一氧化碳为28.01，氢气为2，正丁醛为72.11，异丁醛为72.11，正丁醇为74.11，异丁醇为74.11，物理单位为kg/kmol。在所有合成气中，各个物质所占比例不同。氢气占50.4%，氢气所占比例最多；一氧化碳占49.0%，一氧化碳占比例排第二；杂质占0.6%，杂质所占比例最少，杂质物料变化可以暂不考虑。对合成气净化过程，直接对羰基合成反应进行物料衡算。涉及到的反应有：CH=+CO+CHOCH=+CO+（）CHCHOCH=+在以上三个反应中，生产结果和最终目的是正丁醇物质。在产生正丁醇的同时，也会产生异丁醇。分析两种丁醇类物质的生成比例，绝大多数为正丁醇，少部分为异丁醇，其两者的比例分别为12：1。另外，在上述反应中，丙烯还会在加氢环境下，生成丁醛和丙烷，在生成结果中，几乎全部是丁醛，仅有极少一小部分为丙烷，其对应比例为13：0.3。选取1000Kmol/h为计算基准进行物料衡算。进入羰基合成反应器的物料1000Kmol/h合成气中含CO==490Kmol/hH2==504Kmol/h计算得到氢气的量过多，在以一氧化碳为反应基准的前提下，得到所需要的C3H6的摩尔质量为490Kmol/h。主副反应消耗CO的量在最后的生成产物中，主要包括正丁醛和异丁醛两种，在生成的含量中，正丁醇占主要部分，异丁醇为少部分，其两者的对应比例为12：1。所以主反应消耗CO的量==451.31Kmol/hC3H6的量==451.31Kmol/h生成正丁醛的量==451.31Kmol/h一氧化碳的量==37.69Kmol/hC3H6的量==37.69Kmol/h生成异丁醛的量==37.69Kmol/h主副反应消耗H2的量主反应消耗H2==451.31Kmol/h副反应消耗H2==37.69Kmol/h在上述反应中，丙烯还会在加氢环境下，生成丁醛和丙烷，在生成结果中，几乎全部是丁醛，仅有极少一小部分为丙烷，其对应比例为13：0.3。所以反应生成C3H8的量=0.87Kmol/h所以三个反应共消耗H2=0.87+490=490.87Kmol/h反应剩余的H2=504–490.87=13.13Kmol/h主、副反应共消耗C3H6=0.87+490=490.87Kmol/h丙烯净化后主要生成两种物质，包括C3H6和C3H8这两种。在含量比例上，C3H695%，C3H8为5%。所以丙烯用量为490.87÷95%=516.71Kmol/h其中含C3H8的量=516.71-490.87=25.84Kmol/h反应后丙烯的量C3H8=25.84+0.87=26.71Kmol/h反应生成的主、副产物的量正丁醛=451.31Kmol/h，异丁醛=37.69Kmol/h，nC3H8=26.71Kmol/h，丙烯羰基合成反应器进、出口物料平衡数据详见表3.1和3.2.表3.1丙烯羰基合成反应器进口的物料情况成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)C3H6490.8732.3642.120665.6356.30H250433.23210082.75CO4903228.0113724.937.39C3H825.843144.11139.543.10杂质60.40281680.46合计1516.7110036706.07100表3.2丙烯羰基合成反应器出口物料平衡表成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)正丁醛451.3184.3872.1132543.9688.84异丁醛37.697.0572.112717.837.42C3H826.714.9944.11177.913.22H213.132.45226.260.07杂质61.12281680.46合计534.8410036633.96100上表中：1.杂质为CH4+Ar+N2，为了计算的简便化，取平均分子量为28；2.由于氢气分子的质量百分比的数量级为-5，太小可以忽略。经核算：合成气的摩尔总量n=490+504+6=1000Kmol/h合成气的物质总量M=13720+1008+168=14896Kmol/h丙烯的摩尔总量n=490.87+25.84=516.71Kmol/h丙烯的物质总量M=20665.63+1139.54=21805.174Kmol/h物料平衡图详见下图3.1.图3.2合成反应工段的物料图3.3丁醛加氢反应器的物料衡算把丁醛加氢反应工段的进口物流和产品物流看成一个整体，其物质流程图如图3.3所示。