乙二醇工段工艺设计毕业论文.doc

乙二醇工段工艺设计毕业论文目 录设计任务I摘 要IIAbstractIII1 绪论11.1 项目概述11.2 工艺特点11.3 产品规格21.4 项目建设意义22 生产工艺32.1 项目背景32.2 工艺选择32.2.1 工艺方案比较32.2.2 工艺方案选择42.3 工艺路线介绍52.3.1 工艺原理52.3.2 工艺流程图52.3.3 生产流程叙述62.4 催化剂选择72.4.1 Cu/SiO2加氢催化剂72.4.2 HEG-1加氢催化剂73 物料衡算及能量衡算83.1 物料衡算83.1.1 物料衡算的意义83.1.2 物料衡算的任务83.1.3 物料衡算遵循的原则83.1.4 系统物料衡算83.2 能量衡算113.2.1 能量衡算的目的113.2.2 能量衡算可以解决的问题113.2.3 能量衡算遵循的原则113.2.4 系统能量衡算124 设备选型及设计144.1 设计标准与依据144.2 换热器144.2.1 概述144.2.2 分类与特性154.2.3 氢气进料预热器164.2.4选型结果264.3 泵274.3.1 概述274.3.2 选用要求274.3.3 DMO进料泵284.3.4 选型结果324.4 压缩机334.4.1 概述334.4.2 设计依据334.4.3氢气压缩机设计334.5 反应器344.5.1 概述344.5.2反应器选型344.5.3 DMO加氢反应器设计344.5.4反应器设计374.5.5反应器细节设计394.5.6反应器结构设计394.5.7支座设计454.6 储罐474.6.1 概述474.6.2 分类474.6.3 加氢粗产品储罐474.6.4 选型结果485 自动控制及仪表495.1 设计依据495.2 设计范围及分工495.3 动力供应495.3.1 仪表用压缩空气495.3.2 仪表用电源495.4 设备控制方案495.4.1 泵的控制方案495.4.2 压缩机的控制方案515.4.3 换热器的控制方案525.4.4 反应器的控制方案535.4.5 闪蒸罐的控制方案555.4.6 储罐的控制方案556 车间布置576.1 设计依据576.2 EG合成车间576.2.1 车间整体布置576.2.2 各类设备布置576.2.3 车间布置图586.3 车间的单元设备布置606.3.1 固定床反应器布置606.3.2 泵组布置606.3.3 氢气压缩机布置616.3.4 储罐布置617 环境保护措施627.1 设计原则627.2废气627.3废水637.4废渣637.5噪声648 投资估算658.1 编制说明658.2 投资估算658.2.1 编制依据658.2.2 估算方法说明658.2.3 车间投资的一般构成668.2.4 车间建设投资估算668.2.5车间流动资金698.2.6车间总投资汇总698.3车间资金筹措698.3.1车间资金来源708.3.2投资规模708.4 产品成本估算708.4.1编制依据与成本估算708.4.2 成本估算表718.5静态分析718.6动态分析72结束语739.1 设计总结739.2设计感想74参考文献75致 谢77V西安文理学院化学工程学院毕业设计1 绪论1.1 项目概述乙二醇(EG)，又名甘醇，分子式为(CH2OH)2。乙二醇具有低凝固点、高沸点和弱还原性等特点。乙二醇主要用于防冻液、塑料以及聚酯纤维等领域。在国内，生产乙二醇广泛用于黏合剂、聚酯(PET)以及防冻液等。国内聚酯消的费量占乙二醇总生产量的90以上，使我国乙二醇的生产和消费得到了持续不断的快速发展。近些年来，国内外乙二醇总的消费量将达到了每年万吨以上，乙二醇主要消费在北美洲、西欧以及亚洲等地区，其中亚洲地区的总消费量将超过每年近万吨以上，约占了乙二醇总消费量的以上。在年，乙二醇国内的进口量将达到万吨，同比年上升了，中国乙二醇产量明显产不足需。本设计采用草酸二甲脂加氢制乙二醇工艺技术，分为两步进行。第一步一氧化碳与亚硝酸酯催化合成草酸二甲酯，第二步由提纯后的草酸二甲酯催化加氢制得乙二醇。本工艺技术既能在有煤、天然气的地方投资生产，又能充分利用原料资源，实现了综合有效的利用资源；制备草酸二甲酯在常压和低于160的条件下进行；草酸二甲酯催化加氢制备乙二醇在2.0MPa和210条件下反应，此催化反应有大量的反应余热可回收再利用。