年产25万吨丁醇生产工艺

1、DBP等。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 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

2、开放以来， 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、 吉林化纤工业公司及大庆石油 化工总厂、北京化工四厂、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 原料简介是一种属低毒类物质。丙烯是三大合成材异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。丙烯（propylene,

3、CH2=CHCH3常温下为无色、稍带有甜味的气体。分子量42.08 , 密度0.5139g/cm3（20/4 C），冰点-185.3 C,沸点-47.4 C。易燃，爆炸极限为 2%-11%不溶于水，溶于有机溶剂， 料的基本原料，主要用于生产丙烯腈、2.2 产品简介均为重要的有机化工原料， 在医药工业、 塑本项目产品为正丁醇和异丁醇， 料工业、有机工业、印染等方面具有广泛用途。2.2.1 正丁醇1-1。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、

4、丙烯丁酯、甲基丙烯酸丁 酯等化工产品，其主要衍生物系及用途见图乙敢丁闻1IJ汀刑I'M港刚.冷申；1川型；反、举K剖苗倘畋二厂酯己一联厂陆厂赅US农药叩何£穽、傑般1足辿诃“孚"H U町叩i.厂用賓 1 11一厶左I上 厂別?kv埶jW轴jq氷.扎片t翎.拧选护序"柏m f t E 卜 di-欢- mmi讯t 金 FK适打三.金抖咎的蓿i駅1I野城帼TfViFL胶* 徐申:I . 纳M：屮段iS派JUj刊笛图1-1正丁醇主要衍生物系及其用途222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

5、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、C02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， 工厂内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

6、，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，厂区内工人们生活污水。废水系统应根据水量

7、、 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

8、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。243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公用工程宁波石化经济技术开发区内配备了整套齐全的基础设施，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。项目供电供水工业废水处理内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，保证区内企业的安全运行。园区目前建成 110KV变电站 2座（澥浦、南洪），220KV变电

9、站1座（殿跟）。规划新建110KV变电 站4座，220KV变电站2座工业用水一期 80,000t/d,二期 300,000t/d。生活用水 10000t/d园区内宁波爱普环保有限公司目前的工业污水处理能力为10,000吨/天，扩建后总处理能力50,000吨/天。北区污水处理有限公司一期城市 污水处理能力为100,000吨/天，2007年底已投入运行，未来处理能力 可达到400,000吨/天；另有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3X 130t/h次高压循环流化床锅炉、1X25MW抽凝式汽轮发电 机组、1X 12MW背压式发电机组等三炉二机

10、（已运行），可供1.3-4.1Mpa 供执八' 蒸汽。二期形成6X 130t/h次高压循环流化床锅炉、2X25MW由凝式汽轮发电机组、2X 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，扩建后总处理能力50000t/d天然气园区内部建有天然气调压站，可为企业提供天然气消防 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、 指挥亠消防、环保、抢救、防汛防台和危险源监控等方

11、面的协调管理工作中心液体灌区正在建设中，低温乙烯储罐： 20,000立方米X 2,低温丙烯储 罐：30,000立方米X 1,覆土式压力储槽：3,300立方米X 11,低温液氨 仓储储罐：20,000立方米X 1。镇海液体化学品码头内建有液化品罐区。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原料的管廊已经建成通讯采用地下光缆，拥有程控电话，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3. 工作内容及要求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

12、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。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。

13、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宁波石化经济技术开发区。宁波石化经济技术开发区位于杭州湾南岸， 宁波镇海区西北侧辽阔的海涂上， 规划面积56.22平方公里。区内地势平坦，依江临海，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。宁波及周边地区经 济的快速发展和宁波杭州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。园区距宁波市区仅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，

14、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。

15、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容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，NMF工艺的能源消耗较其他工艺都小，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

16、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Dav

17、y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

18、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

19、补充新鲜催化剂。4、美国伊士曼公司羰基合成工艺2-1 o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。工艺技术方案见表反应器形式塔式内装若干个降膜 蒸发器的搅拌器技术先进性、应用的广泛 性和可靠性原料来源广泛;原料来源广泛;催化剂活性好;催化剂活性好;带搅拌桨釜式反应器原料来源广泛；催化剂活性高；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%> 99.5> 97> 99.5原料 "Xt/t产丙烯0.6

