年产25万吨丁醇生产实用工艺

1、1. 前言 丁醇是重要的有机化工原料，广泛用于医药、印染、塑料、有机等领域。丁醇是 生产丁酸、 丁胺、醋酸丁酯和丙烯酸丁酯等多种有机化合物的原料。 丁醇分为两 类：正丁醇和异丁醇。正丁醇主要用来生产邻苯二甲酸二丁酯、丙烯酸丁酯等。 可直接作为合成塑料、涂料、助剂等的原料，也是良好的溶剂之一，大部分正丁 醇是用来合成酯类，产品有丙烯酸丁酯、醋酸丁酯、乙醇醚、增塑剂DBP等。丁醇在许多化工领域得到了广泛应用，在 2000 年之前，全球丁醇生产主要集中 在美国、欧洲、日本等地，这些地区丁醇市场趋于成熟，生产能力过剩，需求增 长趋缓，而亚洲等其他地区，由于缺口较大，需求增长较快。在中国，特别是改 革开

2、放以来， 随着石化工业的快速发展， 对丁醇的需求越来越大， 因而引进了国 外先进技术， 相继建成了一批大型乙烯生产装置， 其中有的配套了代表国际先进 水平的羰基合成丁醇生产装置， 如齐鲁石化公司、化纤工业公司及石油化工总厂、 化工四厂、扬子巴斯夫公司，总产能为 145kt/ 年，由于下游需求的快速增长， 尽管这几套装置都在加大负荷生产， 丁醇的产量有很大提高， 但一直不能满足下 游实际生产的需求 , 因而对这几套装置进行扩能改造、 或新建生产装置势在必行。2. 设计基础条件2.1 原料简介 丙烯(propylene,CH2=CHCH3)常温下为无色、稍带有甜味的气体。 分子量 42.08 ，

3、密度 0.5139g/cm3(20/4 ) ，冰点-185.3 ，沸点-47.4 。易燃，爆炸极限为 2%11%。不溶于水，溶于有机溶剂，是一种属低毒类物质。丙烯是三大合成材 料的基本原料，主要用于生产丙烯腈、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。2.2 产品简介本项目产品为正丁醇和异丁醇， 均为重要的有机化工原料， 在医药工业、 塑 料工业、有机工业、印染等方面具有广泛用途。2.2.1 正丁醇正丁醇是优良的有机溶剂， 也可转化为丁醇衍生物作特种溶剂； 可用于生产 多种增塑剂，如邻苯二甲酸二丁酯( DBP)、邻苯二甲酸丁苄酯( BBP)、邻苯二甲 酸丁辛酯、己二酸二丁酯等；也可用于生产乙酸丁酯、丙烯丁酯、

4、甲基丙烯酸丁 酯等化工产品，其主要衍生物系及用途见图 1-1 。文档图 1-1 正丁醇主要衍生物系及其用途2.2.2 异丁醇异丁醇可用于合成异丁胺、醋酸异丁酯等，也可用作硝基纤维素、乙基纤 维素、聚乙烯醇缩丁醛、多种天然树脂、橡胶的溶剂，以及用作石油添加剂、抗 氧剂、增塑剂等合成原料以及钽锂盐的提纯用试剂等， 其主要衍生物系及其用途 见图 1-2 。图 1-2 异丁醇主要衍生物系及其用途文档2.3 生产规模本项目年生产丁醇 23.5 万吨，其中正丁醇 21.8 万吨，异丁醇 1.7 万吨。2.4 环境要求2.4.1 废气处理在建厂施工期间，工程及运输车辆排放的尾气及扬尘，主要污染物有CO、CO

5、2氮氧化合物及烟尘。在正常生产期间产生的主要废气包括： 来自锅炉房的燃烧产生的废气、 烟气 的排放以及工厂管道的泄露。治理措施在于预防为主， 对设备定期的检修， 工厂种植净化效果好的树木植 被等；治理为辅，应回收或综合利用，如不能回收或综合利用时，应采取措施使 其符合排放标准。 在选择废气治理方法时应避免产生二次污染。 废气治理的方法 有：除尘法、冷凝法、吸收法和直接燃烧法。车间空气中有害物质的最高允许浓 度及大气污染物综合排放标准为 GB16297-1996。2.4.2 废液处理本厂的废液主要来源如下：1、反应釜底部三苯基膦铑催化剂液相循环久了会使催化剂活性降低，一部 分为废催化剂，故需排出