本工艺路线原子利用率高，大气环境污染小，可大大提高生产过程的综合经济效益。1.2 工艺特点本车间设计由草酸二甲酯制乙二醇工艺全部采用合成气为原料进行，使乙二醇合成所需要的原料，都有低廉的价格和丰富的资源。为了降低原料成本、可以全国性推广工艺流程创造了有利条件，使合成气制乙二醇工艺技术更具有实用性和先进性。工艺首先将合成气原料导入装有HDMO型催化剂的列管式反应器中进行催化反应。将分离提纯的草酸二甲酯的反应尾气再通入再生塔，回收利用亚硝酸甲酯。精制后的草酸二甲酯与新鲜氢气催化加氢生产乙二醇，DMO催化加氢反应采用HEG-1型加氢催化剂，使得原料草酸二甲酯转化率98%，产物乙二醇选择性95%。1.3 产品规格表1 产品规格一览表项目指标乙二醇外观无机械杂质、透明、无色乙二醇质量分数% 99.8色度（铂-钴）/(加热前) 5密度（20），g/cm31.11281.1138沸程（0，0.1033MPa）初馏点（） 196干点（） 199水分（%） 0.1酸度（%） 0.002铁含量（%） 0.00001灰分（%） 0.001二乙二醇和三乙二醇（%） 0.1醛含量（%） 0.001紫外透光率（%）220nm 70275nm 90300nm 981.4 项目建设意义纵观全球，工业上合成乙二醇基本上全部采用石油合成路线。但是受到油价不管升高和国际原油市场的影响，因此乙二醇合成成本也不断升高。石油路线制备乙二醇路线要面临国外天然气制备乙二醇和国内煤产业制备乙二醇路线的挑战。目前，中国石油合成路线生产乙二醇受到乙烯生产量的影响，生产量不能满足国内外市场的需求。因此，煤产业制备乙二醇路线的开发与充分利用就显得尤为重要。近些年来，煤化工合成乙二醇工艺路线取得了巨大突破，以合成气合成草酸二甲酯催化加氢为代表的工艺技术路线取得了工业化的成功。2 生产工艺2.1 项目背景石油和煤炭是全球性范围内的最重要石化资源。按原料性质的不同，化工产品的生产路线可分为“石油化工”和“煤化工”，而且“石油化工”路线在目我国化工产品合成中占有主导性地位。但是我国是一个“贫油、富煤、少气”的发展中国家，在2015年时，我国石油的消费总量将达到5.43亿吨左右，原油进口量同比增长8.8%。正是在这样的时代背景下，本论文设计工艺确定为由合成气制乙二醇。工艺路线是为：首先以CO为原料通过CO偶联反应制得草酸二甲酯，随后草酸二甲酯通过加氢反应得到乙二醇产品。2.2 工艺选择2.2.1 工艺方案比较目前，我国乙二醇合成工艺技术主要是环氧乙烷水合法，但是非环氧乙烷水合法路线尤其是煤化工路线已经取得了巨大突破。以乙烯为原料的环氧乙烷水合法路线合成乙二醇，经过乙烯催化直接合成乙二醇。我国引进的合成乙二醇技术包括英荷壳牌公司(Shell)、美国科学设计公司(SD)和美国DOW 化学公司的生产技术路线。煤化工是以合成气为原料，该合成乙二醇生产技术路线在我国已达到产业化。2.2.1.1石油合成路线1) EO法 该合成乙二醇路线中用到大量的水，能耗很大；会有副产物二乙二醇(DEG)和三乙二醇(TEG)生产。在原料中水的用量会使乙二醇的选择性增加，但此时会增大能耗，并增大了乙二醇精制难度。2) EC法 碳酸乙烯酯(EC)法合成乙二醇工艺路线主要有两种：碳酸乙烯酯水解工艺路线与酯交换工艺路线(EG与DMC联产法)。EC水解法在20世纪70年代时，英国 ICI、美国Halcon-SD、日本触媒公司以及英国 ICI等公司研究出了EC水解工艺路线合成乙二醇。此工艺流程如下此工艺路线要在同一个反应器内进行着不同的反应，工艺操作繁琐，难以控制在同一个反应器中使得两步反应都达到最佳条件。酯交换法(EG与DMC联产法)反应器中碳酸乙烯酯与甲醇会发生酯交换反应。此反应同时会有碳酸二甲酯(DMC)和乙二醇(EG)产物生成，所以酯交换法是一条经济有效的合成路线。此工艺流程的反应如下2.2.1.2非石油合成路线目前，我国石油资源日益短缺，国际原油市场价格不稳定。石油化工路线合成乙二醇，此路线经济效益会受到原油市场的影响。所以非石油路线制备乙二醇具有巨大经济价值。