图3.3丁醛加氢反应工段物质流向示意图对丁醛加氢合成反应进行物料衡算，涉及到的反应有：主反应：CHO+OH（）CHCHO+（）CHOH副反应：在主反应中，氢气被消耗的量=451.31Kmol/h异丁醛消耗氢气的量=37.69Kmol/h丁醛加氢反应器所需加入的氢气总量=451.31Kmol/h+37.69Kmol/h=489Kmol/h由于生成的正丁醇才是所需要的产物，故加入氢气的量可以过量，有利于反应充分，且过量多余的氢气在脱轻组分塔中分离出来循环利用。则主反应生成正丁醇的量=451.31Kmol/h生成异丁醇的量=37.69Kmol/h由于副产物量较少，一般低于0.1%，暂不考虑副反应的影响。且副反应产生的物质为重组分，在脱重组分塔中分离出来。羰基合成反应工段出来的所有物质进入丁醛加氢反应工段，则丁醛加氢反应工段的进、出料组成及其流率见表3.3和3.4.表3.3加氢反应进口物料平衡情况成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)正丁醛451.3144.6572.1132543.9686.59异丁醛37.693.7372.112717.837.23C3H826.712.6444.11177.913.13H248948.3829782.60杂质60.59281680.45合计1010.7110037585.7100表3.4加氢反应的出口物料情况成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)正丁醇451.3186.5174.1133446.5889.17异丁醇37.697.2274.112717.837.25C3H826.715.1244.11177.913.14杂质61.15281680.45合计1010.7110037510.32100图3.4加氢反应段的物料情况3.4正异丁醇分离塔的物料衡算其中在羰基合成反应工段以及丁醛反应工段产生的C3H8、杂质和丁酸丁酯、异丁酸丁酯、辛醇副产物等均在脱轻组分和脱重组分塔均分离出来，故正异丁醇分离塔物质进出情况如图3.5所示。图3.5正异丁醇分离塔进出物质示意图正异丁醇分离塔进料组成及其流率见表3.5，忽略其他杂质。表3-5正异丁醇分离塔进料组成及其流率表成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)正丁醇451.3192.2974.1133446.5892.29异丁醇37.697.7174.112793.217.71合计48910036239.79100根据工业纯度要求，混合丁醇液体分别进入塔内，部分轻组分杂质除去排出，与此同时，重的杂质也被清除干净，进行正异丁醇分离塔。最后，得到纯度极高的异丁醇产品，其纯度为≥99.8％；在塔底得到的正丁醇产品纯度，高于异丁醇的产品纯度，其纯度为≥99.5％。在馏出液中，需根据工业要求，满足正丁醇摩尔分数小于等于0.005；异丁醇的摩尔分数小于等于0.002。在101.3kpa压力下，查得异丁醇沸点为107.9℃，正丁醇沸点较高，数值为117.7℃。在塔顶，异丁醇为馏出液。在塔底，正丁醇为釜液，两者得流率结果如表3.6所示。表3.6正异丁醇分离塔出料组成及其流率表成分塔顶塔底流量（kmol/h）分数/％流量/（kg/h）质量分数/％摩尔流/（kmol/）摩尔分数/％流量/（kg/h）质量分数/％异丁醇35.4299.82624.9899.82.270.5168.230.5正丁醇0.0451.2499.533441.499.5合计35.491002630.16100453.5110033609.63100正异丁醛分离塔分离物料平衡图详见下图3.6.图3.6正异丁醛分离塔物料平衡图3.5物料数据衡算汇总根据以上反应器和分离塔物料衡算数据汇总，可知全车间的物料数据汇总如表3.7所示。表3.7全车间物料衡算数据汇总不同成分进料量/（kg/h）出料量/（kg/h）C3H620665.63-H2198626.26CO13724.9-C3H81139.541177.91杂质168168正丁醇-33446.58异丁醇-2717.83合计37684.0737636.58误差0.00126%4能量衡算4.1能量衡算的相关介绍在化工生产中，需要对每一道工序进行严格的控制，这些工艺往往包括温度、压力、流量、浓度等。在化工生产中，时时刻刻都经历各种化学变化和物理变化，同时也伴随着物质的产生。在工艺操作的过程中，可能有能量的传递，也有动量、热量、质量等的传递。如果存在化学反应，那么不仅会有以上的传递，还会有热效应。在反应的过程中，物质发生了能量的传递和数量变化。