6、处理后才能继续使用。2、丁醇重组分蒸馏塔塔底的废水，含有一定量的杂醇、缩醇醛、高碳醇和 丁酸丁酯，且废液量大， 需要处理才能回用， 水洗塔塔底的废水中含有部分烃类 和醇类，需处理才能回用或排放；3、生活污水，厂区工人们生活污水。废水系统应根据水量、 水温、 污染物的性质和含量， 以及废水和污染物被回 收利用或处理的方法合理划分做到清污分流，采用循环利用或重复利用。另外， 选择先进的生产工艺可以不产生或少产生废弃物及其它不良影响。 改革工艺、 提 高产品得率、降低原料的消耗、 减少排污量是废水处理的根本途径。 废水治理基 本方法有：隔油法、气浮法、沉淀法、耗氧生物处理，厌氧生物处理。在施工场地建

7、设临时导流沟， 并在排放口前设置雨水缓冲池， 将暴雨径流引 至缓冲池充分沉淀后再排放至排水管道。 采取上述施工后， 加强施工期环境管理， 可以有效地做好施工污水地防治， 减轻对水环境的影响。 在施工场地设置循环水 池，将设备冷却水降温后循环使用，以节约用水。设置沉淀池，将设备、车辆洗 涤水简单处理后循环使用。文档2.4.3 废渣处理本集成工厂的废渣主要来自固定床列管式反应器的废催化剂， 另外废渣还包 括生活垃圾。 废渣处理一般采取焚烧或者填埋， 本厂的废渣送至本厂的三废处理 处。生活垃圾排至城市废渣处理，多数采取焚烧或者填埋方案。2.5 公用工程 石化经济技术开发区配备了整套齐全的基础设施，

8、为园企业正常运行提供了 重要保障。化工区配套设施见下表。项目 容园区电力由中国华东电网供应， 建有 35/110/220KV 变电站， 可实现不间 断双回路供电，保证区企业的安全运行。园区目前建成 110KV 变电站 2 座（澥浦、南洪）， 220KV变电站 1 座（殿跟）。规划新建 110KV变电 站 4 座， 220KV变电站 2 座供水 工业用水一期 80,000t/d, 二期 300,000t/d 。生活用水 10000t/d园区爱普环保目前的工业污水处理能力为 10,000 吨/ 天，扩建后总处理 工业 能力 50,000 吨/ 天。北区污水处理一期城市污水处理能力为 100,000

9、 吨/ 废水 天，2007 年底已投入运行，未来处理能力可达到 400,000 吨/ 天；另有 处理 日处理工业污水能力为 60,000 吨/ 天（一期 30000 吨/ 天）的污水处理厂 在建一期形成 3 130t/h 次高压循环流化床锅炉、 125MW抽凝式汽轮发电 机组、112MW背压式发电机组等三炉二机 （已运行） ，可供 1.3-4.1Mpa 供热蒸汽。二期形成 6130t/h 次高压循环流化床锅炉、 225MW抽凝式汽 轮发电机组、 2 12MW背压式发电机组等六炉四机。工业气体可供氮气、氧气、氢气、二氧化碳、重整氢、一氧化碳等雨污分流目前处理能力：10000t/d ，扩建后总处理

10、能力 50000t/d消防 配备抢险救援车，重型水罐车，进口泡沫车，大型水罐车（ 21 吨），泡设施 沫、干粉联用车，洗消车， 高喷车，后勤指挥车等应急指挥中心监控系统涵盖化工区仓储区、管廊和大企业的自备罐区等。承担公安、消防、环保、抢救、防汛防台和危险源监控等方面的协调管理工作仓储液体灌区正在建设中，低温乙烯储罐： 20,000 立方米 2，低温丙烯储 罐：30,000 立方米 1，覆土式压力储槽： 3,300 立方米 11，低温液氨 储罐： 20,000 立方米 1。镇海液体化学品码头建有液化品罐区。油品 罐容 400,000 立方米，液体化学品罐容 208,000 立方米工业管廊输送化工

11、原料的管廊已经建成通讯采用地下光缆，拥有程控，因特网络等设施危险废物处理日焚烧处理化工废渣 10吨的高温焚烧炉 ;日处理 10 吨废有机溶剂文档天然气园区部建有天然气调压站，可为企业提供天然气3. 工作容及要求3.1 项目可行性论证3.1.1 建设意义1、符合国家相关产业政策 本项目符合有关的国民经济和社会发展总体规划， 符合产业结构调整目录中鼓励 类第九项中的第二十条； 采用先进工艺技术的大型基本有机化工原料生产； 第二 十七条：生产醇、醚燃料。2、进一步繁荣经济、带队地方经济的发展 由于该项目生产的基础化工原料关联度高， 对下游产业具有很大的带动作用。 该 项目的建设对园区及当地的经济发展