非石油路线采用的合成气来源广泛，价格低廉是理想的合成原材料。用合成气法制取乙二醇原子利用率高，环境污染小，因此无论是经济角度还是环境角度都是一种经济有效合成路线。2.2.2 工艺方案选择煤制乙二醇的技术核心是选用低成本和长寿命的催化剂。DMO催化加氢是目前国内煤化工路线中最为经济实用的方法。合成气制乙二醇工艺路线技术特点以煤产业为原料，是非石油路线制备乙二醇技术路线的核心优势，该工艺技术路线扩大了乙二醇生产的原料来源；草酸二甲酯催化加氢工艺路线的操作条件，压力约2.0MPa，温度为210，该合成条件对反应器设备材质要求低，容易制造，可以降低投资费用，可以实现大规模工业化生产；本工艺路线生产乙二醇过程中相关配套技术成熟，如煤气化、分离提纯均以及气体转化都为国内煤化工产业中成熟技术。2.3 工艺路线介绍2.3.1 工艺原理(1)原料气制备低压煤气化制取一氧化碳间歇法制的半水煤气，再经过高变低变制得氢气(2)草酸二甲酯的合成一氧化碳气相偶联催化合成草酸二甲酯(DMO)。CO在HDMO-1型催化剂的作用下，与亚硝酸甲酯催化反应生成草酸二甲酯和NO，反应方程式如下(3)草酸二甲酯催化加氢制取乙二醇DMO催化加氢反应是一个联串反应，首先是DMO催化加氢生成中间产物乙醇酸甲酯(MG)，其次是乙醇酸甲酯催化加氢生成乙二醇，反应方程式如下总反应方程式如下2.3.2 工艺流程图本车间设计的DMO催化加氢工艺流程如下图1所示。图1 EG合成工艺流程图2.3.3 生产流程叙述(1) 料预处理 原料泵将DMO打入DMO预热器换热到210，由列管式反应器上部进入，氢气经压缩机加压到2.0MPa，换热到210，由列管式反应器下部进入。(2) 草酸二甲酯催化加氢生产乙二醇流程在DMO催化加氢反应器中装填HEG-1型催化剂。催化剂由氢气在一定工艺条件下还原活化。催化加氢反应温度为210，压力为2MPa。DMO溶液由泵打入从上部进入反应器。氢气控制流量保证氢酯比为80100，从下部进入反应器。(3) 氢气回收将反应后的混合液由汽液分离器分离，上部采出氢气及混合气体，有后续氢气精制循环利用，减少氢气原料用量。下部采出EG及1,2丁二醇混合物经换热器进入产品初精馏塔。(4) EG初步精制：EG混合液由常压精馏塔精制，塔底采出EG和1,2丁二醇混合液，塔上部采出DMO及甲醇混合液。EG和1,2丁二醇混合液送入后续共沸精馏塔精制。利用二异丁基酮做夹带剂，乙二醇夹带剂从塔顶采出，1,2丁二醇从塔釜采出。塔顶馏出的共沸物经冷凝分相后，下层富乙二醇通过精制达到工业要求。2.4 催化剂选择2.4.1 Cu/SiO2加氢催化剂研究表明Cu/SiO2加氢催化剂，在反应温度为205，压力2MPa，氢酯比60，条件下，草酸二甲醋转化率为80%，乙二醇选择性达到92.1%。当温度为250，压力2.5MPa，氢酯比为80条件下，原料草酸二甲酯的转化率达到95%，产物乙二醇的选择性达到97.5%。由乙醇副反应产生。2.4.2 HEG-1加氢催化剂该催化剂的低温活性好，在2MPa下，工业粒度210与205时，DMO转化率分别为99.5%98%，EG选择性分别为98%93%，此时催化剂达到最佳活化性能，EG的收率最高，副反应产率低。同时该催化剂由国内自主研发。通过对比和工艺条件，本设计选用HEG-1型催化剂。在最适工艺条件下该催化剂能达到最佳活化能。HEG-1型催化剂的工业粒度数据水平超过了Cu-Cr系以及Cu-Si系的草酸二甲酯加氢催化剂的报道。3 物料衡算及能量衡算3.1 物料衡算3.1.1 物料衡算的意义物料衡算是确定DMO催化加氢物料转变和物料比例定量关系的过程。本设计确定乙二醇的转化率为99.8%，确定DMO年消耗量为146.89万吨，新鲜氢气年消耗量为10.03万吨，确定车间生产过程的损耗量以及确定设备容量、数量和主要尺寸，对加氢车间设备进行了最佳的优化，也确定了DMO催化加氢的最佳操作条件。3.1.2 物料衡算的任务本车间设计物料衡算有两种，一是对已有乙二醇合成的生产设备、工艺流程对应实际数据，核算出一些不可能直接测定的数据，对旧的乙二醇工艺流程分析，提出合理的改善措施。二是设计出新的乙二醇合成生产设备和生产工艺路线，由物料衡算结果计算出各个装置设备流股的组成、含量以及物料量，可确定出DMO催化加氢车间设备的工艺尺寸和整个工艺流程。