能量的变化，可以根据能量守恒定律；能量的传递，可以根据物料衡算得出，主要应用于以下几个方面：(1)计算操作效率：如在流体输运等操作中。(2)计算热量或冷量：如在蒸发、冷却等所需要的热量或冷量。(3)计算供热或放热效率：由于热效应所导致的温度的起伏。(4)节能措施：措施的最终目的是降低总能量消耗。根据能量衡算，可以确定热量的转移情况：能量衡算方程的一般形式如下：△E=Q+W△E=△EK+△EP+△U式中：△E为体系总能量的变化；Q为体系从环境中吸收的能量；W为环境体系所做的功。根据相关资料和手册，不同物质的平均比热容如表4.1所示[14]。表4.1各物质平均比热容组分氢气COC3H6正丁醛异丁醛C3H8杂质正丁醇异丁醇水蒸气比热容/KJ（kg·）14.40.971.5442.232.581.701.572.332.390.84根据比热容公式：Qi=miciTi其中，mi一各物质质量流量，kg/h；Ci一各物质比热容，KJ（kg·℃）；Ti一各物质进料（出料）温度，℃。4.2加热器的能量衡算合成气和丙烯首先通过加热器，在进入羰基合成反应器反应，加热器进料温度为25℃，加热后物料温度为95℃，则输入加热器的热量为：QQQQQQ输出加热器的热量为：QQQQQQQ因此，反应器热负荷为−汇总如表4.2所示表4.2加热器的衡算数据汇总组分进料kJ/h出料kJ/h氢气3628801378944CO27633.85105008.611C3H6797693.323031234.61C3H848430.45184035.71杂质659425057.2热负荷-−合计1243231.621243231.624.3羰基合成反应器能量衡算在羰基合成反应工段中，把两个羰基反应器看成一个整体，物料经过加热器出来温度为95℃，则羰基反应器的进料温度为95℃，出料温度为105℃，则输入羰基合成反应工段的热量为：QQQQQQ输出羰基合成反应器的热量为：QQQQQQQ因此，羰基合成反应工段的热负荷为−汇总如表4.3所示表4.3羰基合成反应工段的衡算数据汇总组分进料kJ/h出料kJ/h氢气137894439705.12CO105008.611-C3H63031234.61-C3H8184035.71210256.94杂质25057.227694.8正丁醛-7620168.23异丁醛-736260.15热负荷-−合计4724280.134724280.134.4冷凝器能量衡算以羰基合成反应器的出口冷凝器为例说明换热器能量衡算的计算过程。该冷凝器的进口和出口温度均为固定，进口温度较高，出口温度低于进口温度，分别为105℃和40℃。则输入冷凝器的热量为：QQQQQQ输出冷凝器的热量为：QQQQQQQ因此，羰基合成反应工段的热负荷为5416998.004汇总如表4.4所示表4.4冷凝器的衡算数据汇总组分进料kJ/h出料kJ/h氢气39705.1215125.76C3H8210256.948009.79杂质27694.810550.40正丁醛7620168.232902921.23异丁醛736260.15280480.056热负荷-5416998.004合计8634085.248634085.244.5丁醛加氢反应器能量衡算由汽提塔出来的物料经加热器至80℃，则丁醛进料温度为80℃，其出料温度为130℃，则输入丁醇合成反应工段的热量为：QQQQQQ输出丁醛加氢反应器的热量为：QQQQQQ因此，丁醛加氢反应工段的热负荷为−汇总如表4.5所示表4.5丁醛加氢反应工段的衡算数据汇总组分进料kJ/h出料kJ/h氢气1126656-C3H8160195.76260318.11杂质21100.834288.8正丁醛5805842.46-异丁醛560960.11-正丁醇-10130969.08异丁醇-844429.78热负荷-−合计7674755.137674755.134.6正异丁醇分离塔能量衡算正异丁醇分离塔的进料温度为116.81℃，塔顶出料温度为108.12℃，塔底温度为117.13℃，则输入正异丁醇分离塔的热量为：QQQ输出塔顶的热量为：QQQ输出塔底的热量为：QQQQQ所以，热负荷为735226.26kJ/h汇总如表4.6所示表4.6正异丁醇分离塔热量衡算数据组分进料kJ/h出料塔顶kJ/h塔釜kJ/h正丁醇9103065.371307.468424544.11异丁醇779796.92678312.6843471.78热负荷-735226.26合计679620.148468015.899882862.299882862.29

