年产5万吨1,4-丁二醇的工艺流程设计

第三章工艺流程的模拟与优化3.1物性方法的选取甲醇，氢气和顺酐 都为非极性或极性较弱的物系，选用PENG-ROB作为此设计的全局物性方法。3.2采集数据3.2.1工艺数据(一)设计项目：年产5万吨1,4-丁二醇工艺设计(二)原料名称：顺酐、氢气、甲醇。(三)产品名称及规格：工业，纯度为99.9%(四)生产时间：8000h(五)原料进料量：7500kg/h3.3工艺流程优化利用AspenPlus进行部分设备的模拟优化，。模拟最终达到了如下目的：（1）在模拟过程中，最终确定了各关键工艺参数，对系统进行了初步调优（2）结合模拟过程，对本项目工艺参数的可行性进行了验证（3）以模拟数据为前提，完成单元设备物料与能量衡算，（4）本项目中，我们将气相加氢反应器（R0201）和甲醇回收塔塔（T0304分别）进行了优化。3.3.1塔设备优化（以T0304为例）3.3.1.1优化目标优化目标：从T0301粗THF塔塔釜得到甲醇、水、BDO等的混合物，其中甲醇的摩尔分数为58.15%。混合物中存在大量的甲醇可回收利用。为减少甲醇的消耗，希望甲醇回收率为99%，在确保分离要求的前提下，尽量控制设备费用以及操作费用。3.3.1.2总板数优化使用简捷计算模块DSTWU进行初始计算，分析理论板数与回流比的关系。将甲醇作为轻关键组分，根据生产要求，塔顶甲醇收率为0.998，水的收率为0.00028，回流比设置为最小回流比的1.2倍，冷凝器为全冷凝。下图为塔板数与回流比的关系：图3-1甲醇塔理论板数与回流比的关系由上图可知，当理论板数大于40时，回流比下降趋势平缓，因此选择理论板数为40，参考DSTWU中数据，将回流比1.306，再沸比2.9作为初值，并在RadFrac模型中进行进一步优化。3.3.1.3进料板位置优化进料板位置对塔的分离效率有较大的影响，进而影响精馏塔操作时的能耗。精馏塔冷凝器热负荷小于零，再沸器热负荷大于零，冷凝器、再沸器热负荷绝对值越小越好，因此我们将再沸器热负荷（正）减去冷凝器热负荷（负）来度量精馏塔冷凝器再沸器的能耗。由图可知，在进料板为第10块板前时，塔顶塔底总负荷先随着进料板位置下降而减小，塔顶甲醇质量分率也随进料板位置下降而增加，进料板为10块板数之后，塔顶塔底总负荷、塔顶甲醇质量分率变化不大。根据《化工设计竞赛-现代设计方法评审细则》中，要求填料塔每段填料高度应为4-6m，故最终选择第14块塔板为进料板。3.3.1.4回流比优化将进料板为第10块板，结果代入RadFrac模块进行严格计算，做回流比与甲醇质量分率、质量流量灵敏度分析，其结果如下：图3-2甲醇塔回流比灵敏度分析最终选择回流比为1.3，在该点之后，增加回流比对环戊烷浓度改变不大。3.3.1.5再沸比优化将塔板数与回流比代入RadFrac模块计算，做再沸比与甲醇质量分率灵敏度分析，其结果如下：图3-3甲醇塔再沸比灵敏度分析随着再沸比增大，甲醇质量分率逐渐增大，但再沸比增大，再沸器热负荷增加，图中当再沸比为2.887时，甲醇质量分率随再沸比增加的斜率最小，故选择再沸比为2.887。以上优化过程源文件为“4-T0304再沸比模拟.bkp”。3.3.1.6综合优化结果精馏塔T0304主要用以分离循甲醇，优化得到塔的理论板数为40块（包括冷凝器和再沸器）。通过灵敏度分析结果得到塔的回流比为1.3、再沸比为2.887，优化后的加料板为第14块板上。在此优化条件下，全塔流股信息如表2所示，塔顶产物中甲醇纯度和回收率均符合要求。最终优化结果源文件为“T0304塔优化结果.bkp”。表3-1T0304精馏塔优化后分离结果流股名称T0301-WT0304-DT0304-W温度℃84.049.395.9压力bar1.50.50.5摩尔流量kmol/hr242.7139.7103.0质量流量kg/hr11886.84475.97410.9质量分率CH3OH38.06%99.97%0.66%MA0.33%0.00%0.52%MMM0.17%0.00%0.27%H2O3.78%0.03%6.05%DMM0.41%0.00%0.66%GBL3.25%0.00%5.22%BDO54.01%0.00%86.62%由表可知，原流股T0301-D中的甲醇、水、BDO的质量分率分别是0.3806、0.0378、0.5401，分离后，塔顶流股T0304-D中甲醇的质量浓度为0.9997，