3.1.3 物料衡算遵循的原则物料衡算的基础理论是质量守恒原则。物料衡算研究DMO催化加氢反应器体系内物料的组成和流股量的变化。在DMO催化加氢反应器物料衡算时，所以要先确定的衡算体系。在稳定状态下有表示3.1.4 系统物料衡算3.1.4.1 EG合成流程图本设计乙二醇合成车间工艺流程见下图1，本设计重点对合成反应器做系统物料衡算。图1 EG合成工艺流程图DMO催化加氢反应器（R1001）生产任务 年产万吨乙二醇，连续运行反应方程乙二醇合成反应方程式如下乙二醇生产量 草酸二甲酯消耗量 新鲜氢气消耗量 由计算可知各物料流量，以Aspen plus reators模块对反应器进行模拟，反应器选用Ryield模型，设定DMO的转化率为99.8%，反应温度为210，压力为2.0MPa。输入进入反应器参数得如下表3-1流股数。表3-1 反应器进出口流股表进料温度210压力 MPa2.0气相分率0.91032419摩尔流量 kmol/hr7852.83质量流量kg/hr198131.7体积流量 cum/hr12744.896焓 Gcal/hr-252.93638质量流量DMO185467.418CH3OH0EG0H212664.28233.1.4.2加氢反应器（R1001）物料衡算本车间设计中所用Aspen plus化工模拟软件Aspen plus模拟软件能广泛的应用到化工领域，能实现新工艺的设计、工艺流程设备的模拟计算、热集成核算、环境评估、经济分析等。Aspen plus模拟软件的应用，使计算能加方便简洁，可优化工艺生产设备、可大大降低工艺生产成本和建设投资费用，而且能产生巨大经济效益。Aspen plus模拟软件中包含了许多的操作单元模块，包括闪蒸罐、氢气压缩机、换热器、原料混合器、分离器、精馏塔、反应器、泵等操作单元。本设计中应用Aspen plus化工模拟软件进行模拟的具体步骤如下第一步：确定乙二醇生产工艺流程，确定了操作单元，连接设备物流线；第二步：选择操作单元模拟模块，输入所有物料组分；第三步：选择合适的热力学模型和确切的方程；第四步：输入DMO和氢气物料的流股；第五步：输入操作单元的模拟参数；第六步：运行模拟程序；第七步：查看分析软件模拟结果。DMO加氢反应器由Aspen plus软件进行模拟计算结果如下表3-2。由表可以看出进出反应器的质量流量守恒。表3-2 反应器物料衡算表进料出料温度210208.982179压力/MPa2.02.0气相分率0.910324190.66150905摩尔流量 kmol/hr7852.834711.72141质量流量kg/hr198131.7198131.7体积流量 cum/hr12744.8964191.19335焓 Gcal/hr-252.93638-308.65213质量流量 kg/hrDMO185467.4181.85467418CH3OH0100647.904EG097481.855H212664.28230.08632562摩尔分率DMO0.23ppmCH3OH00.667EG00.333H20.89ppm3.2 能量衡算3.2.1 能量衡算的目的本设计的DMO催化加氢车间，能量衡算的主要目的是确定车间设备的热负荷。跟据车间装置热负荷的大小、物料流股的性质以及设备要求再选择传热过程的方式，可以确定反应器设备的工艺尺寸。3.2.2 能量衡算可以解决的问题在本设计中确定了DMO原料泵及氢气压缩机所需功率。确定了DMO催化加氢反应是吸热还是放热，吸热量和放热量的大小，怎样充分利用反应器余热，本设计提出了乙二醇合成车间能量的综合利用，设计出怎样使能耗降低到最小。最终可以确定反应器消耗的能量及消耗能量的费用，以达到生产工艺在经济上的可行性，同时为反应器设备选型提供依据。3.2.3 能量衡算遵循的原则依据DMO催化加氢反应的能量守恒定律，任意均相体系在时间内的能量守衡原则如下即为 3.2.4 系统能量衡算图2 EG合成工艺流程图3.2.4. 1加氢反应器（R1001）能量衡算DMO催化加氢反应体系是一个串联反应，首先是DMO催化加氢生成中间产物乙醇酸甲酯(MG)，其次是MG再次催化加氢制得EG，EG多度加氢则生成乙醇。