5主要设备设计与选型5.1正异丁醇分离塔的工艺尺寸设计5.1.1产品浓度计算根据上文中正异丁醇分离塔物料衡算数据可知，精馏塔进料中正丁醇含量为92.29%，在塔顶，正丁醇的含量比例为为0.2%；在塔底，正丁醇的含量比例为99.5%，据此可求得xF,A、xD,A和xxx以下对进料液、塔顶采出物料和塔底采出物料这三者进行计算，首先得到这三者的平均摩尔质量：MMM其次得到这三者的的平均摩尔质量流量：原料处理量：F=全塔物料衡算：F=D+WF解得：W=453.51（kmol/h）D=35.49（kmol/h）5.1.2平均相对挥发度根据Antoine方程lgp0=A−BT+C(A、B、C为Antoine常数，查相关资料所得，如表5-1所示)可求出正丁醇和异丁醇的饱和蒸汽压P0A和P0B，再由正丁醇的饱和蒸汽压且根据泡点方程xA=P−PB0PA0−PB0和露点方程yA表5.1Antoine方程常数Antoine方程常数ABC温度/℃正丁醇6.601721362.39178.7214～131异丁醇6.451971248.48172.8519～115表5.2A和B的饱和蒸汽压、x-y与温度的关系t/℃PºAPºBxy107.9470.62101.310.000.0010973.52105.290.130.0911076.35109.150.240.1811179.27113.130.350.2711282.28117.230.460.3711385.38121.440.560.4711488.58125.770.660.5811591.87130.230.750.6811695.26134.810.850.8011798.75139.520.940.91117.75101.44143.141.001.00图5.1苯胺-焦油体系T-x-y图根据表5-2的数据，求得进料温度tF，塔顶温度tD和塔底温度ttt由表5-2的数据可算出正丁醇与异丁醇在进料温度、塔顶温度和塔底温度下的饱和蒸汽压，如表5.3所示。表5.3正丁醇-异丁醇的饱和蒸汽压与温度关系温度117.13116.81108.12正丁醇99.2098.0971.16异丁醇140.14138.63102.64相对挥发度α=PB0/PAO平均相对挥发度α=1由以上可算得进料、塔顶和塔底的相对挥发度为：ααα平均相对挥发度：α5.1.3精馏塔最小回流比计算精馏操作中，必须具备回流这一条件。精馏段操作线方程和提馏段操作线方程存在交点，当交点落在平衡线上时，回流比称为最小回流比，以Rmin对于精馏塔的设计计算中，取经验值R=（1.1~2.0）Rmin在本设计中，取R=1.6R最小回流比相平衡方程因为是泡点进料，则有q=1，故xq代入已知条件，则yqR适宜回流比：R=理论板数的计算—简捷法简捷法的应用范围广泛，这种方法主要是利用经验关联图。当在塔板数较多的情况下，往往需要做初步估算。这种情况下会运用该方法。用芬斯克公式计算最少理论板数NminNR−图5.2吉利兰关联图由图5.2查得解得N=23不包括再沸器5.1.5全塔效率估算全塔效率与主要以下三个部分相关，它们包括系统的物性、塔板结构及操作条件等都有密切的关系。这三个部分的变化多，且内部关系复杂，目前还没有特定的计算方法。工业上测定值通常在0.3-0.7之间。全塔效率可用O’connell法进行计算，即E其中μLμ式中，xiμ正丁醇与异丁醇在各温度下的粘度如表5.4所示。表5.4正丁醇与异丁醇在各温度下的粘度温度/℃859095100105正丁醇μ0.75560.69640.64330.59540.5522异丁醇μ0.78280.71220.64860.59220.5420塔内平均温度T用插值法求得114.02℃下正丁醇的粘度μA为0.4743mPa∙s则：μE5.1.6实际板数与加料板位置计算实际板数的确定全塔效率即E已知：解得：N实际加料板位置的确定精馏段理论板数N解得精馏段塔理论板数解得：N=27.22，故加料板为从塔顶往下的第28块塔板。5.1.7精馏塔主要工艺尺寸的设计塔的工艺条件（1）操作压强已知：PD表=根据P绝=P表+P，则，PPP精馏段操作压强：提馏段操作压强：（2）操作温度已知：t精馏段操作温度：提馏段操作温度：各种物性数据平均分子量的计算液相：已知：MF=74.11kg/kmol，MD=74.11kg/kmol，MW=74.11kg/kmol。塔顶平均分子量：M进料板平均分子量：M塔底平均分子量：M气相：塔顶平均分子量：M进料板平均分子量：M塔底平均分子量：M精馏段平均分子量：MM提馏段平均分子量：MM平均密度计算平均密度主要根据理想状态方程，如下所示：ρρ液相正丁醇和异丁醇的密度可在化学化工物性数据手册查得，如表5.5所示。