20、10.610.602单耗品100% 合成Nm/t719690715计气产品溶剂正异构丁醛>, f r. r r'、仁、( . r r、 /. r >无铁丁醛»,t_f_. r r，-f 1/ jyz I r(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、催化剂分离方式液相循环气相循环液相循环温度10012590110压力MPa2251.51.9主要技正/89/1310/1425/1术参数异比转化%96919193率消耗定额低，操作 温度、压力较咼；1 1 J /|_|八 1 0 9 J/I、作温度、压力较 高；流程短；消耗定

21、额较高；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，现在国内引进的主要为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。322工艺流程设计 丁醇工艺方块流程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

22、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， 化剂，气体分配器以及搅拌器的作用下， 溶液中，并于OXO反应是放热反 应，反应 热通过产105C、1.6 MPa 条件下,内有冷却盘管和进料气体分配器。在铑催 原料气体以小气泡的形式扩散在催化剂 通过低压羰基合成反应生产出混合丁醛。I緞基合戚暹歸魁一彳加氧T呼丁时I金成气I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

23、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130C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

24、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Hk-COGHOUTGHcao温度/ r40.0040.0020.00-47106.60压力/bar26.0026.003.0022.60fW气体1 口鴉应NKfFHR-14；_ S3HB 匚）_卜2-CC FT-IP-I丙烯璨基合成反应器-Q |C4H90 IO汽提塔摩尔流量/kmol - hr"11100.00490.00203.8519.8442.7514Ci討1-6脱董组分塔正异T醇分离堪质量流量/kg hr116228.5120619.51

25、3897.001025.5531925.47体积流量/cum hr1101.5343.031656.211.46443.478各物质的质量流量/kg hr00239.53192.810CH020619.51592.36388.1701130.900190.100CO15097.6102298.091.7250GHO（正丁醛）00517.28334.6529548.17YIDINGQ（异丁醛）0059.64108.182377.29进口质量流量36848.03出口质量流量36848.03羰基合成反映的化学反应方程式，如下式 1-1、1-2和1-3 0(1-1 )(1-2)(1-3)主：ChCH=

26、CH+ CO+HCHCHCHCHOCH 3CH=C2+CO +H (CH) 2CHCHO畐1：CHCH=C2+Ht CHCHCH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

27、段物料衡算表QUANOUTQINGZHONGGHOYDC温度/ r40.00106.7000133.5099.0089.70压力/bar26.004.003.003.001.000.500.50摩尔流量/kmol hr500.00450.2557.246.4990.092409.6333.25质量流量/kg hr1007.9432466.57167.33468.6761030363.502465.00Mass Flow/kg - hr"11007.940113.890.003000CHO030017.1648.06395.335000.12GHwO000.1227.453.11303

28、62.400.40YIDINGC000.1214.4301.092464.46YIDINGQ02449.415.0631.128000HbO000.070.322000C8H14O00002.7500GHwQ00001.3500DSDZ（丁 酸丁酯）00002.220.010YDSDN异丁酸丁酯）00000.5500进口质量流量33474.51出口质量流量33474.51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：CHCHPHCHOH2CH3CH2CH2CH2OH(1-4)CH 3 2 CH 2CHO H 2CH3 2CH 2CH 2OH(1-5)副反应为：2C4 H

29、 8OCsH16 O 2(1-6)CH3CH2CH2CHOH2CH3CH2CH2CH2OH(1-7)1007.94kg/hr由表3-2可知，该工段进料为混合醛和 H2,质量流量分别为和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

30、料是守恒的。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GHHt-CO0UT10UT2caQINGZHONG GHoOYDC温度/ r404040200-4701349990压力/bar2626263323111摩尔流量/kmol hr-1490101050010457226041033质量流/kg hr1206201490110082037167101746910303632465体积流量/cum hr431011501845433210413Mass Flow/kg -