其反应方程式如下总反应方程式如下EG过度加氢反应方程式如下将反应热力学数据及操作物流流量在Aspen plus 软件进行流程模拟，可得到反应器进、出物料流股的热焓值，其结果如下表3-3。表3-3 加氢反应器进出料流股焓值表进料出料温度210208.982179压力/MPa2.02.0气相分率0.910324190.66150905摩尔流量 kmol/hr7852.834711.72141质量流量 kg/hr198131.7198131.7体积流量 cum/hr12744.8964191.19335焓 Gcal/hr-252.93638-308.65213 Gcal/hr-252.93638-308.65213有表3-3可以看出DMO加氢反应属于放热反应，由可以计算出每小时反应中可以放出55.71575Gcal的热量。通过液态流股DMO进料，使液态DMO汽化所带走反应过程所产生的热量，出反应器DMO蒸汽通过冷却水冷凝回收利用。本设计不仅改善了反应器中热量的回收再利用，而且使反应器温度更加平稳延长了催化剂的寿命。4 设备选型及设计4.1 设计标准与依据本设计中设计标准如下表4-1表4-1 设计标准与依据名称标准号4.2 换热器4.2.1 概述各类换热器作为化工流程过程中必不可少的设备。在化工生产流程中使用着很多热交换器，提高氢气换热器的工作效率，能降低车间的经济能源的消耗；另一方面，DMO催化加氢车间能用换热器回收生产余热，这样可以提高车间装置设备的热利用率。图1 EG合成工艺流程图本设计重点计算了氢气换热器。根据本工艺加氢换热器的条件，由模拟软件可知在2.0MPa下用过热蒸汽给氢气换热，使换热器出口氢气温度达到210。换热器选择固定端板式换热器，裂管排布为正三角形，氢气走管程。4.2.2 分类与特性换热器是化工生产中采用最多的一种，型式多样，适用于化工工业生产的中几乎各种条件各种场合。表4-2 间壁式换热器的分类与特性分类名称特性相对费用耗用金属/（kg/m2）易清洗；管壳两股物料温差不能高于150；垫片容易渗漏。4.2.3 氢气进料预热器4.2.3.1确定设计方案1) 换热器型式的确定 图2 列管式换热器结构图列管式换热器是化工生产中使用最多的一种结构型式。列管式换热器有着制造成本低、结构简单的优点，当两股物料流体温差较大时，可采用具有膨胀节的壳体。2) 换热器流速以及流动空间的确定(1) 两种流体分别是加压气体和冷却水，由于压强高的流体宜在管内，以免壳体承受压力，所以加压气体走管程，自来水走壳程。(2)流动方式：从增加传热过程推动力tm来说选择逆流方式(3)本设计氢气换热器选用252.5的碳钢管，物料管道内的流速取ug=25m/s4.2.3.2 确定物性数据由Aspen plus化工软件模拟可知氢气进入换热器温度为100，出换热器进入反应器温度为210。用过热蒸汽给其换热，蒸汽进口温度为250，出口温度为90。氢气换热器定性温度可取物料流股进口温度的平均值(1) (2) 查取氢气换热器的壳程和管程物料流股的有关物性参数如下表4-3。 表4-3 壳程和管程流体的有关物性参数物性数据加氢物料高压蒸汽17.47996.341.77564.18282.93510-56.190810-42.03510-50.732410-34.2.3.3 估算总传热系数1) 热流量计算2) 平均传热温差计算3) 冷却水用量计算12；污垢热阻气侧 水侧 34 计算传热面积考虑15%的面积裕度 4.2.3.4 工艺结构尺寸1) 换热器管径和管内氢气流速及管长换热器的物料管道选用252.5碳钢管，管道内的流股流速取ug=25m/s，物料管长取3m。