表5.5正丁醇与异丁醇在各温度下的密度温度/℃859095100105正丁醇ρ757.99752.36746.67740.94735.15异丁醇ρ729.98724.23718.42712.55706.62用插值法可分别求得正丁醇和异丁醇在ttW=117.13℃下的密度。如表5表5.6正丁醇与异丁醇在各温度下的密度温度/℃108.12116.81117.13正丁醇ρ731.53721.48721.11异丁醇ρ702.92692.61692.23其中，ρρρ精馏段平均密度：ρ提馏段平均密度：ρ表面张力两种丁醇类物质的表面张力如表5.7所示。表5.7正丁醇与异丁醇在各温度下的表面张力温度/℃859095100105正丁醇σ18.9218.3417.8517.3816.76异丁醇σ17.3116.8216.3615.7315.24用插值法可分别求得正丁醇和异丁醇在ttW=117.13℃下的表面张力。如表5表5.8正丁醇与异丁醇在各温度下的表面张力温度/℃108.12116.81117.13正丁醇σ16.3715.2915.25异丁醇σ14.9314.0814.05其中，σ=σσσ精馏段液体表面张力：σ提馏段液体表面张力：σ体积流率精馏段：V=已知：Mρ液相体积流量：L气相体积流量：V提馏段（饱和液体进料q=1）LV已知：Mρ液相体积流量：L气相体积流量：V数据汇总表5.8数据汇总一览表精馏段提馏段操作压强/（kPa）125.6140.3操作温度/（℃）112.47116.97液相平均分子量/（kg/kmol）74.1174.11气相平均分子量/（kg/kmol）74.1174.11液相平均密度/（kg/m3711.07720.07气相平均密度/（kg/m32.9033.206液体表面张力/（mN/m）15.0615.22液相体积流量/（m313.3916.87气相体积流量/（m34185.6937塔径的计算精馏段利用图5-3史密斯关联图横坐标数值：取板间距：H故H查图可知，C=u取安全系数为0.6，则：故塔径：塔径圆整：塔横截面积：空塔气速：提馏段横坐标数值：取板间距：HH查图可知，C=u取安全系数为0.6，则：故塔径：塔径圆整：塔横截面积：空塔气速：5.1.9浮阀塔板结构与设计堰长lw取lw出口堰高h本设计采用平直堰，堰上高度（因溢流强不大，近似取溢流收缩系数E=1）精馏段Lℎ溢流堰高：提馏段Lℎ溢流堰高：弓形降液管的宽度和截面积本设计选取弓形降液管，其中τ式中：τ——液体在降液管再的停留时间，物理单位为s；Af——降液管的截面积，物理单位为m2。图5.4弓形降液管的宽度与面积已知：l查图得WA验算降液管内停留时间：精馏段：τ=提馏段：降液管的底隙高度精馏段取降液管底隙的流速uℎ提馏段取降液管底隙的流速uℎ5.1.10塔板分布、浮阀数目及排列塔板分布塔径的相关尺寸如下：塔径D=1.6m，D'=1.6m5.1.10．2浮阀数目及排列精馏段取阀孔动能因子阀孔气速：每层塔板上浮阀数目：n=取边缘区宽度：液沫区宽度：W塔板上的鼓泡区面积：其中，r=代入数据，计算得A本节的排列方式为等腰三角形结构，采取了特殊的错排形式，同排的孔心距的距离为固定的，t=75mm估算排列间距：塔板开孔率：提馏段取阀孔动能因子阀孔气速：每层塔板上浮阀数目：n取边缘区宽度：液沫区宽度：塔板上的鼓泡区面积：其中，xr=代入数据，计算得A本节的排列方式采用等腰三角形结构，其具体的排列形式为错排，同排的孔心距t=75mm估算排列间距：塔板开孔率：5.1.11塔板的流体力学汽相通过浮阀塔板的压降依据h干板阻力当阀全开时，ℎ当阀未全开时，精馏段：阀刚全开的临界阀气速：u因为u0ℎ板上充气液层阻力取ε0=0.5板上液层阻力：h1气体流经塔板的压降相当高度计算公式为：ℎ∆（<0.7kPa，符合设计要求）提馏段：阀刚全开的临界阀气速：因为u0ℎ板上充气液层阻力取ε0=0.5板上液层阻力：ℎ1气体流经塔板的压降相当高度为：ℎ∆（<0.7kPa，符合设计要求）淹塔当控制降液管中的清液层高度HdH精馏段单层气体的液柱：ℎ液体通过塔板压降相当的液柱高度的计算公式：ℎ板上清液层高度：ℎH取Φ=0.5，则ΦHd提馏段单层气体通过塔板压降相当的液柱：ℎ液体通过塔板压降相当的液柱高度：ℎ板上清液层高度：ℎH取Φ=0.5，则ΦHd雾沫夹带根据经验，为控制eV≤0.1精馏段F液体横过塔板流动的行程：Z=D−2塔板上液流面积：A图5.5泛点负荷图取物性数据K=1.0，查图5.5得泛点负荷系数F因此，雾沫夹带满足eV提馏段F液