塔釜流股T0304-W中甲醇的质量浓度为0.0066，达到了分离的效果，塔顶甲醇回收率99%，符合预期要求，且此时设备费用和操作费用较小，故优化合理。3.3.2反应器优化（R0201）3.3.2.1反应器温度优化根据AspenPlus做剩余DMS质量、BDO生成质量灵敏度的分析，可得到分析结果如图所示：图3-4剩余DMS质量、BDO生成质量对反应气体入口温度的灵敏度分析根据ASPEN灵敏度分析结果得，当温度大约在158℃左右时，DMS大部分全部反应完全，对于BDO和GBL的可逆反应，来说反应温度越低BDO的转化率越高，即反应温度增加有利于提高产物。同时考虑催化剂活性等问题，结合文献中的数据，最后确定反应温度为160℃，此外，由于该反应为放热反应因此我们使用饱和液态水作为移热介质，来确保反应温度的稳定。3.3.2.2反应压力优化由Aspenplus灵敏度分析结果如图2所示，随着压力的增加，BDO的生成质量增加，当反应压力大于6.0MPa时，产品总选择性的增加不再明显，考虑到设备投资，最终选择反应压力为6.0MPa。图3-5BDO生成质量对反应压力的灵敏度分析3.3.2.3反应器长度优化由Aspenplus灵敏度分析结果如图3所示，BDO生成的质量随固定床长度增大而增大，但当长度增加至4m时，BDO质量增大趋势逐渐平缓。故最终确定反应器长为4m。图3-6BDO生成质量对固定床长度的灵敏度分析3.3.2.4反应器直径优化由Aspenplus灵敏度分析结果如图4所示，BDO的生成质量随固定床直径增大而增大，通过分析可知优化固定床直径，实则是对反应停留时间的优化，直径越大，通过反应器的流速越大，管长不变，则在反应器的停留时间越长，转化率越高，反应进行的越完全。单从Aspenplus模拟的结果来看，似乎当固定床直径为0.3m时，BDO生成质量随着固定床直径的增加不明显，最终结合文献数据及工业实际情况，选择反应器直径为1m。图3-7BDO生成质量对固定床长度的灵敏度分析3.3.2.5反应器优化参数总结通过结合参考文献及Aspenplus灵敏度分析结果，确定该反应器的最佳结构参数，整理如下表所示。表3-2反应器参数优化名称名称温度160℃床层直径1m压力0.36MPa床层长度4m氢酯比200：1催化剂FME-23.4物料衡算与能量衡算3.4.1物料衡算现对顺酐加氢工段部分装置进行物料衡算，以甲醇双效精馏低压塔(T0104)为例。图3-8甲醇双效精馏低压塔(T0104)3.4.1.1甲醇双效精馏低压塔(T0104)表3-3甲醇双效精馏低压塔物料衡算表进出口进口出口流股编号P0105-0E0104-COT0104-DGT0104-WRE-CH3OH温度C66.0041846399.6452119259.3231537886.2883183359.32315378压力bar3.51.511.51摩尔汽相分率01100摩尔液相分率10011摩尔固相分率00000质量汽相分率01100质量液相分率10011质量固相分率00000质量流量kg/hr6701.2184546209.878697432.31362648871.2552823607.528193MA1.72E-140000CH3OH5329.4957693283.184062328.40475284690.2629463594.01201MMM1.19E-250000H2O1258.0090132926.6521490.126513854180.9316413.603080626DMM1.62E-130000甲醇收率DME113.68524830.000286107103.78072910.0004087259.904396602H200000DMS00000GBL00000BDO00000THF0.0104161040.0002716790.0016295690.