年产5.5万吨 1,4-丁二醇项目初步设计

年产55万吨1,4丁二醇项目目录第一章总论111项目概况112设计依据113化工设计指导思想114设计原则1第二章厂址选择321选择原则322厂址选定4221地理位置4222原料和市场4223自然条件5224交通运输5225电力能源6226政策环境723厂址附图724产品方案825主要原料规格及消耗8第三章工艺说明931工艺方案的选择9311DAVYMCKEE顺酐法9312REPPE法9313丁二烯法9314丙烯醇法932工艺流程说明（对应PFD流程图）10321酯化工段10322加氢工段11323精制工段1233CHEMCAD模拟工艺13331模拟流程图14332全流程模拟结果及工艺分析16333物料衡算书16334能量衡算22第四章设备选型2841塔设备选型28411塔设备的设计目标28412塔设备类型及选择28413与物性有关的因素29414与操作条件有关的因素29415其他因素29416具体类型32417机械工程设计和校核42418辅助装置及附件43419塔设备载荷计算4442换热器计算及选型51421计算依据51422选型原则51423换热器选型示例5543泵和储罐的选型60431选用依据60432参数的确定60433泵的选型要求60434具体选型60435储罐的选型64第五章总图设计6751设计依据67511执行的主要标准规范67512设计原则67513设计基础资料6752设计范围6753厂址概况6754总平面布置68541总平面布置原则68542总平面布置的要求68543厂区总体布局概述69544分区说明7055车间布置74551车间布置原则74552布置概况74553反应车间75554精制车间7856运输82561工厂运输82562原料运输82563产品运输8357储存84571原料储存84572产品储存8558绿化布置8659主要指标附表86第六章自动控制8861生产装置对仪表和控制系统的要求8862DCS简述8863SIS安全仪表系统89631甲醇进料泵（P0101A/B）停车自动联锁保护系统89632单体设备联锁9064安全及防护措施9065仪表动力部分90651仪表电源90652仪表供风90653仪表蒸汽伴热9066仪表控制方案90661反应器控制90662原料甲醇进装置液位调节91663甲醇进料泵P0101A/B控制91665二脂分离塔T0203的控制92666换热器控制94667精制车间压缩机（C0201A/B）控制95第七章公用工程9771电气与通讯97711全厂电力消耗97712电力供应97713供电设计原则98714供配电系统设计98715危险区域划分及设备选择100716通讯系统10172给排水102721给水系统1021）生活供水子系统1032）蒸汽供水子系统1033）消防用水供水子系统104722排水系统1041）生活废水的排放1052）生产废水排放1053）消防废水排放1054）排水管线的敷设10573采暖通风106731厂区所在地气候条件106732设计参数107733设计范围108734采暖方案设计108735通风方案设计110736空气调节111第八章环境保护11581设计依据和标准115811法律法规115812参考标准11582工程概况116821厂址地理概况116822项目组成及规模11683主要污染物11684二氧化碳处理116841物理法116842化学法117843物理化学法11885废气11886废水11987废渣12088噪声12089厂区绿化121第九章劳动安全消防12191设计标准依据12292物质危险性12293安全防范措施122931甲醇防范措施122932丁二醇防范措施123933顺酐124934氢气12494安全生产措施124941安全生产责任124942生产车间防火安全管理规定125943安全操作12695总述12696职业卫生126961卫生管理127962劳动保护用品及卫生安全管理127第十章工厂组织与劳动定员128101企业组织1281011企业组织机构设置1281012企业组织机构形式129102劳动定员130附录一主要设备选型一览表131第一章总论11项目概况本项目为甲醇和顺酐为原料制备1,4丁二醇工艺。建厂于山西省晋中市榆次工业园区。项目通过采用DAVYMCKEE顺酐法技术，以甲醇和顺酐为原料来合成市场所需要的1,4丁二醇。本项目注册资金为5亿元人民币，由公司注入部分自有资金，并通过晋中市政府向银行贷款筹措资金。12设计依据1）化工工程设计相关规定；2）国家经济、建筑、环保等相关政策；3）化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定（2005）及有关专业的国家标准。13化工设计指导思想化工设计工作的基本任务是按照国家有关方针、政策，执行国家、部门和有关地区的有关设计标准、规范和规定，做出切合实际、安全适用、技术先进、经济合理的高质量、高水平、效益显著的化工工程设计。在整个化工设计过程中，我们必须熟悉它的原则和精神，并贯彻到设计工作中去；在化工设计中灵活运用资源，既符合规范，又不造成对生产的违背，实现对资源的最大利用。化工设计人员要坚持正确的设计指导思想，保持设计工作的科学性和公正性。要积极采用先进技术，贯彻勤俭方针，精心设计，保证质量。要严格执行国家、部门和项目所在省、区、市颁布的标准、规范、规定，认真贯彻“工厂布置一体化、生产装置露天化、建构筑物轻型化、公用工程社会化、引进技术国产化”的基本设计原则。