体横过塔板流动的行程：Z塔板上液流面积：A取物性数据K=1.0，查表得泛点负荷系数F因此，雾沫夹带满足eV5.1.12塔板负荷性能图雾沫夹带线（1）泛点率：精馏段：F整理，求得，V提馏段：F整理，求得，V雾沫夹带计算结果如表5.9所示：表5.9雾沫夹带计算结果精馏段提馏段LVLV0.00065.0240.00064.8100.0264.3740.0264.18液泛线（2）由ΦH其中，液体表面张力造成的阻力极小，h其中h即：Φ5.34∙精馏段：0.252=整理，得：V提馏段：0.250=整理，得：液泛计算结果如表5.10所示：表5.10液泛计算结果精馏段提馏段LVLV0.00064.2390.00063.6910.0260.3530.060.4液相负荷上限线（3）液体在降液管内的停留时间：τ=取τ=5s，则，L漏液线（4）对于F1型重阀，取FV精馏段：V提馏段：V液相负荷下限线（5）取堰上高度ℎowℎ代入数据，整理得：L负荷性能图利用Excel数据，将以下五条线进行相关的处理，可以得到精馏段和提馏段负荷性能图。具体的性能图如图5.7和5.8所示。图中，5条线包围区域为精馏段塔板操作区。图中五条线分别为（1）雾沫夹带线、（2）液泛线、（3）液相负荷上限线、（4）漏液线、（5）液相负荷下限线。图5.6精馏段负荷性能图图5.7提馏段负荷性能图由塔板负荷性能图可看出：（1）点P为操作点，且处在适中位置；（2）塔板的汽液相负荷上限是可控的，其值由液泛控制；同理，下限也是可控的，其值由漏液线控制；由图可查得塔板汽相负荷上限：塔板汽相负荷下限：故，精馏段操作弹性：提馏段操作弹性：表5.11浮阀塔设计的结构尺寸的结果序号项目计算结果备注精馏段提馏段1各段平均压强/（kPa）125.6140.32各段平均温度/（℃）108.12117.133实际塔板数/（块）28144塔径/（m）1.61.65板间距/（m）0.450.456塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板7空塔气速/（m/s）0.2890.2628堰长/（m）0.960.969堰高/（m）0.05350.050810板上层高度/（m）0.070.0711降液管底隙高度/（m）0.03850.048912浮阀数/（个）139132等腰三角形错排13阀孔气速/（m/s）7.0436.70214浮阀动能因子121215临界阀孔气速/（m3/s）2.4194.77216孔心距/（m）0.0750.075同一横排孔心距相邻横排中心距离17排间距/（m）0.08420.088718开孔率/（％）8.267.8419单板压降/（Pa）698.14662.7820降液管内层清夜高度/（m）0.2520.25021泛点率/（％）21.2320.0522液相负荷上限/（m30.02530.025323液相负荷下限/（m3/s）8.19×8.19×24汽相最大负荷/（m3/s）2.8622.486液泛控制25汽相最小负荷/（m3/s）0.4870.441漏液控制26操作弹性5.8765.5965.1.13浮阀塔的材料选择塔设备的所处环境为室外；对于塔体结构方面，所采用的塔体形式为无框架的自支承式；对于塔材结构，绝大多数是采用钢材制造的。选用钢材作为材料，原因主要在于钢材的强度和塑性好，制造性能较好。对于具体的材料，塔体的材料为Q345R。塔体由圆筒和两个封头组成，圆筒的直径和壁厚是均匀的。选择塔体的材料很重要，既要满足强度和刚度的需求，还要满足特殊的外界环境。对于具体的材料，裙座材料为Q235-A。在结构设置上，为了使得塔体裙座具有足够的强度和刚度，必须保证塔体处在固定的位置上进行工作。5.1.14塔总高度计算塔总体高度利用下列公式计算：H塔顶封头塔顶封头的形状为椭圆形结构，封头结构的公称直径DN=1800mm，根据相关资料可以得到H封=475mm，内表面积A=3.6535m塔顶空间在塔顶空间中，塔顶间距Ha塔底空间在设计实验中，取釜液留时5min，取提馏段液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则塔底空间高度的计算公式为：H代入数据得：人孔对于人孔的设置方式，必须考虑到精馏塔的检修灯特殊工况，具体人孔的设置方式为：每隔6-8块塔板设一人孔。本精馏塔的塔板数量为42，得出的结果为设置7个人孔，人孔的直径固定，为0.45m，每两个人孔之间的间距为Hp进料板处板间距由于在进口处需要安装防冲等特殊设施，选取进料板处间距HF裙座根据裙座内径≥800mm的结构特点，那么将裙座壁厚取20mm。基础环内径：D基础环外径：D圆整后：DDbo=2200塔总高度H=