0003881120.008670098O200000BUOH0.0180073760.0419287711.03E-060.0598982453.57E-05CO200000N200000DMSO00000质量分率MA2.57E-180000CH3OH0.7953024970.5287034130.7596446950.5287034130.99625334MMM1.77E-290000H2O0.1877283990.4712897450.0002926440.4712897450.000998767DMM2.42E-170000DME0.0169648624.61E-080.240058894.61E-080.00274548H200000DMS00000GBL00000BDO00000THF1.55E-064.37E-083.77E-064.37E-082.40E-06O200000BUOH2.69E-066.75E-062.39E-096.75E-069.89E-09CO200000N200000DMSO00000总计kg/hr12911.112911.1进口流量：P0105-0+E0104-CO=12911.1kg/hr出口流量：T0104-DG+T0104-W+RE-CH3OH=12911.1kg/hr进口物流流量=出口物流流量，故T0104物料守恒。3.4.2能量衡算热量平衡方程：其中，Qin——表示输入设备热量的总和；Qout——表示输出设备热量的总和；Ql——表示损失热量的总和。对于连续系统：其中，Q——设备的热负荷；W——输入系统的机械能；Hout——离开设备的各物料焓之和；Hin——进入设备的各物料焓之和。3.4.2.2P0101顺酐进料泵热量衡算表3-7热负荷表表3-8流股焓变计算表表3-9热量平衡计算表一览ror-9032.65-9032.39-9032.39--9032.65=

3.4.2.3T0101反应精馏预处理塔热量衡算表3-10热负荷表WQ0表3-11流股焓变计算表INOUT物流编号P0103-OT0104-DT0104-WTemperature(℃)71.0079.22267.96Pressure(bar)61.52VaporFrac000MoleFlow(kmol/hr)254.67248.905.78MassFlow(kg/hr)16457.5115695.01762.503VolumeFlow(cum/hr)274.91267.911.68Enthalpy(Mcal/hr)27490.63-22967.33-554.13表3-12热量平衡计算表一览ror-27490.636-（-27491）=

3.4.2.1E0101换热器热量衡算表3-4热负荷表表3-5流股焓变计算表表3-6热量平衡计算表一览-=第四章设备选型4.1反应器选型（R0101A）4.1.1反应器催化剂颗粒直径催化剂粒径范围是4~8mm，取催化剂的粒径为5mm。4.1.2反应器催化剂的用量催化剂总体积 是决定反应器主要尺寸的基本依据，计算公式如下：原料体积流量：V0=V1×=16.75488m3/h则顺酐酯化反应器催化剂床层的体积为：催化剂用量：催化剂装填密度为900kg/m3催化剂用量为：m=900*8.37744=7539.696kg4.1.3反应器列管尺寸及根数为消除床层空隙率的不均引起的流速不一，反应管径至少要在粒径的八倍以上。催化剂粒径5mm，给定转化管尺寸Φ56×3mm，故管内径di为50mm，即为 0.05m,据Aspen模拟优化后的管长为6m。催化剂填充高度为4.8m。催化剂单管填充体积计算公式为：催化剂单管填充体积为：V=π/4×0.05×0.05×4.8×(1-0.6)=0.003768m³ 则反应管根数为：4.1.4反应器壳体内径壳体直径计算式：则管心距：4.1.5接管设计4.1.5.1 反应器进料接管设计则接管内径为：根据GBT17395-2008无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差，选取外径为56mm，壁厚为3mm的无缝钢管，即Φ56×3mm材料为S30408的无缝钢管，接管在封头顶部处，伸出长度20mm。