14设计原则1）严格贯彻执行国家的消防、安全、卫生、劳动保护等有关规定、规范，保障生产安全顺利进行和操作人员的安全。2）严格执行国家环境保护的相关条例大气环境质量标准GB309582污水综合排放标准GB897896工业“三废”排放试行标准GBJ473地表水环境质量标准GB383820023）产品生产和质量指标符合国家及地方颁发的各项相关标准。4）体现“社会经济效益、环保效益和企业经济效益并重”的原则，按照国民经济和社会发展的长远规划，行业、地区的发展规划，在项目调查、选择中对项目进行详细全面的论证。第二章厂址选择厂址选择是基本建设前期工作的重要一环，是一项政策性、技术性很强的工作。厂址的选择工厂的建设质量、投资金额、经济效益、环境保护、发展前景和社会效益都有重要的影响。当厂址选择确定后，才能估算其建设投资额和投产后的生产成本，才能对经济效益环境影响社会效益进行分析评估，判断项目的可行性，因此厂址选择工作是可行性研究的一部分。需考虑原材料和成品的产供销、动力设施的安装和维修、交通运输方式和费用、产品结构与质量及职工生活安排等方面。21选择原则1原料和市场厂址应靠近各种原料产地和销售市场。2能源化工厂需要大量的动力和蒸汽，应靠近燃料的供应点。3气候化工厂的建厂地点应该温度适宜，湿度适中。4运输条件尽量考虑铁路枢纽以及利用河流、运河、湖泊或海洋进行运输的可能性，公路运输可用作铁路和水路的补充。5供水化工厂使用大量的水，用于产生蒸汽、冷却、洗涤，有时还用做原料。因此，厂址必须靠近水量充足和水质良好的水源。6对环境的影响应得到当地环保部门的认可，以便于妥善处理废物。7协作条件选择在贮运、机修、公用工程（电力、蒸汽）和生活设施等方面具有良好协作条件的地区。8灾害及其他避免低于洪水水位或在采取措施后仍不能确保不受水淹的地段，以及地震、泥石流、滑坡、有开采价值的矿藏、文物保护等地区。22厂址选定本项目厂址选在山西省晋中市榆次工业园区。修文工业基地成立于2004年底，由晋中市政府批准规划组建，定位为榆次工业园区能源化工产业基地。修文工业基地拥有企业40家，2008年全年园区企业可实现工业总产值25亿元，销售收入36亿元，上缴税金超过11亿元，实现出口总额8500万美元。建区以来园区已累计实现工业总产值92亿元，上缴税金42亿元，安置劳动力1万余人。山西榆次工业园区修文工业基地正逐步成为一个布局合理、功能齐备、配套完善的现代化工业基地和精品型高效生产区域。221地理位置晋中位于山西省中部，东依太行，西临汾河，北与省会太原市毗邻。榆次素有“太原南大门”、“省城门户”之称，是山西省交通运输的重要枢纽。榆次区位于山西中部的晋中盆地，太行山西麓，东与寿阳县交界，西同清徐毗邻，南与太谷县接壤，西北与太原市相连。榆次地处东经112341138，北纬37233754。222原料和市场1）原料来源本项目所采用的原料为精制甲醇，精制顺酐，高纯度氢气。在榆次区内投建的佳新能源化工实业有限公司拥有丰富的醇醚燃料与醇醚汽车研发、示范、应用管理经验以及广泛的技术协作网络，另有投资18亿元的太原煤气化甲醇及醋酸项目。山西太谷北外环山西太明化工工业有限公司目前拥有26000吨/年顺丁烯二酸酐装置，其中两套10000吨/年顺丁烯二酸酐装置是目前我国自行设计的最大规模的生产装置。山西榆次万嘉化工有限公司提供氢气，为本项目提供了足够的原料来源，从而可以保证本项目能够顺利开工运行。2）产品市场世界14丁二醇的生产集中度较高,世界前五大生产商BASF、LYONDELLDUPONT、ISP和BP生产能力达913万吨/年,占世界14丁二醇生产能力的729。预计到2010年,世界14丁二醇新增生产能力25万吨/年左右,市场需求将以年均48的速度增长,届时生产能力将达到150万吨/年左右。美国和西欧14丁二醇的需求量将分别达到460万吨和352万吨,年均需求增长率分别为26和58,而同期的日本年均需求出现负增长24在其它地区,14丁二醇需求增长最快,年均增长率为98。需求结构仍以THF和PBT为主。THF领域14丁二醇年均需求增长率为32,低于同期平均速度,导致需求结构自2003年的506降低到2010年的454。快速拉动14丁二醇需求的是PBT领域,年均需求增长率为71,是需求增长最快的领域,2010年需求结构的比例将达到460,较2003年的272增加188个百分点,14丁二醇在GBL和PU领域的年均需求增长率均为67,高于同期14丁二醇平均增长速度,以致需求结构均呈增加趋势,而14丁二醇在其它领域需求增长趋于缓慢,年均需求增长率为08。223自然条件1）气候条件晋中属暖温带大陆性季风气候，季节变化明显。总的特征为春季干燥多风，夏季炎热多雨，秋季天高气爽，冬季寒冷少雪。全年太阳日照时数平均为25308小时，榆次最多，灵石最少；辐射总量为545581千焦/平方厘米，寿阳最大，昔阳最小。年平均气温94C，其中平川区平均为104C，东山区平均为81C。年平均无霜期151天，其中平川区为160天，东山区为140天。降水主要集中在夏季68月份，年平均降水量4796毫米，其中平川区为4374毫米，东山区为5303毫米，东山区比平川区偏多939毫米。年平均蒸发量为17184毫米，一般平川区大于东山区。2）水文地质水资源状况根据2005年完成的第二次水资源评价成果，晋中长系列1956年2000年地表水资源量835亿M3，地下水资源量781亿M，扣除重复计算部分，水资源总量为1306亿M；短系列1980年2000年地表水资源量634亿M，地下水资源量748亿M，扣除重复计算部分，水资源总量为109亿M。