6附属设备的选型6.1换热器的选型6.1.1试算和换热器的选型本设计以羰基合成反应器的出口冷凝器为例说明换热器的选型过程。该冷凝器的进口温度为105℃，取出口温度为40℃。（1）计算热负荷和冷却水用量Qm=qmcp(T1–T2)=36633.96×1.6714×103×（105–40）=3.98×109kJ/h=1105541.7Wq（2）逆流时平均温度差为∆根据两流体情况，参照相关资料，初选K估=800W/(m2﹒℃)，则估算面积为：A管程体积流量q选的换热管，取管程流速为0.7m/s，则单程换热管根数为n单程管长l选换热管长度为7m，则管程数为NP=42.19/6≈6，换热管总根数n=NPnｉ=6结合以上数据，本设计选择浮头式换热器此，选取AES800-2.5-80.2-10/25-4型换热器，有关参数见表6.1。表6.1换热器的参数项目参数项目参数外壳直径/mm600管子规格/mm∅25×2.5公称压强/Mpa2.5管长/m7计算传热面积73.1管子总数284管程数6管子排列方式正方形旋转45°管程流通面积/m²0.00836.1.2核算总传热系数管程流通截面积u管内料液流速R雷诺数P壳程流通截面积An取nc=9，取折流挡板间距h=0.2m，则A=（0.6流通截面积u当量直径d壳内水蒸气流速R雷诺数P传热系数校核AＫ即Ｋ所选换热器有足够的裕量，故该换热器合适。6.2进料泵的估选精馏装置的使用精馏装置所使用的泵一般包括进料泵、回流泵、产品泵等，本设计以正异丁醇分离塔的进料泵为例说明泵的选型过程。主要借助柏努力方程，计算得得到扬程。再结合相关操作和物质，来选择泵的类型。根据输送流量要求qV和扬程的计算值，选择合适的泵型号[16]6.2.1泵的扬程泵吸入管内径为80mm，排出管管内径为60mm。泵进口真空表读数为50kPa，出口处压力表读数120kPa，进料处塔压力为PF=139.9kPa。已知：ρF=719.17kg/quu本设计离心泵选择安装在地面，已知进料板为塔顶下第24块塔板，则进料板高度：∆Z=25.175−0.475−1.2−0.45×24−0.6=12.10m系统总阻力很小，为方便计算，忽略不计，即ℎ则，进料泵所需扬程：H=∆Z+6.2.2泵的选型根据体积流量qV=52.26m3/h表6.2进料泵的型号项目参数项目参数型号IS80-65-160效率/61转速/2900轴功率/4.82液相流量/30电机功率/175气相流量/29.33必须汽蚀余量/2.5压头/19.5质量(泵/底座)/48/666．3储罐的估算以塔底回流罐和产品储罐为例说明储罐选型的计算过程。已知：W=6.3.1回流罐的估算塔底出料量体积流量为，V回流罐一般考虑5min至10min的液体存量，以保证冷却器的液封[16]。每10min储存量：V取充填系数0.7，则回流罐容积为，V考虑到储罐不能装满，应预留一部分空间，所以回流罐容积取900m36.3.2产品回流罐的估选结合产品正丁醇物化性质，其储存的地点应该进行特殊的选择，尽量选择阴凉的地点，并且也要远离高温地点，尤其是远离火种、热源，最后要保持回流罐容器的密封性。在和其他物质的存放上来说，为了便于区分，应与氧化剂分开存放。在环境照明这方面，应该采用防爆型照明，在环境内经常保持通风。为了防爆考虑，所以应该尽量避免使用易产生火花的机械设备。在计算完车间液体产品储藏一周的产品量后，装载系数为0.85，根据液体储罐装载系数计算出产品的最大储存量。储藏一周的产品量：VV考虑到库存问题，预防滞销的情况，以及产品罐大小、车间摆放等问题，所以产品储罐容积取120000m根据相关国家规定和资料手册，选择1个公称容积为120000m3，储罐内径为360000mm的球形储罐，一个公称容积为120000m

7环境保护与安全分析工业环境中的废气、废水、废渣成为环境保护的首要解决项。这三类物质会对环境、空气、人类的生活等产生很坏的影响，因此应予以高度重视。7.1“三废”的产生情况本项目选择以合成气和丙烯为原料，最终生产得到丁醇类物质，包括正丁醇和和异丁醇。在整个工艺过程中，废液主要来源是水洗塔在洗涤的过程。工艺过程中，净化槽含有多种催化剂，其中包括浸苛性活性氧化铝和氧化锌等。7.2污染物处理措施和综合利用废气处理：在本设计中选择用燃烧法，这种方法最为直接，也是最有效的。废液处理：可以通过控制PH值法、油和油脂的处理等方法进行处理，但这些处理方法的效果不够明显。在本设计中，将所有废液进行有机废水生化处理，在进行处理后，进行检测废水是否合格，如果合格，那么将其排入下水道。