31、 hr"1GH00016602670000GH206200042305540000Hk0103810089711400000CO01386201061020000GH8O00026148128395000GHwO000000273303620YIDINGC00000014012464YIDINGQ0003056631000H2OGHwOC8H14OGHwQDSDZ（丁酸丁酯）YDSDZ（异丁酸丁酯） 进口质量流量（Gf+CO-H+H）36528出口质量流量36528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

32、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剂的换热。WH 俞入系统的总的机械能。刀Hout离开设备的各物料焓之和。刀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。HoutHin1）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 0丙烯栽基合成反应器汽提塔图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 0进斛UlXER-lr-col-27.20丙烯羰基合成反应工段具体输入功与热负荷见表3-5 0Hb-COGfOUTGHOcaTemp eratu

33、re/r404020106.6-47P ressure/bar262632.62Vapor Frac10100Mole Flow/kmol-hr-11100490203.85442.7519.8Mass Flow/kg hr-116228.5120619.513897.0031925.471025.55Volume Flow/cum hr-11101.53743.0351656.2143.4781.46En thal py/Gcal -hr-1-14.1150.931-2.641-24.051-0.51表3-4羰基合成工段流股焓变计算表-13.18H in/Gcal -hr"1H o

34、ut/Gcal hr-1-14.022 H out- 2 H in (Gcal/hr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-12.456539R-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-10T-1塔顶冷凝器热负荷/Gcal hr-1T-1塔底再沸器热负荷/Gcal hr-1-12 Q/Gcal hr-0.315211.861684-14.0235丙烯羰基合成反应工段热量衡算具体见表3-6 0脚ooij正T甬表3-6羰基

35、合成反应工段热量衡算计算表项目数据-12 H out- 2 H in/Gcal hr-14.0232Q/Gcal hr-1-14.0235error0.00052) 丁醛加氢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 0表3-7丁醛加氢反应工段流股焓变计算表QUANH2OUT QING ZHONG YDCGHwOTemperature/ °C106.704000133.589.799P ressure/bar4263310.50.5Vapor Frac0110000Mole Flow/kmol - hr

36、"1450.2550057.246.490.09233.25409.63Mass Flow/kg hr"132466.51007.94167.33468.61024630363.50-1Volume Flow/cum hr44.22500.699433.320.540.0133.3441.23En thal py/Gcal hr-1-24.450.052-0.04-0.39-0.008-2.53-30.432 H in/Gcal hr-1-24.40-12 H out/Gcal hr-33.422 Hout- 2 H in /Gcal -hr-1-9.01丁醛加氢反应工段输

37、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E-3 热负荷 /Gcal hr-13.72663813R-2 热负荷 /Gcal hr-1-6.2217924E-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-1-0.179827

38、2T-4 热负荷 /Gcal hr-1-10.148135T-4 热负荷 /Gcal hr-19.77255052 Q-9.01777518表3-9丁醛加氢反应工段热量衡算计算表项目数据-12 H out- 2 H in/Gcal hr-9.0172Q/Gcal hr-1-9.01777518error0.0007325绘制物料流程图和带控制点工艺流程图图3-6羰基合成工段物料流程图 . 产 .b 1 M 一 .旦117C*图3-7丁醇合成工段物料流程图£厂卜* *J严.Ait$«_THe："11Lr-® *>1|,11 r03 -H* |匸1 &

39、#165; V鸟* IFL!.1iI T * £Ih I _S “丄p irr图3-8羰基合成工段带控制点工艺流程图<1 =2Ui( fl一Tfc-*n；A-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as pen模拟得到的数据计算得 气相平均流量和液相平均流量VS 9.413m3/sLs 0.0309m3/s气相平均密度和液相平均密度0.017aN/

40、mL 787.184kg/m液相平均表面张力和粘度1、2、3、0.0178N/m4.223塔体的工艺尺寸计算最大空塔气速依据式（4-1 ）计算0.548m pas(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U max =C取板间距H=0.6m,对于常压塔hL的取值围是 0.050.08m,取hL=0.06m,则HT-h L=0.6-0.06=0.54m9(Vs丁宀曙9 (册2=0.0810anaO 2t>OMO 0.60 CJLflO 1.0(0.W tt0 020. Oft 0.04* *是，去-上芒*芒*县.