12、起到强有用的带动作用， 带动当地石化工业 的复苏，拉长石化产业链，促进地方经济均衡发展。文档3.1.2 建设规模本项目年生产丁醇 23.5 万吨，其中正丁醇 21.8万吨，异丁醇 1.7 万吨。3.1.3 技术方案丙烯制丁醇流程首先是将丙烯和合成气在搅拌式反应釜中生成混合丁醛， 然 后送至固定床反应器气相加氢生产正 （异）丁醇， 最后在精馏塔中将正丁醇和异 丁醇分离。丙烯制丁醇流程如图 2-1 所示。图 2-1 丙烯制丁醇流程示意图3.1.4 厂址选择本厂选择建设在石化经济技术开发区。 石化经济技术开发区位于湾南岸，镇海区西北侧辽阔的海涂上，规划面积 56.22平方公里。区地势平坦，依江临海，

13、水源充沛，环境容量大，自然条件优 越，同时园区提供“九通一平” ，配套设施齐全。及周边地区经济的快速发展和 湾大桥的建设给园区带来了无限商机和发展机会， 具有发展石油化学工业得天独 厚的优势。园区水陆交通便捷、 四通八达，区域优势明显。 园区距市区仅 14公里， 距东方深水良港北仑港仅 24公里，紧邻中国最大的液体化工码头。 园区总规划面 积56.22平方公里，化工区将本着 外向型、高起点、跨世纪 和持续、快速、安 全、健康 的发展理念，按照建设现代化工园区的要求和化工行业的特点，努力 营造一个高科技产业和支柱产业相对集聚、 以大炼油和大乙烯项目为支撑、 生产 与生态均衡协调、可持续发展的世界

14、一流的国家级石化产业基地。3.1.5 社会及经济效益分析1）经济效益分析23.5 万吨/ 年丁醇总投资约需 21.03 亿元，其中建设投资约需 16.80 亿元。 资金筹措采取自筹和银行贷款相结合的方法， 其中自筹 6.53 亿元，银行贷款 14.5 亿元。丙烯价格按 9500元/ 吨，正丁醇价格按 12500元/ 吨，异丁醇价格按 11500 元/ 吨。投产后年均销售收入约 29.20 亿元，年均利税约 8.92 亿元。 2）社会效益分析本项目用 NMP法抽提丁二烯， NMP溶剂不仅无毒无刺激气味，其挥发量小， 减少了经济损失，而且对设备无腐蚀性，降低了设备成本， NMP工艺的能源消耗文档较

15、其他工艺都小，使得项目具有良好的环境效益和经济效益。 生产过程中“三废” 少，并且都采取了综合治理的相应的处理措施，因此装置对周边环境影响较小， 有利于环境保护。本项目的建立可提供部分就业机会，从而缓解了企业和社会的负担。坚持走新型工业化道路，大力推进石油化工产业化进程，为我国的C4 的综合利用可持续发展做出新的贡献。3.2 工艺流程设计3.2.1 工艺方案选择及论证 所谓工艺技术路线，就是把原料加工成为产品的方法，包括工艺流程、生产 方法、工艺设备和技术方案等。 工艺技术路线的选择就是要在各种可能的工艺技 术路线中，经过比较确定一条效果最好的工艺技术路线为拟建项目采用。工艺技术路线影响到项目

16、的投资、产品的成本、产品的质量、劳动条件、环 境保护等各个方面， 因而决定了项目投资后的经济效益和社会效益。 项目投资后 的效益如何，其实是工艺技术路线选择的必然结果， 能否选到好的工艺技术路线， 是项目能否成功的关键， 所以，工艺技术路线的选择是项目可行性研究工作的核 心。工艺技术方案的比较1、UCC/Daw/Johnson Mattey 低压羰基合成工艺美国 UCC和英国 Davy及 Johnson Mattey 3家公司共同开发的铑催化剂低压 羰基合成技术，简称 UCC/Davy法或 U.D.J 法，于 1976 年工业化装置投入生产， 目前世界约 60%左右的丁醇装置采用该技术。该工艺