224交通运输晋中是山西省的交通枢纽和太原市的南门户。南同蒲铁路、太（原）焦（作）铁路、阳（泉）涉（县）铁路南北纵穿，石（家庄）太（原）铁路东西横贯。太原旧关、大同运城、太原长治3条高速公路和108国道、208国道、207国道、307国道以及12条省级公路南北交织，东西穿梭，构成网状。市城区距太原市武宿空港15公里，交通十分便利。榆次工业园区修文工业基地总规划面积20平方公里，作为承接城区工业“退二进三”的重点区域。基地位于晋中市榆次区城南10公里处，该区域距武宿机场20公里，108国道、省道榆长公路和太长高速公路穿境而过，南同蒲铁路、太焦铁路在此交汇。距北京约540公里，距天津约600公里，距省城太原约25公里。1）公路晋中撤地设市以来，公路建设继续保持了快速增长的良好势头，平均每年保持90以上的增长速度，大大高于全省同期10的增长速度，全市累计完成投资达80多亿元，共新增公路通车里程达6000多公里。从2002年起，为了搭建起城乡互动桥梁，实现经济协调发展，全市以农村公路建设为重点，通过五年的奋力拼搏，村村通水泥（油）路工程共完成投资30多亿元，完成2600多个行政村，20000多公里建设任务，使行政村通达率达到975，村村通公交（班）车通达率也达到了965以上，在晋中境内基本实现“双通”。经过努力，晋中农村路网建设取得了前所未有的成绩，目前，公路通车总里程达到13485公里，公路密度达到了8221公里/百平方公里，居全省领先水平,其中高速公路273公里,一级公路184公里,二级公路1453公里,三级公路1532公里。路网布局进一步完善、路网结构进一步优化，路网技术等级和通达深度进一步提高，公路交通对经济社会发展的“瓶颈”制约明显缓解。由于公路建设融入了经济发展的大背景，为全市公路发展注入了强大的生机和活力，为全面完成“十一五”总目标奠定了坚实的基础。2）铁路晋中市在发展公路运输，提高运输能力的同时，也在不断发展铁路运输。新建的晋中南铁路等铁路建设项目，为晋中境内的化工企业在运输方面提供了极大的便利。形成了四通八达的现代交通运输网络。225电力能源华能榆社电厂地处山西晋中榆社县城南10公里处，紧靠太焦铁路线，水资源充足，煤资源丰富，交通便利。公司总规划装机容量为2000MW，一期工程安装两台100MW汽轮发电机组，于1992年10月31日开工建设，是国家“八五”重点工程，在省、地、县各级领导的大力支持下，两台机组分别于1994年8月和12月投产发电。一期工程总投资79438万元，占地面积917亩，现有主业人员498人。电力能源是每个现代化企业都不可或缺的公用工程，而达拉特旗发电厂正好可以为本项目的实施提供必要的电力供应保障，以使得本项目可以顺利实施。226政策环境一、对招商引资项目，区招商引资领导组根据项目的投资规模、投资强度、投资产业、技术含量、纳税能力和产业带动能力等因素，进行综合评估后实行一企一策、一事一议、特事特办和分级优惠。二、凡招商引资项目所需土地按本区域最低工业用地出让价格供应，并视企业建成后税收贡献率予以奖励形式返回。三、凡招商引资项目享受省、市、区大招商、大引资优惠政策，工业项目享受省级开发区优惠政策。四、凡招商引资项目的行政性规费收费标准，一律按下限执行。五、服务优惠（1）招商引资项目的审批实行“一个窗口受理、一站式审批、一条龙服务”的联合办公代理审批制度，限时办结。（2）建立重点项目协调服务制度。对符合国家产业政策、列入省市产业发展规划、投资规模较大的招商引资项目，进行全程跟踪，封闭运行，由区招商引资领导组协调服务。（3）凡招商引资项目建成后，如遇行政处罚必须报区招商引资领导组批准，执法部门对招商引资项目采取强制性手段，需经区级主要领导批准。六、凡为榆次区引进规模较大的投资项目，区政府视引进企业综合效益给予引进人相应比例的物质奖励，并免交个人所得税。23厂址附图图21厂址地图24产品方案本项目所得产品主要有摩尔分率999的1,4丁二醇产品规格如表21表21产品规格表产品名称规格产量（万吨/年）价格（元/吨）1,4丁二醇摩尔分率（999）551350025主要原料规格及消耗本项目所采用的工艺生产过程为以甲醇和顺酐为原料制备1,4丁二醇。所采用的原料为摩尔分率99的精制甲醇和精制顺酐。原料规格及消耗情况如表12所示表22主要原料规格及消耗表原料名称规格消耗量（万吨/年）甲醇摩尔分率（99）5639顺酐摩尔分率（99）6589氢气摩尔分率（99）000064第三章工艺说明31工艺方案的选择1,4丁二醇是一种重要的有机化工和精细化工原料，是生产聚对苯二甲酸丁二醇酯PBT工程塑料和PBT纤维的基本原料；PBT塑料是最有发展前途的五大工程塑料之一。311DAVYMCKEE顺酐法该方法首先将顺酐与一元醇（甲醇或乙醇等）进行酯化反应生成顺丁烯二酸二酯，然后进行加氢水解得到1,4丁二醇。312REPPE法该法是BDO的主要生产方法，应用该法生产的BDO占世界总产量的40左右。它是以乙炔和甲醛为主要原料，在铜催化作用下生成1,4丁炔二醇，然后再加氢生成BDO。313丁二烯法该工艺方法分为三步，首先是丁二烯与醋酸和氧气发生乙酰化反应，生成1,4二乙酰氧基丁烯，然后催化加氢生成1,4二烯乙酰氧基丁烷，最后水解制得BDO。314丙烯醇法该工艺方法首先将环氧丙烷异构化制成烯丙醇，然后烯丙醇在铑系催化剂作用下，液相加氢甲酰化生成4羟基丁醛，最后再加氢生成1，4丁二醇。