此时管内的流速为：4.1.5.2反应器出料接管设计由此可知接管内径为：此时管内的流速为4.1.5.3换热水进出口接管计算接管内径为：接管内径为：4.1.6反应器折流板设计参照《化工工艺设计手册第四版》第15章关于换热器的部分，圆缺高度为： 壳体直径的五分之一为最小折流板间距，壳径为最大板间距，取弓形折流板间距为壳体内径的40%：折流板数量为：4.1.7反应器拉杆，定矩管设计拉杆采用螺纹连接，与管板连接端的螺纹长度由公式：比例系数为1.3，则4.1.8反应器管板设计考虑到提升设备整体强度。管板厚度取50mm。4.1.9封头设计使用标准椭圆形封头形状系数，则有为焊接方便，封头材料与管箱筒体一致，选择材料为Q345R。则则封头的名义厚度为：壳体厚度=18mm。封头直边高度，内径的四分之一为曲边高度，即：最终确定：4.1.10反应器支座设计圆柱形裙座，材质为Q345R，对接式全焊透连续焊。地脚螺栓的结构选择外螺栓作结构形式，裙座内外侧铺设石棉水泥防火层，考虑到方便检修需设置检查孔，其直径600mm。裙座高度：H=0.75D+2=4.1m4.1.11反应器壳体厚度设计校核4.1.11.1壳层厚度设计内压容器的设计压力取设计温度一般比最高温度高15℃～30℃左右。因此反应器为内压容器，其计算厚度的计算公式为：在本工艺中，进行双面焊取，100%无损检测，焊接系数取1。许用应力[σ]t=147MPa。（300℃，Q345R）由此可计算出厚度为：查阅GB150可知，取腐蚀余量为3mm，负偏差为0.3mm。壳体的名义厚度为：所以圆整后壳体厚度取18mm4.1.12反应器压力试验及强度校核计算出来的厚度需要经过水压试验进行校核.压力校核公式：有效厚度：因此可以得到：压力校验通过需满足下式：因此耐压试验强度通过。4.1.13反应器外形尺寸汇总4.1.13.1筒体直径表4-1反应器零件尺寸图项目内径（mm）厚度（mm）外径（mm）内管50356管箱筒体2800182836筒体2800182836封头(直边部分)28001828364.1.13.2高度筒体高度：H=6m 裙座高度：H2=4.1m封头高度：H3=700+25+18=743mm=0.743m前端管箱筒体：1.5m后端管箱筒体：1.5m反应器高度：H=13.843m4.1.13.3床层的流动阻力降计算一般固定床反应器压降小于床内压力的15%。根据催化剂填充方式为结构化填充而不采用随机床填充，所以床层空隙率为0.6。选择Ergun公式进行床层压降计算式中：f——摩擦阻力系数；ρ——气体密度，3kg/m；u——床层表观流速，m/s；L——床层高度，m；——床层空隙率；pd——催化剂比表面积当量直径，m；——气体粘度，Pa·sRem——雷诺数；查AspenPlus得混合气粘度、密度等参数如下：表4-2反应器基本数据表压降计算反应器长度L（m）13.843催化剂粒径（m）0.005床层空隙率ε(m3)0.6混合气粘度µ（Pa·s）0.0000148混合气密度（kg/)18.623原料气体体积流量（m3/hr）882.68床层压降计算得到的床层压降小于入口压力的15%，设计符合压降要求。4.2填料塔设备设计4.2.1塔设计条件(T0304)通过ASPEN模拟和优化，得到T0304设备内流股介质名称、组成(质量分数)和流量。表4-3甲醇塔内介质名称、组成和流量流股编号单位T0301-WT0304-DT0304-W相态液相液相液相温度C83.9657549249.2575332695.90603168压力barb1.30.50.5001质量焓cal/gm-1552.902127-1787.797108-1419.641264摩尔熵cal/mol-K-78.79296668-58.21976209-111.7608238质量熵cal/gm-K-1.609081696-1.817421891-1.553651927摩尔密度mol/cc0.0143118190.018086010.011426229质量密度gm/cc0.7008