2)1 2 3） 可得 t=0.93 4） 5）考虑管子的排列及隔板的存在，采用正方形三角形组合排列，壳体直径上最多排了26根管子，隔板的厚度查标准取隔板厚度为15mm，换热器管子中心距t=31.25mm壳体实际内径 D=圆整 D=900mm，p=2MPa（大气压）许用应力 壁厚 圆整后的 =8mm6）折流板氢气换热器采用弓形折流板，本设计取弓形折流板圆缺高度为换热器壳体半径的25%，则切去的圆缺高为所取折流板间距 (3)折流板块数 7）接管壳体进出口接管，取接管外流速为u=1.0m/s，则接管内径为，取标准管602.5(2) 氢气换热器管程物料流体进出口接管，本设计取换热器接管内加压气体流速为u=25m/s，则接管内径为，取标准管10044.2.3.5 换热器核算1) 热量核算其中，L=0.61908W/(m)当量直径，由正三角形排列得壳程流通截面积壳程流体流速为雷诺数为普兰特准数粘度校正(氢气加热时)对流传热系数2) 换热器物料管程对流传热系数其中，g=0.02935W/（m） dg=0.02m 管程流程截面积管程流体流速雷诺数普兰特常数换热器对流传热系数(3)总传热系数3) 传热面积氢气换热器的实际传热面积面积裕度氢气换热器的内压降4) 管程流动阻力Ft 结垢校正系数，对于的管子Ft为1.4由Reg=312988.294，ug=30.899m/s物料管道相对粗糙度为 /d=0.01/20=0.005，查莫迪图得 g=0.0325W/(m)即管程的流动阻力在允许范围之内。5) 壳程流动阻力FS 壳程结垢校正系数，对液体可取1.15NB 壳程数，为1 nc 横过管束中心线的管束，为26根。F管子排列为正三角形排列，F为0.5fL换热器壳程流体摩擦系数，当Re大于500时，f为5.0Re-0.228由于,则壳程流动阻力在允许范围之内。4.2.3.6 封头的选择椭圆型封头工程直径 ,摘自JB/T4746-20002 DN=600mm 曲面高度150mm4.2.3.7 设计结果一览表表4-4 设计结果一览表参数管程壳程进（出）口温度/250/90100/210压力/MPa22物性定性温度/175170密度/Kg.m-317.4996.34定压比热容/KJ/kg（ （ 9( DNSDJKFDFKJI/kJ/(kg)1.7764.1828黏度/Pas2.03510-56.190810-5普朗特数1.2344.95设备结构参数形式列管式壳程数1壳体内径/mm900台数1管径/mm252.5管心距/mm31.25管长/mm3000管子排列方式正三角形管数目/根472折流板数/个11传热面积/m2104.66折流板间距/mm270管程数8材质16MnR换热器主要计算结果管程壳程流速/m/s25.01.0污垢热阻/(m2)/kw0.30.58热流量/KJ/h10742.380传热温差/129传热系数/W/m2255.1671裕度/%21.27经过修正校核，最终选定换热器型号为BEM-900-2.0/2.0-104.66-3/25-1I表示：氢气换热器封头管箱900-换热器公称直径(mm)，2.0-换热器管程设计压力(MPa)，2.0-换热器壳程设计压力(MPa)，104.66-换热器实际换热面积(m2)，3-换热器换热管长(m)，25-换热器换热管外径(mm)。本车间设计加氢换热器(E1001)装配图如下图3。图3 E1001换热器装配图244.2.4选型结果表4-5 换热器选型一览表设备位号名称长度mm型式前段管稍型式管壳型式后端结构形式公称直径mm规格公称换热面积m2排列方式换热器等级E1001A/BDMO进料预热器6000立式BEM600252.5104.6正三角形IE1002A/B氢气进料预热器3000卧式BEM1200252.5259.2正三角形IE1003A/B粗产精馏冷却器4500卧式BEM1500252.5153.1正三角形IE1004A/B塔顶冷却器4000立式BEM1600152.5276.4正三角形IE1005A/B再沸器2000卧式BEM1100152.5256.4正三角形I774.3 泵4.3.1 概述泵是化工生产中采用最多液体输送设备。化工生产中用泵的使用不仅数量庞大、种类繁多。在各类型式泵中，离心泵使用最为广泛，因为离心泵不仅流量、扬程和性能范围都很大，而且离心泵结构简单、体积小、流程操作稳定、安装维修便捷等特点。4.3.2 选用要求要使所选泵的型式和性能符合工艺流程物料的温度、物料流股压力、输送扬程以及流量等物料工艺参数的要求。