17、依据羰基合成催化剂循环方式的不同又分为气相循环工艺和液相循 环工艺。液相循环工艺于 1984 年投入工业化应用。与气相循环工艺相比，液相 循环工艺将两台并联反应器操作改为两台串联操作， 不仅增大了反应器的容积利 用率，而且加快了反应速率，可使同样大小反应器的能力提高50% 80%。采用液相循环工艺已在世界建成若干套生产装置。 UCC/Davy 低压羰基合成工艺原料 消耗低、产物正异构比较高，反应压力低、操作容易，物料对设备腐蚀低，流程 短，设备较少，投资低。液相循环工艺问世后，生产效率进一步提高。该工艺是 羰基合成最先进的技术之一。2、三菱化成低压羰基合成工艺 该工艺采用铑络合物催化剂，反应压

18、力和反应温度低，产物正异构比较高， 物料对设备腐蚀低。虽然省去了闪蒸和蒸发过程， 但设置了醛塔专门分离催化剂， 且催化剂回收系统复杂，并需连续向反应器补加新鲜催化剂，流程长、设备多， 总投资较大。3、巴斯夫低压羰基合成工艺文档该工艺于 1982 年实现工业化，羰基合成采用铑的络合物为催化剂，以三苯 基膦为配位体，用丁醛和高沸物配制成催化剂溶液。催化剂采用液相循环工艺， 每年抽出约 10%15%催化剂送工厂再生，同时补充新鲜催化剂。4、美国伊士曼公司羰基合成工艺该技术过去未商业转让， 目前仅在美国和新加坡各有 1 套装置运行。 该技术 的主要特点是产品方案灵活，其烯 - 丙烯共进料工艺技术可同时

19、生产丁醛和丙醛 及相关的醇类产品，以适应市场需求。工艺技术方案见表 2-1 。表 2-1 工艺技术方案对比表方案指标单位羰基合成低压液相循环法巴斯夫伊士曼戴维产品纯度99.59799.5原料t/t 产丙烯0.610.610.602单耗品100 合成Nm3/t719690715计气产品溶剂正异构丁醛无铁丁醛三苯基膦羰基铑三苯基膦羰催化剂铑基催化剂催化剂基铑催化剂蒸发分离、蒸发分离、蒸发分离、液相循环气相循环液相循环温度10012590110压力MPa2251.51.9主要技 正/术参数 异比89/1310/1425/1转化 率96919193反应器形式塔式装若干个降膜蒸 发器的搅拌器带搅拌桨釜

20、式反应器原料来源广泛；原料来源广泛；原料来源广 泛；技术先进性、应用的广泛性和可靠性催化剂活性好；催化剂活性好；催化剂活性 高；消耗定额低，操作消耗定额低，操消耗定额较温度、压力较高；作温度、压力较高；文档高；流程短；流程短；操作温度、压力低； 正/ 异比较设备较少；设备较少；高；操作维修量较小；操作维修量较不需要特殊少；材质；本项目建议采用低压羰基合成工艺，现在国引进的主要为Davy-UCC技术该工艺特点 : 投资少; 工艺简单 , 反应温度较低 , 单程操作 ; 操作费用低 ; 丙烯和合成气几乎全部转化 , 损失少 , 醛重组分产率低 ; 铑用量少。3.2.2 工艺流程设计丁醇工艺方块流程

21、图丙烯制丁醇流程首先是将丙烯和合成气在搅拌式反应釜中生成混合丁醛， 然 后送至固定床反应器气相加氢生产正 （异）丁醇， 最后在精馏塔中将正丁醇和异 丁醇分离。丙烯制丁醇流程如下图所示。工艺流程简述1、丁醛生产由总厂提供的原料合成气经多级净化脱除氧、 硫、氯等杂质， 以防止铑催化 剂中毒。丙烯经多级净化系统将其中的硫化物、 氯化物、 氧等杂质脱除后与净化 合成气一并送入羰基合成反应器。该反应器是带搅拌的釜式反应器， 有冷却盘管和进料气体分配器。 在铑催化剂，气体分配器以及搅拌器的作用下， 原料气体以小气泡的形式扩散在催化剂溶 液中，并于 105、1.6MPa条件下， 通过低压羰基合成反应生产出混