表311,4丁二醇生产特点比较工艺路线专利公司特点投资回报率/REPPE法德国BASF运行费用低，设备造价昂贵，投资费用高138丙烯醇法日本三菱化成原料便宜、投资低、工艺简单，但公用工程费用高丙烯法日本可乐丽投资低，副产物价值高，催化剂寿命长，可根据需要调节1,4丁二醇产量18顺酐酯化加氢法美国戴维最好与顺酐装置联建，需要正丁烷丰富，反应条件缓和，可联产四氢呋喃，一次性投资大，近年新开发工艺，有一定竞争力131432工艺流程说明（对应PFD流程图）321酯化工段图31甲醇顺酐混合图32酯化反应工段顺酐溶解在甲醇中加热至75后送至单酯化反应器反应（无催化剂）生成顺丁烯二酸单甲酯（85的顺酐转化为顺丁烯二酸单甲酯,其中12的顺丁烯二酸单甲酯转化成顺丁烯二酸二甲酯，反应器中还含顺酐和甲醇）以上混合物全部送入双酯化反应器几乎所有的顺酐转化为顺丁烯二酸二甲酯（DMM）催化剂DNWI型离子交换树脂，温度75，压力013MPA反应区和分离区在同一个塔器中进行。催化蒸馏反应器由反应区和蒸馏区构成，顺丁烯二酸单甲酯和甲醇在催化剂筐中发生反应，产物进入分离区进行分离，移走产物顺丁烯二酸二甲酯和水，这样经过反应和分离作用，顺丁烯二酸单甲酯达到深度转化，同时也使单酯化反应器中未反应的顺酐完全转化。322加氢工段图33加氢工段一图34加氢工段二顺丁烯二酸二甲酯（加热汽化）氢气的循环气流中催化剂CU/MAC41,压力46MPA，温度180240绝热固定床反应器丁内酯，1，4丁二醇，四氢呋喃，气液分离回收大部分氢气，并循环利用再经过一次闪蒸，降低压力，除去气体化合物。323精制工段图35精制工段一图36精制工段二三个塔1，分离甲醇2，分离顺丁烯二酸二甲酯（DMM）3，净化1，4丁二醇。最后得到纯度9998的1,4丁二醇。33CHEMCAD模拟工艺331模拟流程图本设计工艺模拟采用美国CHEMSTATIONS公司开发的用于对化学和石油工业、炼油、油气加工等领域中的工艺过程进行计算机模拟的应用软件CHEMCAD，以下为CHEMCAD模拟流程图图37CHEMCAD模拟流程图总图332全流程模拟结果及工艺分析如模拟所示，本设计流程分为三部分酯化工段、加氢工段和精制工段。其中反应工段是将原料精甲醇，顺酐合成顺丁烯二酸二甲酯；加氢工段是经过加热，汽化，气液分离，闪蒸减压等技术将丁内酯，四氢呋喃等除去；精制工段是将甲醇，顺丁烯二酸二甲酯等经蒸馏，冷凝等处理生成最后得纯度9998的1,4丁二醇。333物料衡算书1）衡算原理及依据物料衡算是研究某一个体系内进出物料组成及质量的变化。根据质量守恒定律，对某一个体系内质量流动及变化情况用数学式描述物料平衡关系为物料衡算方程。其基本表达式为F0DAB（31）式中F输入体系的物料质量；D离开体系的物料质量；A体系内积累的物料质量；B过程损失的物料质量（如跑、冒、滴、漏）。上式为物料平衡普遍式，如果体系内发生化学反应，增对任一组分或任意元素做物料衡算时，必须把反应消耗或生成的质量也考虑在内，所以上式成为FXIFXIDXIDAXIABXIB（32）式中XI反应过程生成或消耗的I组分的量，反应生成I组分时则取“”号，反应消耗I组分时则取“”号；XIF、XIB、XIA、XIDI组分在F、B、A、D中的分率。如果体系内不积累物料时，即连续温定的操作过程，这样累积的物料量A等于零，所以上式为F0DB（33）如果体系内没有化学反应，对任一组分或任一元素做物料衡算时，式2中XI0，则FXIFDXIDAXIABXIB（34）2）物料衡算（1）反应车间反应车间主要设备物料衡算表如下表所示表31R0101单酯化反应器物衡表进口出口TEMPERATURE7575PRESSUREMPA055053VAPORFRAC00MOLEFLOWKMOL/H3035232525MASSFLOWKG/H15237081523708MASSFRAC/METHANOL0462637202954738MALEICANHYDRIDE05373628008060443METHYLMALEICACI005332901DIMETHYLMALEATE0008056199WATER0001006976HYDROGEN001,4BUTANEDIOL00GAMMABUTYROLACT00TETRAMETHYLENE00TOTAL15237081523708表32R0102双酯化反应器物衡表进口出口TEMPERATURE435395175PRESSUREMPA013011VAPORFRAC264249E00502543318MOLEFLOWKMOL/H87054828580231MASSFLOWKG/H34167843416783MASSFRAC/METHANOL0620139405388494MALEICANHYDRIDE0035945370METHYLMALEICACI023781960003140598DIMETHYLMALEATE003592650348741WATER00649972301040971HYDROGEN2375126E0062375127E0061,4BUTANEDIOL00GAMMABUTYROLACT3938517E0063938519E006TETRAMETHYLENE0005165600051656TOTAL34167843416784表33R0201加氢反应器物衡表进口出口TEMPERATURE2132062220PRESSUREMPA488486VAPORFRAC091916070816522MOLEFLOWKMOL/H13621451126833MASSFLOWKG/H29226842922684MASSFRAC/METHANOL0424401206000206MALEICANHYDRIDE00METHYLMALEICACI0003678070003678071DIMETHYLMALEATE0411431001645726WATER007185295007416385HYDROGEN0052460930024924311,4BUTANEDIOL00129587102464861GAMMABUTYROLACT00005617116000236487TETRAMETHYLENE002265533003190494TOTAL29226842922684表34V0203气液分离罐物衡表进料出料罐顶出料罐底出料TEMPERATURE220220220PRESSUREMPA486486486VAPORFRAC081652210MOLEFLOWKMOL/H112683392008532067478MASSFLOWKG/H292268418206021102081MASSFRAC/METHANOL060002060491828902755614MALEICANHYDRIDE000METHYLMALEICACI00036780711876418E0060009733742DIMETHYLMALEATE00164572600009329904003241782WATER007416385009716369005054556HYDROGEN0024924310392727052162E0061,4BUTANEDIOL02464861000537791806132098GAMMABUTYROLACT000236487000023249910004600511TETRAMETHYLENE003190494001174211001392409TOTAL29226842922683表35T0201甲醇闪蒸塔物衡表进料出料塔顶出料塔底出料TEMPERATURE22012321481232148PRESSUREMPA486015015VAPORFRAC010MOLEFLOWKMOL/H206747891318191154296MASSFLOWKG/H11020812804928215893MASSFRAC/METHANOL0275561407989615009687179MALEICANHYDRIDE000METHYLMALEICACI00097337422118392E006001305613DIMETHYLMALEATE003241782001591478003805198WATER00505455601197338002692457HYDROGEN7052162E0062770817E0051660199E0101,4BUTANEDIOL0613209800183905608162822GAMMABUTYROLACT000460051100019345260005510682TETRAMETHYLENE0013924090045035060003302749TOTAL110208111020812精制车间精制车间主要设备物料衡算表如下表所示表36T0301甲醇分离塔物衡表进料出料塔顶出料塔底出料TEMPERATURE123214874354881599995PRESSUREMPA015015015VAPORFRAC010MOLEFLOWKMOL/H11542962429219113756MASSFLOWKG/H821589379344467422453MASSFRAC/METHANOL009687179096580090003985114MALEICANHYDRIDE000METHYLMALEICACI0013056130001445181DIMETHYLMALEATE0038051980004211965WATER0026924574474037E008002980276HYDROGEN1660199E0101719091E00901,4BUTANEDIOL08162822009035409GAMMABUTYROLACT000551068200006099762TETRAMETHYLENE00033027490034199018724442E012TOTAL821589382158976表37T0302二酯分离塔物衡表进料出料塔顶出料塔底出料TEMPERATURE159999510933732411296PRESSUREMPA015015015VAPORFRAC010MOLEFLOWKMOL/H911375617410887372666MASSFLOWKG/H742245374509596677355MASSFRAC/METHANOL00039851140039698690MALEICANHYDRIDE000METHYLMALEICACI0014451810001606444DIMETHYLMALEATE004211965041958442082023E008WATER002980276029688757707774E023HYDROGEN0001,4BUTANEDIOL090354090183089109839329GAMMABUTYROLACT00060997620060740