表4-6 泵的特性编号指标叶片式容积式11.11.2233.1范围（最高点）0.50.80.70.90.250.50.70.850.60.84结构特点高与离心泵一样5.15.25.3启动5.4维修简便麻烦简便67性能曲线：H扬程；Q流量；效率；N轴功率；表4-7 典型化工用泵的特点和选用要求泵名称特点选用要求4.3.3 DMO进料泵DMO进料泵在210，压力为2MPa，DMO的流量为1570.57kmol/hr，计算可知泵进口的物料流股量体积流量为58.658cum/hr。通过Aspen plus模拟软件计算确定了扬程以及流量等参数，并对泵的其它参数进行了选择。此处以催化加氢工段DMO进料泵的选型为例。由Aspen Plus化工模拟软件对物料进行模拟，结果见下表4-8。表4-8 泵的物料流股泵温度210压强 bar20.265气相分率0摩尔流量 kmol/hr444.227727质量流量 kg/hr52458.5008体积流量 cum/hr58.6582876焓 Gcal/hr-73.83974质量流量 kg/hrMN0.01119729CO1.66E-35DMO52458.4787DMC0.0109317NO4.35E-33DMO液体物料混合流量为58.658 m3/h，密度为，黏度，DMO物料流体输送过程中管道有一个90度弯头，以及输送DMO物料流股采用的无缝不锈钢钢管，两段分别长16.0m和8.0m，取流速u=1.5m/s，可计算得管径如下取DM物料管道直径均为，取物料管道内的DMO流股流速为所以DMO流股的物料雷诺数Re即说明此时DMO物料管道内流股为湍流状态。 DMO原料进料泵的扬程 本车间设计使用了化学工业出版社出版的智能选泵系统，对其DMO原料进料泵的类型进行选取。智能选泵系统广泛应用石油、化工等工业领域。其软件的的推广使用，可优化手工计算、提高计算的准确性、操作简单方便，能节约选型时间和繁琐的计算过程。应用智能选泵系统过程如下（1） 浆DMO原料泵的工艺参数数据输入软件，运行系统智能选泵图4 DMO原料泵参数图5 DMO原料泵安装尺寸（2）DMO原料泵的基本信息如下：图6 泵的基本信息设计车间DMO进料泵选型结果为ISG65-160(I)型，车间采取的布置方式为两台并联使用。根据DMO催化加氢车间生产实际需求，DMO进料泵需要采用“一开一备”布置，因此，车间实际生产中DMO进料泵的数量为4台。4.3.4 选型结果表4-9 泵选型一览表序号设备位号名称数量型号规格流量（m3/h）扬程（m）轴功率(kW)效率(kW)转速(r/min)1P1001A/BDMO进料泵2ISG65-160(I)58.6583276029002P1002A/B粗产精馏进料泵2IS150-125-315B40.892513.256014503P1003A/B精馏回流泵224SA-10J80.05197304.4 压缩机4.4.1 概述4.4.2 设计依据本车间设计依据如下4.4.3氢气压缩机设计由本设计工艺要求选择，确定了氢气进出口流量、温度、压力。通过计算得总压力比，确定氢气压缩机的级数。氢气压缩机进出口物料性质由Aspen Plus 化工模拟软件对物料进行模拟，结果见下表4-10。表4-10 压缩机技术指标一览表项目氢气入口流量Vs（m3/s）2.987排出流量Vd（m3/s）1.55入口压力Ps（MPa）0.101入口温度Ts(oC)25出口压力Pd(MPa)2.0出口温度Td( oC)60氢气压缩机的实际排气量为氢气压缩机的总压缩比为，根据排气压力，排气流量以及介质的性质，本车间设计选用离心式三级氢气压缩机机组。型号为BCL603。表4-11 压缩机一览表序号设备位号设备名称类型型号1C1001氢气压缩机离心压缩机BCL603其中氢气压缩机的各项规格参数为：氢气的出口排气量为、额定氢气排气压力、压缩机电机轴功率、电机功率、压缩机排气管、氢气压缩机工艺尺寸、出水管、放空管。4.5 反应器4.5.1 概述反应器是化工工业生产过程中的核心设备，在反应器中不仅有着化学催化反应过程，与此同时还伴随着许多物理变化过程。这些物理变化过程与化学反应过程相互渗透、影响，一定会影响反应器中反应过程的特性和催化反应的结果，使得在反应器中的化学反应过程变得复杂。4.5.2反应器选型 4.5.3 DMO加氢反应器设计4.5.3.1概述DMO催化加氢反应反应器为固定床列管式反应器，反应为气液相反应。