22、合丁醛。 OXO反应是放热反应， 反应热通过产品丁醛的蒸发脱除一部分， 通过调温水换热脱除一部分混有混合 气体和丙 烯、丙烷文档的混合丁醛液体在 V-111 缓冲罐中稳定， 气体通过压缩机循环至反应器反应， 混 有丙烯丙烷的混合丁醛液体通过离心泵运送至 T-106 气提塔中脱除其中的丙烯、 丙烷。2、丁醇生产 脱除重组分后的混合丁醛进入蒸发器汽化后， 进入加氢反应器中， 在催化剂 的作用下。在 0.4MPa和 130条件下。生产粗混合丁醇。粗品经预精馏塔和精 馏塔脱除轻、 重组分后， 进入异构物塔分离， 在塔顶得到纯度 99.8 的异丁醇 产品，塔底得到纯度 99.5 的正丁醇产品。3.2.3

23、 物料衡算 本项目涉及的化工单元操作较多， 如合成、加热、冷却、换热、吸收和精馏。因此将整个流程分为羰基合成反应和丁醛加氢反应两个工段进行物料衡算。1）羰基合成反应工段物料衡算下图是由 Aspen Plus 软件模拟得出的羰基合成反应工段物料衡算图， 见图 3-1。图 3-1 羰基合成反应工段物料衡算图羰基合成反应工段物料衡算如下表 3-1 所示表 3-1 羰基合成反应工段物料衡算表H2-COC3H6OUTC3H8C4H8O温度/40.0040.0020.00-47106.60压力/bar26.0026.003.0022.60-1摩尔流量 /kmol hr -11100.00490.00203

24、.8519.8442.75-1质量流量 /kg hr -116228.51 20619.51 3897.00 1025.55 31925.47体积流量 /cum hr -11101.5343.031656.211.46443.478各物质的质量流量 /kg hr -1C3H800239.53192.810C3H6020619.51592.36388.170H21130.900190.100CO15097.6102298.091.7250C4H8O（正丁醛）00517.28334.6529548.17YIDINGQ（异丁醛）0059.64108.182377.29进口质量流量36848.03出口

25、质量流量36848.03文档羰基合成反映的化学反应方程式，如下式 1-1 、1-2 和 1-3。主： CH3CH=C2H + CO+H2CH3CH2CH2CHO（1-1）CH 3CH=C2H+CO +H2 （CH3）2CHCHO（1-2 ）副： CH3CH=C2H+H2 CH3CH2CH3（1-3 ）由表 3-1 可知，进料的 C3H6 和 CO-H2的混合气的总质量流量为 36848.03Kg/Hr ，在羰基合成反应器中反应生成了正异丁醛和副产物丙烷，然后 通过稳定塔将丙烷以及未反应完全的丙烯去除， 在出口处得到了正异丁醇， 出口 处的总质量流量为 36848.03Kg/Hr ，因此可以得出

26、该过程物料是守恒的。2）丁醛加氢反应工段物料衡算丁醛加氢反应工段流程图，如下图 3-2 所示图 3-2 丁醛加氢反应工段物料衡算图 丁醛加氢反应工段物料情况如下表 3-2 所示。表 3-2 丁醛加氢反应工段物料衡算表H2QUAN OUT QING ZHONG C4H8OYDC文档温度/40.00106.7000.5099.0089.70压力 /bar26.004.003.003.001.000.500.50-1摩尔流量 /kmol hr500.00450.2557.246.4990.092409.6333.25质量流量 /kg hr -11007.9432466.57167.33468.676

27、1030363.502465.00-1Mass Flow/kg hrH21007.940113.890.003000C4H8O030017.1648.06395.335000.12C4H10O000.1227.453.1130362.400.40YIDINGC000.1214.4301.092464.46YIDINGQ02449.415.0631.128000H2O000.070.322000C8H14O00002.7500C8H16O200001.3500DSDZ（丁酸丁酯）00002.220.010YDSD（Z 异丁酸丁酯）00000.5500进口质量流量33474.51出口质量流量334

28、74.51丁醛加氢反应的化学反应方程式，见式（1-4 ）至式（ 1-7）其主反应为： CH3CH2CH2CHOH2CH3CH2CH2CH2OH（1-4）CH 32 CH 2CHO H 2CH3 2 CH 2CH 2OH（1-5）副反应为：2C4H 8OC8H16 O 2（1-6）CH 3CH 2CH 2CHOH2CH3CH 2CH 2CH 2OH（1-7）由表 3-2 可知，该工段进料为混合醛和 H2，质量流量分别为 1007.94kg/hr 和 32466.57kg/hr ，总进料质量流量为 33474.51kg/hr ，在丁醛加氢反应器中， 进行化学反应，生成正异丁醇，以及丁酸丁酯、异丁酸