41、玉 9土八”宀V6卞上齐-卞亠r» 0 10gO. inr ama;jja IS fn. i n图4-1史密斯关联图查图可知 £20=0.112，则 cpT）：2=0.112 则 Umax=cF=0.109 取安全系数为b.7 （安全系数范围为L" v737.184-1.2122/17.8、0.2()=0.10920=2.696 (m/s)0.60.8 )。D/3p=3.12(m)u=0.7umax =0.7 2.696=1.887 (m/s)按标准塔径圆整后取D=3.2m横截面积 AT =0.785 D2=0.785 3.22=8.04 m2 空塔气速：u= =

42、9 = 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。4-1。溢流类型、塔径、液体负荷之间的经验数据见表表4-1液体负荷与溢流类型的关系塔径液体流量（cum/h）(mm)单溢流双溢流四溢流2000<9090-160-3000<110110-200200-3004000<110110-230230-3505000<110110-250250

43、-4006000<110110-250250-450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 =0.73.2=2.24（ m）堰上层高度how由下式（4-2）计算，即:2 ）溢流堰高度 选用平直堰,（4-2）2Q近似取E=8,则 how- 1100023111.2833、=0.0384( m) 2.24上层清液层高度hL=60mm3）由取hw =hL -how =0.06-0.0384=0.0216( m)弓形降液管面积查弓形降液管参

44、数图（见左图） 得， 则hi= hL 0.60 0.06 0.0036 m液柱Af0.09 8.04=0.723( m2)Wd=0.16 3.2=0.512( m)验算液体在降液管中停留时间,AfHT 0.723 0.60 一“ c 14.05 8s故降Ls0.309液管设计是合理的。流体力学计算与校核塔板压降 干板阻力计算：由 d。/12/3 4 ,查得 0=0.7，所以2he丄？亠虫0.051?上里32.562 气体通过液层的阻力737.184_v =9.413=1.287( m/ s)F0 害a 氏 丿谿力乡社仃 kg1/2 /查图得 =0.60故h1= hL 0.60 0.06 0.0

45、036 m液柱 液体表面张力的阻力4 L4 17.8 10 33、1)0.70.181(m 液柱)Uas m1/22)3)h一 0.0008(m)Lgdo737.184 9.81 0.012气体通过每层塔板的液柱高度hp he h 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Pp hp Lg 0.1854 737.184.39 9.81 1.341kPa 50kPa(设计允许值)雾沫夹带故在本设计中雾沫夹带量eV在允许范围内漏液对筛板塔，漏液点气速0,min 4.4COL/ V4.4 0. 0.0056 0.13 0.06 0.0008 73

46、7.184/1.2128.527(m/s)实际孔速 032.562 m/s 。吋6 6ev5.7 10 ()3.2 5.7 103 ()3.2 0.0092kg液/kg气)0.1 kg液/kg气)LHt 2.5117.8100.6 2.5 0.06稳定系数为K一J32.5623.81.5n mjn 8.527 故在本设计中无明显漏液。液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd Hthw取=0.7，贝UHt hv =0.7 0.6+0.0216 =0.435降液管中清液层高度依式(4-4)4、1)2)3)4)Hd h ph hd22而 hd 0.153'00.153 0.20

47、0.00612（m 液柱）Hd 0.185 0.06 0.006120.2515（ m液柱）Hd Ht hw，故在本设计中不会发生液泛现象。 塔高的确定 塔板数 由aspen模拟得塔板数 塔顶空间高度 塔顶空间高度计算见式Nt 904-5。Hd取 HD 1.5Ht=1.5 0.6=0.9 m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, VLs 3 600.0309 3 60 “h 0.69 m取塔底液面距最下面一层板留1米，故塔底空间Hb 0.69 11.69 m裙座高度1.52.0 Ht(4-4)(4-5)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