废渣处理：可以通过焚烧法和安全填埋法将废渣进行处理。本设计中，将失去作用的催化剂送回原厂家，可以将其二次利用；还有一类废渣为生活垃圾，这类垃圾交给专门的环卫部门，再由环卫部门将垃圾进行集中化，最后送至垃圾厂处理。7.3噪声来源及处理实验设计过程中会产生一定的噪声，而且噪声的类型很多，均是由不同的机器或者设备部件产生的，这些噪声的来源主要包括机泵、加热炉、压缩机等。在噪声的形式上，主要包括两种形式，分别为机械噪声和动力噪声。对于以上多样化的噪声，需要在设计布置时，进行合理布局，主要采取的原则是动静隔离。除此以外，对于不同的设备类型，减振的措施也有所区别，振动幅度过大的设备，需要配置减振垫，来减小振动所造成的影响；对于声强大的设备，需要修建隔音室，或者加装消音器等设备。7.4绿化项目的绿化应该根据不同的特点进行相应的绿化，主要参考的条件是绿化环境周围的生产特征和环境条件。具体的绿化方法为在道路两旁或办公区域等，多多增加绿色植物的种植。绿化的目的是使得绿化环境内的露土面积减少。绿化有着很多优点，最直接的是可以改善环境，间接的优点是可以改善空气质量，给人体提供最好的空气环境。除此以外，绿化还可以减弱噪声，给人制造安静的环境。7.5危险性分析及处理7.5.1危险性分析（1）精馏塔跑料和干塔等危险情况发生；（2）氢气系统气体泄露或者人为操作不当；（3）反应器局部温度过高，导致爆炸；（4）催化剂再生结束时，反应器补压时可能使压力过高而发生防爆膜破裂等危险情况。7.5.2安全对策与建议（1）对于反应器，初始反应温度控制好，使其慢慢反应，可减少危险状况发生；（2）可改用球罐储存氢气，对球罐内压力进行DCS系统检测，设置上下限报警装置；（3）压缩机系统定期保养维护，定时定点定人对系统进行巡检；（4）确保管线控制阀门的密封性和可靠性，避免物料泄露；（5）对于特种设备加强安全防范措施，主要包括压力容器、压力管道等。

8设备的自控方案8.1离心泵的自控方案在化工生产过程中，常常需要使用到离心泵，其主要作用是输送液体。离心泵的工作原理是在压差的作用下，吸入液体。在叶轮的旋转下，液体的动能量增加。利用导叶，可以将液体的动能转化为压力，来将液体压入特定的容器。为了防止液体的回流，同时在泵出口安装了止回阀。对于泵的截断阀，一般采用闸阀，主要原因是这种阀的类型便于更换和维修。对于泵的吸入口，通常采用过滤器。离心泵的流量控制的有效方法有三种，如下：（1）控制泵的出口阀门开度；（2）控制泵的转速；（3）控制泵的出口旁路。本设计的离心泵的关键是阀门开度，这种方法简单可行，应用广泛的[17]。在泵出口设置了压力表，根据管路的阀门开度，可以有效控制泵出口的流量。离心泵的自控方案如图8.1所示。图8.1离心泵的自控方案8.2换热器的自控方案本设计中精馏塔塔顶出来的物料为气相，用冷却水将其冷凝为液相，所以选择有相变时的换热器控制方案，由于冷却水流量和其他工艺条件比较稳定，选择直接控制冷却水流量来控制加热物料的出口温度，此方案简单可靠、时间短、控制快，当物料出口温度偏离设定温度过高时，则冷却水阀门开度变大，过低时则相反，从而达到温度设定值，冷却器的温度控制方案如图8.2。图8.2冷却器的温度控制方案8.3精馏塔的自控方案精馏塔受多种因素的影响，这些因素中有几个是主要的，其中包括进料流量、温度、环境温度等。在本设计中，提馏段温控的方案较为普遍，因为这种方案可以使得塔顶质量保持在规定的纯度范围内。本设计再沸器的热流体为低压蒸汽，以控制低压蒸汽的流量为基础，精馏塔提馏段塔板温度得到一定的控制。与此同时，塔底液位与流量也得到间接的控制。塔底液位过高，则塔底流量相应变大，同时塔底温度变化，低压蒸汽流量也会随着相应变化。精馏塔自动控制方案如图8.3所示。为了保持塔压的稳定性，本设计中在塔顶设置了压力控制系统，在控制系统中，主要以冷却水用量为主。当塔压增大到一定的程度时，冷却水用量增大，过低时，冷却水用量相应减小。塔顶塔压控制方案如图8.4。图8.3精馏塔提馏段自动控制方案图8.4塔顶塔压控制方案9非工艺部分9.1公用工程9.1.1给排水（1）给水系统工厂给水系统一般可分为五个系统，本项目中采用以下五个给水系统分别如下：a.生产给水系统：主要用于软水站等各站点以及补充循环冷却水；b.生活饮水系统：主要用于厨房、个人生活冲洗以及饮用等；c.消防给水用水系统：用于工业作业区及办公室的消防栓备用水；d.循环冷却水系统：用于各物料和设备的冷却水；e.回用水系统：主要用于浇淋花草、清洗厂区等。（2）排水系统工业废水的排放比较的大，危险也比较大。其中本工厂区分为3个污