29、丁酯、辛醇等副产物。再 经过脱轻组分塔时，部分轻组分杂志除去，排出。在脱重组分塔中，重的杂质被 去除，排出。然后通过正异丁醇分离塔将正异丁醇分离，得到合格的产品。而排 出的轻组分和重组分以及分离的正丁醇和异丁醇总的质量流量为 33474.51kg/hr ，因此，在丁醛加氢工段物料是守恒的。文档3）全流程物料衡算 丙烯制正异丁醇的整个工艺流程如图 3-3 所示。图 3-3 全流程工段物料衡算图丙烯制正异丁醇的整个流程的物料状况如下表 3-3 所示表 3-3 全流程物料衡算表C3H6H2-COH2OUT1OUT2C3H8QINGZHONG C4H10OYDC温度/404040200-4701349

30、990压力 /bar2626263323111摩尔流量 /kmol hr -1490101050010457226041033质量流 /kg hr -1206201490110082037167101746910303632465体积流量 /cum hr -1431011501845433210413-1Mass Flow/kg hrC3H800016602670000C3H6206200042305540000H20103810089711400000CO01386201061020000C4H8O00026148128395000C4H10O000000273303620YIDINGC00

31、000014012464YIDINGQ0003056631000文档H2OC8H18OC8H14OC8H16O2DSDZYDSDZ异丁酸丁酯）进口质量流量C3H6+CO-H2+H2）出口质量流量0000000000000000000000000003000000000100000000020000000001003652836528由表 3-3 可得进口物料的总质量流量为 36528 kg/hr ，出口物料的总质量流 量为 36828 kg/hr ，因此可以看出，全流程的物料是守恒的。3.2.4 热量衡算根据能量守恒定律，进出系统的能量衡算式为Q过程的换热之和，包括与环境的换热和与加热剂或冷却

32、剂的换热。 W输入系统的总的机械能。 Hout离开设备的各物料焓之和。Hin进入设备的各物料焓之和。根据上式，对各主要设备进行能量衡算。Q W HHoutHin1）羰基合成反应能量衡算丙烯羰基合成工段热量衡算见图 3-4文档图 3-4 羟基合成反应工段热量衡算图丙烯羰基合成反应工段流股焓变具体见表 3-4 。表 3-4 羰基合成工段流股焓变计算表H2-COC3H6OUTC4H8OC3H8Temperature/ 404020106.6-47Pressure/bar262632.62Vapor Frac10100-1Mole Flow/kmol hr1100490203.85442.7519.8

33、-1Mass Flow/kg hr16228.5120619.513897.0031925.471025.55-1Volume Flow/cum hr1101.53743.1656.2143.4781.46-1Enthalpy/Gcal hr -1-14.1150.931-2.641-24.-0.51H in/Gcal hr -1-13.18H out/Gcal hr -1-27.20 H out- H in （Gcal/hr ）-14.02丙烯羰基合成反应工段具体输入功与热负荷见表 3-5表 3-5 羟基合成反应工段输入功和热负荷计算表项目数据E-1 热负荷 /Gcal hr -12.456

34、539R-1 热负荷 /Gcal hr -1-16.044E-2 热负荷 /Gcal hr -1-0.81646V-1 热负荷 /Gcal hr -1-1.16609P-1功耗/Gcal hr-10文档T-1 塔顶冷凝器热负荷 /Gcal hr -1-0.31521T-1 塔底再沸器热负荷 /Gcal hr -11.861684-1Q/Gcal hr-14.0235丙烯羰基合成反应工段热量衡算具体见表 3-6 。表 3-6 羰基合成反应工段热量衡算计算表项目数据-1H out- H in/Gcal hr -1-14.-1Q/Gcalhr -1-14.0235error0.00052) 丁醛加氢

35、反应能量衡算丁醛加氢反应工段热量衡算见图 3-5图 3-5 丁醛加氢反应工段工段热量衡算图丁醛加氢反应工段流股焓变计算见表 3-7表 3-7 丁醛加氢反应工段流股焓变计算表QUANH2OUT QING ZHONG YDCC4H10O文档Temperature/ 106.704000.589.799Pressure/bar4263310.50.5Vapor Frac0110000-1Mole Flow/kmol hr450.2550057.246.490.09233.25409.63-1Mass Flow/kg hr32466.51007.94167.33468.61024630363.50-1