412660365E006TETRAMETHYLENE8724442E0128691063E0110TOTAL742245374224509表38T03031，4丁二醇分离塔物衡表进料出料塔顶出料塔底出料TEMPERATURE241129624084773508332PRESSUREMPA015015015VAPORFRAC010MOLEFLOWKMOL/H7372666730748406518401MASSFLOWKG/H66773556592554848044MASSFRAC/METHANOL000MALEICANHYDRIDE000METHYLMALEICACI00160644400034077071DIMETHYLMALEATE2082023E0082108805E0080WATER7707774E02300HYDROGEN0001,4BUTANEDIOL09839329099658969298715E012GAMMABUTYROLACT2660365E0062694586E0063135352E017TETRAMETHYLENE000TOTAL667735566773584334能量衡算1）衡算原理及依据热量衡算是能量衡算的一种，在能量衡算中占要重要地位。进行热量衡算有两种情况一种是对单元设备做热量衡算，当各个单元设备之间没有热量交换时，只需对个别设备做计算；另一种是整个过程的热量衡算，当各个工序或单元操作之间有热量交换时，必须做全过程的热量衡算。热量衡算方程热量衡算的理论依据是热力学第一定律，以能量守恒表达的方程式Q入Q出Q损（35）即输入输出损失式中Q入输入设备热量的总和；Q出输出设备热量的总和；Q出损失热量的总和。对于单元设备的热量衡算，热平衡方程可写成如下形式Q1Q2Q3Q4Q5Q6（36）式中Q1各股物料带入设备的热量，KJ；Q2由加热剂或冷却剂传递给设备和物料的热量，KJ；Q3过程的各种热效应，如反应热、溶解热等，KJ；Q4各股物料带出设备的热量，KJ；Q5消耗在设备上的热量，KJ；Q6设备向外界环境散失的热量，KJ。将式（46）按式（45）整理得Q入Q1Q2Q3Q出Q4Q5Q损Q62）热量衡算R0101单酯化反应器表39R0101单酯化反应器热负荷表HEATDUTYMJ/H976461Q3976461表310R0101单酯化反应器物料焓变计算表进料出料TEMPERATURE7575PRESSUREMPA055053VAPORFRAC00MOLEFLOWKMOL/H3035232525MASSFLOWKG/H15237081523708ENTHALPYMJ/H886603398425QMJ/HQ18866033Q498425表311R0101单酯化反应器能量平衡计算表Q入Q1Q3Q出Q4Q损984249498425006R0102双酯化反应器表312R0102双酯化反应器热负荷表HEATDUTYMJ/H204076Q3204076表313R0101双酯化反应器物料焓变计算表进料出料TEMPERATURE435395175PRESSUREMPA013011VAPORFRAC264249E00502543318MOLEFLOWKMOL/H87054828580231MASSFLOWKG/H34167843416783ENTHALPYMJ/H25948412390765QMJ/HQ12594841Q42390765表413R0101双酯化反应器能量平衡计算表Q入Q1Q3Q出Q4Q损239076523907650R0103加氢反应器表314R0102加氢反应器热负荷表HEATDUTYMJ/H206726Q3206726表315R0101加氢反应器物料焓变计算表进料出料TEMPERATURE2132062220PRESSUREMPA488486VAPORFRAC091916070816522MOLEFLOWKMOL/H13621451126833MASSFLOWKG/H29226842922684ENTHALPYMJ/H1587321794046QMJ/HQ1158732Q41794046表316R0201加氢反应器能量平衡计算表Q入Q1Q3Q出Q4Q损179404617940460T0201甲醇闪蒸塔表317T0201甲醇闪蒸塔热负荷表HEATDUTYMJ/H791291Q3791291表318T0201甲醇闪蒸塔物料焓变计算表进料出料塔顶塔底TEMPERATURE22012321481232148PRESSUREMPA486015015VAPORFRAC010MOLEFLOW206747891318191154296KMOL/HMASSFLOWKG/H11020812804928215893ENTHALPYMJ/H6509291190192446865QMJ/HQ16509291Q46588424表319T0201甲醇闪蒸塔能量平衡计算表Q入Q1Q3Q出Q4Q损6588420165884240039T0301甲醇分离塔表320T0301甲醇分离塔热负荷表CONDENSERREBOILERQ3HEATDUTYMJ/H30482876380477497564873表321T0301甲醇分离塔物料焓变计算表进料出料塔顶塔底TEMPERATURE123214874354881599995PRESSUREMPA015015015VAPORFRAC010MOLEFLOWKMOL/H11542962429219113756MASSFLOWKG/H821589379344467422453ENTHALPYMJ/H4686556914124041719QMJ/HQ146865Q446108602表322T0301甲醇分离塔能量平衡计算表Q入Q1Q3Q出Q4Q损4610851274610860200893T0302二酯分离塔表323T0302二酯分离塔热负荷表CONDENSERREBOILERQ3HEATDUTYMJ/H302799614948490219204941表324T0302二酯分离塔物料焓变计算表进料出料塔顶塔底TEMPERATURE159999510933732411296PRESSUREMPA015015015VAPORFRAC010MOLEFLOWKMOL/H911375617410887372666MASSFLOWKG/H742245374509596677355ENTHALPYMJ/H4041719601493248173QMJ/HQ14041719Q43849663表325T0302二酯分离塔能量平衡计算表Q入Q1Q3Q出Q4Q损384966959384966300659T03031，4丁二醇分离塔表326T03031，4丁二醇分离塔热负荷表CONDENSERREBOILERQ3HEATDUTYMJ/H4783260348019722187119表327T03031，4丁二醇分离塔物料焓变计算表进料出料塔顶塔底TEMPERATURE241129624084773508332PRESSUREMPA015015015VAPORFRAC010MOLEFLOWKMOL/H7372666730748406518401MASSFLOWKG/H66773556592554848044ENTHALPYMJ/H324817331977174859064QMJ/HQ13248173Q4324630764表328T03031，4丁二醇分离塔能量平衡计算表Q入Q1Q3Q出Q4Q损3246301132463076400654第四章设备选型41塔设备选型塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，塔可以使气液相或者液液相之间进行紧密接触，达到较为良好的相际传质及传热的目的。在塔设备中常见的单元操作有吸收、精馏、解吸和萃取等。此外工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等效果。411塔设备的设计目标作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求1）生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液、或液泛等破坏正常操作的现象；2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长期稳定操作；3）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低正常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度；4）结构简单、材料耗用量小，制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用；5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。事实上，对于现有的任何一种塔器，都不可能完全满足上述所有要求，但是我们可以在某些方面做到独特之处。以此来达到较大的生产效率，提高企业的生产效益。412塔设备类型及选择为了便于研究和比较，人们从不同角度对塔设备进行了分类。例如按操作压力的不同可分为加压塔、常压塔、减压塔；按单元操作可分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；但最常用的分类是按塔的内件结构进行划分，分为板式塔和填料塔。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑的因素有物料性质、操作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转、维修等。413与物性有关的因素1）易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛；2）具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单造价便宜的筛板塔，穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换；3）具有热敏性的物料需减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。如可采用装填规整填料或散堆填料等，当要求真空度较低时，也可用筛板塔或浮阀塔；4）黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。因为板式塔的传质效率较差；5）含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等，不宜使用填料塔；6）操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔板上积有液层，可在其中安放换热管进行有效地加热或冷却。