反应在HEG-1型催化剂上进行，主要反应有DMO催化加氢。4.5.3.2 反应机理DMO催化加氢制乙二醇(EG)是一个联串反应，第一步是DMO与新鲜氢气催化反应生成中间产物乙醇酸甲酯(MG)，第二步是乙醇酸甲酯再次催化加氢生成乙二醇，乙二醇过度催化加氢会生成副产物乙醇。其反应方程式如下总反应方程式如下乙二醇过度催化加氢反应方程式如下4.5.3.3 催化剂的选择研究结果表明HEG-1型催化剂的活性好，在2.0MPa下，工业粒度210与205时，原料DMO转化率分别为99%98%，产物EG选择性分别为95%93%，此时HEG-1型催化剂达到最佳活化性能，EG的收率最高，副反应产率最低。同时HEG-1型催化剂由国内自主研发，超过了时国内外文献报道的Cu-Si系、Cu-Cr系的草酸二甲酯加氢催化剂活性数据水平。4.5.3.4 反应条件的选择（1）反应温度的影响反应温度对DMO催化加氢的影响如下图7所示。由图7中能看出，当催化反应压力为2.0MPa，氢酯比为80，原料DMO的液空速一定时，在催化反应温度190210内，原料中DMO的转化率和产物乙二醇的选择性随着反应温度的增加有明显升高，当DMO转化率在210时已经达到99.8%；由图可知，升高催化反应温度对DMO催化加氢反应有利，但是当催化温度达到210以上时，生成物中开始出现少量的乙醇，说明催化副反应开始发生。所以DMO催化加氢反应温度要控制在205210内，本车间设计DMO催化反应温度为210。图7 温度对DMO催化加氢反应的影响（2） 反应压力 本设计乙二醇合成车间实际生产操作中，DMO催化加氢温度与压力是同时考虑的，但为了保持设备运转的恒定，在升高加氢反应温度时，必须同时增加加氢反应压。催化反应温度与反应压力在加氢反应中直接影响了产物中乙二醇的选择性、浓度、原料中草酸二甲酯的转化率。催化反应压力对DMO催化加氢反应的影响如下图8所示。由图8能看出，当催化反应温度为210，氢酯比为80，DMO的液空速一定时，在1.03.0MPa内，随着催化反应压力的逐步升高，原料液中DMO的转化率和产物乙二醇的选择性都略有增加；当DMO催化加氢反应的压力升高至2.0MPa时，原料中DMO的转化率与产物乙二醇的选择性已保持不变。所以本工艺设计DMO催化加氢反应器较适宜的压力为2.0MPa。图8 压力对DMO催化加氢反应的影响（3）氢酯比影响氢酯比是指原料中新鲜氢气与原料中DMO的摩尔比，氢酯比对DMO催化加氢反应的影响如下图9所示。由图9可以看出，当加氢反应温度为210，反应压力为2.0MPa，原料液DMO的液空速一定时；催化反应氢酯比为4080时，原料液中DMO的转化率随着氢酯比的增加而升高，当催化反应氢酯比高于80以后，催化反应中DMO的转化率随着氢酯比的升高已保持不变；产物中乙二醇的选择性随着氢酯比的增加略有升高，但是当催化反应氢酯比高于100以后，乙二醇的选择性保持不变，此时反应中过量的氢气会加剧DMO催化加氢的副反应。所以本工艺设计氢酯比选择为80。图9 氢酯比对DMO催化加氢反应的影响本工艺设计以HEG-1草酸二甲酯加氢催化剂。采用列管式固定床反应器，DMO催化加氢反应的操作条件是：催化反应温度210，压力为2.0MPa，氢烃比80100。4.5.4反应器设计本设计车间DMO催化加氢反应器采用固定床反应器，催化剂采用国产HEG-1型催化剂。在DMO催化加氢反应器温度为210，压力为2.0MPa，氢酯比为80时，依据文献16查的，当DMO加氢反应时间为1s的时候，原料草酸二甲酯的转化率将达到100%，产物乙二醇的选择性已达99.8%。此后，若再延长DMO催化反应时间，催化反应基本保持平衡状态，因此可取加氢反应停留时间为1s，再根据物流的体积流率为8.05m3/s，由下面公式可以求出反应器的体积。该体积为HEG-1型催化剂体积，取HEG-1型催化剂装填的空隙率为0.3，由此来求得反应器体积为 V床=8.05/(1-0.3)=11.5m3 (1)、HEG-1型催化剂床层直径u为空床操作气速，取0.5m/s；床层直径 圆整后，取1.7m(2)、HEG-1型催化剂床层高度催化剂平均粒径取4mm，床层孔隙率取0.3；床层高度 V床反应器催化剂床层体积 m3L催化剂床层高度，管长取 7.5m