36、Volume Flow/cum hr44.22500.699433.320.540.0133.3441.23-1Enthalpy/Gcal hr -1-24.450.052-0.04-0.39-0.008-2.53-30.43H in/Gcal hr -1-24.40-1H out/Gcal hr -1-33.42H out- H in/Gcal hr -1-9.01丁醛加氢反应工段输入功和热负荷见表3-8 。热量衡算见表3-9。表 3-8 丁醛加氢反应工段输入功和热负荷计算表项目数据-1E-3 热负荷 /Gcal hr -13.72663813R-2 热负荷 /Gcal hr -1-6.22

37、17924E-4 热负荷 /Gcal hr -1-1.5969692T-2 热负荷 /Gcal hr -1-7.2806119T-2 热负荷 /Gcal hr -13.97945305E-5 热负荷 /Gcal hr -1-0.0613105T-3 热负荷 /Gcal hr -1-8.9763539T-3 热负荷 /Gcal hr -17.96858324E-6 热负荷 /Gcal hr -1-0.1798272T-4 热负荷 /Gcal hr -1-10.148135T-4 热负荷 /Gcal hr -19.7725505Q-9.01777518表 3-9 丁醛加氢反应工段热量衡算计算表项目

38、数据-1H out- H in/Gcal hr -1-9.017-1 Q/Gcal hr -1-9.01777518error0.00073.2.5 绘制物料流程图和带控制点工艺流程图文档图 3-6 羰基合成工段物料流程图图 3-7 丁醇合成工段物料流程图文档图 3-8 羰基合成工段带控制点工艺流程图图 3-9 丁醇合成工段带控制点工艺流程图3.3 设备选型及典型设备设计文档3.3.1 主要设备的设计及选型 正异丁醇分离精馏塔的设计塔板的选择 : 正异丁醇分离过程生产较为稳定，负荷变化不大，对操作弹性的要 求不高。综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、维修等，我们初步选择 筛板。由 asp

39、en 模拟得到的数据计算得1、气相平均流量和液相平均流量VS 9.413m3 / sLS 0.0309m3 /s2、气相平均密度和液相平均密度0.0178N / mL 787.184kg / m3、液相平均表面力和粘度0.0178N / m4.2.2.3 塔体的工艺尺寸计算最大空塔气速依据式（ 4-1 ）计算0.548mpa.s（4-1 ）式中负荷因子 C可由史密斯关联图 （ 见图 4-1） 查出。其横坐标数值为无因次 比值，称为气液动能参数。横坐标数值为HT-h L=0.6-0.06=0.54mLSVS)1/2 0.03099.41( 737.184( 1.2121/2)1/2 =0.081

40、0取板间距 HT=0.6m，对于常压塔 hL 的取值 是 0.050.08m, 取hL=0.06m,则文档图 4-1 史密斯关联图17.8查图可知 C 20 =0.112 ，则 C=C2（0 L）0.2=0.112（17.8）0.2=0.109 则u max =C L- v =0.109 737.18240-1.2122 =2.6962 （0m/s） 取安全系数为 v0.7 （安全系数围为1.2102.60.8 ）。D= 4Vs = 4 9.413 =3.12 （m） u 3.14 1.887u=0.7umax =0.7 2.696=1.887 （m/s） 按标准塔径圆整后取 D=3.2m横截

41、面积 A T =0.785 D 2 =0.785 3.22 =8.04 m2空塔气速： u= VS = 9.413 =1.171 m/sAT 8.041、塔径的初步核算降液管主要有弓形、圆形和矩形三种。目前多采用弓形，因其结构简单，特 别适合于塔径较大的场合，所以我们选择弓形降液管。液体在塔板上的流动路径是由降液管的布置方式决定的。 常用的布置方式有 以下几种形式： U型流、单溢流、双溢流、多溢流。溢流类型、塔径、液体负荷之间的经验数据见表 4-1 。表 4-1 液体负荷与溢流类型的关系塔径液体流量 (cum/h)文档(mm)单溢流双溢流四溢流20009090-160-3000110110-2

42、00200-3004000110110-230230-3505000110110-250250-4006000110110-250250-450因塔径为 3.2m，正异丁醇分离精馏塔液相负荷为111.283 m3/h, 故选择双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。2、溢流装置的计算1 ）堰长由于 lW （ 0.6 0.8 ） D ，则 lW 0.7 D=0.7 3.2=2.24 （ m）2 ）溢流堰高度 选用平直堰，堰上层高度 how 由下式（ 4-2 ）计算，即： （4-2）近似取 E2=.81，4 则 how= 2.841000 取 故h2111.283 32.24=0.038(4 m)Lh1