414与操作条件有关的因素1）若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，空气增湿等），宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之，受液相控制的系统（如水洗CO2），宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡；2）大的液体负荷系统，可选用填料塔，若用板式塔时宜选用气液并流的塔型或选用板上液流阻力较小的塔型。此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷；3）低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合；4）液气比波动的稳定性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动大时，选用板式塔。415其他因素1）对于多种情况，塔径小于时，不宜采用板式塔，宜用填料塔。80M对于大塔径塔设备来说，需进行加压或常压操作时，应优先选用板式塔；对于减压操作过程，宜采用新型填料；2）一般填料塔比板式塔重；3）大塔以填料塔造价便宜。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径增大而减小。现将板式塔与填料塔的主要结构特点列于表41表41板式塔和填料塔的主要特点比较项目板式塔填料塔备注各块理论板压降约1KPA散装填料约03KPA规整填料约015KPA每块塔板的开孔率为510，又有2550MM清液层，故压降大。压降小是填料塔的主要优点分离效率（HETP）分离效率比较稳定，大塔效率会更高些规整填料的HETP值比板式塔小，丝网的效率更高，新型散装填料与板式塔相当填料塔效率受液体分布影响大，预测比较难，可靠性不如板式塔处理能力与操作弹性操作弹性大规整填料处理能力比板式塔大，在真空和常压塔中为3050，新型散装填料也可比板式塔高些由于填料塔压降低，在高真空塔时还可以使相对挥发度有所上升对高真空操作的适应性（热敏、高沸物料）因压降大较难适应，尤其在高真空板中有多的场合压降小的优点使其特别适用，高真空下应用规整填料会更佳高真空填料塔的液体分布器往往要特殊设计才能达到高的分布质量。且散装填料可能会2MPA应用板式塔塔中两相分离变难对腐蚀性物料的适应性必须用耐腐蚀性材料制作，往往比较困难或价格太高易用陶瓷性耐腐蚀性材料，较合适对易结垢、易堵塞系统的适应性比较容易解决，清理也较容易不适用易起泡物系较难，塔径、塔高均需要较大值比较合适填料塔的液体分布器需特别留意大直径塔很适合，造价低填料费用上升很大，尤其是丝网规整填料，而且汽液分布均匀较难减压大直径填料塔已有不少成功实例，此时因高效、高处理能力使塔体积减小小直径塔06M以下较难制作很合适液体均布较易达到，应有较大的径向混合间歇精馏可以用因持液量少而更合适多进料、轴测线的方便性比较容易实现不太合适因没增加一项，均要增加一个再分布器，结构复杂而造价高，不太合适中间换热易实现较难实施塔的检修容易较难实现，规整填料几乎不可能在实际操作中，塔盘的结构在一定程度上仍然影响着操作的流体力学状态和传质性能的优劣。现将各种板式塔的优缺点及用途列于表42表42各种板式塔的优缺点及用途塔盘形式结构优点缺点用途圆形泡罩复杂弹性好无泄漏费用高；板间距大；压力降比较大用于具有特定要求的场合泡罩型S形泡罩塔板稍简单简化了泡罩的形式因此性能相似费用高；板间距大；压力降比较大用于具有特定要求的场合条形浮阀简单重盘式浮阀有简单的和稍复杂的浮阀型T行浮阀简单操作弹性较好、塔板效率较高、处理能力较大没有特别的缺点适用于加压及常压下的气液传递过程筛板（溢流式）简单正常负荷下的效率高、费用最低、压力将小稳定操作范适于处理量波纹筛板简单比筛板压力降稍高，但具有同样的优点；气液分布好围窄；易堵塞原料；容易发生液体泄漏变动小且不析出固体物的系统穿流型栅板简单处理能力大；压力降小；费用便宜塔板效率低；弹性较小；处理量小时效率剧烈下降适于粗精馏416具体类型根据以上基本原则，我们将对甲醇分离塔为例，进行详细设计。其它塔设备的设计与甲醇分离塔的设计方法相同。根据操作条件，物系的组成和特点及要达到的分离要求，考虑到设备的制造、维修成本，以及参考现有的甲醇分离塔，我们选浮阀塔作为本项目的塔类型。1）数据统计由模拟软件CHEMCAD模拟所得甲醇分离塔T0301的基本数据理论板数为55块，进料板数为第28块，则模拟所得基本数据如下CHEMCAD601PAGE1JOBNAMEWENJIAQIDATE05/06/2012TIME201835TOWRRIGOROUSDISTILLATIONSUMMARYEQUIPNO17NAMENOOFSTAGES1STFEEDSTAGE2855TOPPRESSUREMPA015CONDENSERMODE1CONDENSERSPEC26430REBOILERMODE3REBOILERSPEC1600000INITIALFLAG6CALCCONDDUTYMJ/H31744336CALCREBRDUTYMJ/H39488247ESTDISTRATE252971KMOL/HESTREFLUXRATE668603KMOL/HESTTTOPC743613EST