43、20.0804? E上层清液层高度 hL =60mmm）文档AfHT故降Ls0.723 0.600.30914.05 8s 液管设计是合理的3、1）流体力学计算与校核塔板压降干板阻力计算 :由d0/ 12/3 4，2 查得 C0=0.7 ，所以21 Vu01.212 32.562 2hc? V ? 00.051 ?c 2g L C0737.184气体通过液L 层的0阻力Vs9.413uas =1.287( m/ s)a AT Af 8.04-0.723 1/2F0 ua v 1.287 1.212=1.417 kg1/2 / 查图得 =0.600.7s m1/20.181（m液柱）故 h1=

44、hL 0.60 0.06 0.0036 m液柱 液体表面力的阻力h L 0.0008(m)气h 体通过Lgd每o层7塔3板7.1的84液柱9.高81度0.012 0.0008(m)4 L 4 17.8 10 3hp hc h1 h 0.181 0.0036 0.0008 0.1854（m液柱 ） 所以气体通过每层塔板的压降为2）PP hp Lg 0.1854 737.184.39 9.81 1.341kPa 50kPa（设计允许值） 雾沫夹带3）故在本设计中雾沫夹带量 eV 在允许围 漏液对筛板塔，漏液点气速0，min 4.4CO 0.0056 0.13hL h L / V4.4 0.7 0.

45、0056 0.13 0.06 0.0008 737.184/1.212 8.527(m/s)实际孔速 0 32.562 m/s0，min66eV5.710 ( ua )3.2 5.710 3 ( 1.287 )3.2 0.0092k4g(液/ kg气)0.1k( g液/ kg气) LHT 2.5hL17.8103 0.6 2.5 0.06稳定系数为 K 0 32.562 3.8 1.5 故在本设计中无明显0，漏min液。8.5274）液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 H dHT hw取 =0.7 ，则 HT hw =0.7 0.6+0.0216 =0.435 降液管中清液层

46、高度依式（ 4-4 ）文档H d hp hl hd（4-4 ）22而hd 0.153 0 2 0.153 0.20 2 0.00612（m液柱 ） Hd 0.185 0.06 0.00612 0.251（5 m液柱）H dH T hw ，故在本设计中不会发生液泛现象。4、塔高的确定1）塔板数由 aspen 模拟得塔板数NT 902）塔顶空间高度塔顶空间高度计算见式 4-5 。HD 1.5 2.0 HT（4-5）取 H D 1.5HT =1.5 0.6=0.9 m3）塔底空间高度假定塔底空间依储存液量停留 3 分钟， 那么塔底液高V Ls 3 60 0.0309 3 60h s 0.69 mAT

47、AT8.04取塔底T 液面距最T 下面一层板留 1 米，故塔底空间 HB 0.69 1 1.69 m4）裙座高度H2=2.0+1.5D/2=4.4m5）封头高度根据精馏塔直径 D=3.2m，查表得 封头高度 H 1=0.8m6）开人孔处增加的高度对于 D1000mm的板式塔，为安装、 检修的需要， 一般每隔 68块板设一人 孔。人孔直径一般为 450mm600m。m本设计的精馏塔直径 D=3200m，m每隔 7 块板设一人孔，则开 13个人孔。人 孔直径 450mm。7）塔高 塔高按式（ 4-6 ）计算。H （nnFnp1）HTnFHFnpHPHDHBH1 H 2（4-6）式中 H 塔高， m

48、;n 实际塔板数；nF 进料板数；H F进料板处板间距， m；np 人孔数；文档HB塔底空间高度， m；HP设人孔出的板间距，HD 塔顶空间高度，m；H 1 封头高度， m；H2裙座高度， mH (90 1 13 1) 0.6 1 0.6 13 0.45 0.9 1.69 0.8 4.4=59.24m5、正异丁醇分离精馏塔工艺设计计算结果汇总的正异丁醇分离精馏塔计算结果见表 4-2 。表 4-2 正异丁醇分离精馏塔 T-201C 的设计结果项目名称数值气相负荷 V9.413m3/s液相负荷 L0.0309m3/s已知条件气相密度 v1.212kg/cum液相密度 l737.184kg/cum液相表面力 17.8mN/m液体粘度 0.548mpa s塔型筛板塔塔径 D3.2m塔板间距 HT0.6m溢流型式双溢流型空塔速度1.171m/s堰型平直堰堰长 lw2.24m溢流堰高度 hw0.0216m设计结果板上清液层高度 hL0.06