162970.5793719230.821937477焓流量cal/sec-5127497.218-2222842.965-2922386.38平均分子量48.9676608132.034258271.93427421摩尔流量kmol/hr242.7473465139.7263715103.0209749MAkmol/hr0.3947424.75E-240.394742CH3OHkmol/hr141.179139.64738711.53161289MMMkmol/hr0.1518251.93E-350.151825H2Okmol/hr24.95950.07891594124.88058406DMMkmol/hr0.3368513.37E-160.336851DMEkmol/hr000H2kmol/hr1.04E-11600DMSkmol/hr000GBLkmol/hr4.492661.47E-184.49266BDOkmol/hr71.23273.84E-2871.2327THFkmol/hr1.34E-051.34E-051.42E-23O2kmol/hr000BUOHkmol/hr5.50E-055.50E-054.34E-21CO2kmol/hr2.26E-7000N2kmol/hr000DMSOkmol/hr0004.2.2设计温度与设计压力作为内压容器进行设计计算。设计压力应高于或等于安全阀的整定压力。因此取设计压力为1.4.21.4.2设计温度与设计压力根据GB150-2011，压力容器操作压力指压力容器顶部气相压力，对于T0401而言，塔顶压力为0.5bar，应作为内压容器进行设计计算。塔顶装有安全阀，而安全阀的整定压力为正常操作压力的1.05~1.1倍，设计压力应高于或等于安全阀的整定压力。因此取设计压力为P=1.1P=0.055MPa塔顶温度为49.23℃，体系最高温度为95.91℃，设计温度需要比操作温度高15~30℃，取设计温度为120℃，根据该操作条件和流体性质，选择Q345R来作为本塔的材料。设计温度高于操作温度15~30℃，本塔的材料选择Q345R。4.2.3实际塔板数N采用O’connell法计算塔效率:ET=0.49×(a×u)−0.245μ——在塔顶、底算数平衡温度下，进料液体平均黏度，cPα——轻、重关键组分的相对挥发度根据Aspen计算结果，可以计算出μL=0.5725cP，α=0.6921经计算得ET=0.6147所以实际塔板数实际进料塔板4.2.4塔型的选择选择填料塔，填料塔具有以下优势：(1)压力降小(2)操作弹性大(3)持液量小4.2.5填料选择填料塔的填料大体分为散装填料和规整填料。本设计方案选择孔板波纹规整填料。4.2.6结构设计根据水力学校验以及圆整得塔顶空间高在塔顶空间开设直径为900mm的人孔。根据Aspen的模拟结果，塔底空间放置液体收集装置塔底以及分布器顶部共开设4个人孔。因此，开人孔以及液体分布器的总高度(塔顶塔底有富余空间作开人孔用)：圆筒计算厚度：为焊接系数0.85；取壁厚负偏差C1为0.5mm，腐蚀裕量C2为3mm因此δ=δc+C1+C2=0.308+0.5+3=3.808mm为方便焊接、制造等，校核后更改为10mm。采用标准椭圆形封头，材料为Q345R,封头高度为WW封头计算厚度：从而为：取壁厚负偏差C1为0.3mm，腐蚀裕量C2=2mmδ=δc+C1+C2=0.308+0.+2=2.608mm向上圆整则名义厚度为3mm，经过校核后更改为10mm。裙座高度其厚度采用经验值20mm，圆柱形裙座，裙座上开设圆形检查孔，筒体高度不包括封头与裙座：H1=15.2(填料高度)+1.2+1.5+12(两个段间)+0.5=20.4m塔的总高度为：H=[HW+6(封头厚度)]+HQ+H1=23.84m选择材料为Q345R,地脚螺栓16个.(1)原料进口接管设计进料的体积流量为16.96m3/h，流体经济流速为3m/s。选择Φ50×2mm规格的无缝钢管，实际流速为(2)塔顶蒸气出口接管设计选择Φ480×9mm规格的无缝钢管，流速为(3)塔底再沸器出口接管设计进入塔底再沸器选择Φ54×3mm规格的无缝钢管，速为(4)塔顶回流入口接管设计选择Φ50×3mm规格的无缝钢管，(5)再沸器回塔底入口接管设计选择Φ480×9mm规格的无缝钢管，实际流速为接管名称体积流量m3/h实际流速m/s接管尺寸塔顶气体出口管17057.2226.197Φ480×9mm回流进料管10.0431.42Φ50×3mm进料管16.962.4Φ50×2mm塔底再沸返回管18163.6827.896Φ480×9mm去再沸器出口管17.6782.15Φ54×3mm表4-4接管尺寸总结表表4-5塔结构参数小结参数数值参数数值设计压力0.055MPa设计温度120℃塔直径精馏段/提馏段1400mm填料类型规整：MellapakPL理论板数40理论加料板14实际板数66实际加料板22填料层高度15200mm塔总高23840mm壳体材料Q345R封头材料Q345R塔筒体壁厚10mm封头壁厚10mm液体分布器槽式溢流分布器液体分布器宽度200mm填料支撑装置格栅式支撑板支撑装置宽度100mm液体收集装置整体式遮板式收集装置收集装置宽度200mm人孔数目4裙座厚度20mm地脚螺栓材料Q345R地脚螺栓大小DN76mm地脚螺栓数量16水压试验压力MPa0.3298第五章经济分析5.1直接材料费表5-1直接材料费用一览表原料名称年消耗单价总价/万元顺酐66491.2吨8800元/吨58512.26氢气4766540m33元/m31429.96甲醇22380.32吨2000元/吨4473.53DNW-I型树脂催化剂7540kg200（元/kg）150.8FHE-2型催化剂38412kg100（元/kg）384.12萃取剂DMSO352吨/年4000元/吨140.8总计65091.475.1.1原材料费用5.1.2公用工程表5-2直接材料费用一览表材料名称单价年消耗总费用（万元）电0.75元/kw·h51284480.27kw·h3846.34循环冷却水1元/t39704402.4t3970.44-25℃冷冻剂20元/t5824712t11649.42中压蒸汽240元/t77102.16t1850.45低压蒸汽200元/t299573.576t5991.47氮气0.2元/Nm323500Nm30.47仪表空气0.12元/Nm3163500Nm31.96总计27310.555.2直接工资及福利本厂定员77人，每年员工工资及总计830万元。福利金额为328.68万元。共计1158.68万元。5.3设备购置费5.3.1工艺设备价格5.3.1.1主要设备费用标准设备价格根据市场调查。非标准设备费用，进行估算采用下列计算公式：A.反应器设备(总计140.24万元)B.塔设备（总计631.62万元）C.换热器（总计309.17万元）C.气液分离器（总计33.47万元）E.压缩机（总计195万元）F.泵（总计22.74万元）G.储罐（总计200.91万元）H.混合器（总计5.6万元）总计1578.75万元5.4固定资产折旧费本项目折旧计算方法采用直线折旧法，根据如下公式计算：P——资产原值；S——预计资产残值；n——折旧年限。表5-3折旧费用一览表名称原值（万元）折旧年限（年）年折旧费（万元/年）生产设备3351.710318.41房屋建筑837.932039.8仪表工具386.8573.45总计431.665.4.1维修费5.4.2其他费用生产不可避免会产生三废。下面为三废处理所需费用表5-4产品成本汇总表废物类型所含物质处理方式处理费用废气氢气、氮气，二氧化碳以及THF和甲醇等有机物总厂火炬系统燃烧供热100万元/年废液塔顶及塔釜废水主要含有机物送至总厂污水处理装置进行生化处理。300万元/年废渣失效催化剂、生活垃圾以及包装废物失效催化剂送回供应商，生活垃圾及包装送往垃圾场.350万元/年总计750万元/年则本项目三废处理费用为750万5.4.3成本汇总表5-5产品成本汇总表序号项目估算成本(万元)1原材料及辅助费65091.472动力费27310.553人工费1158.684折旧费431.665设备购置费1578.756维修费22.597其他直接支出750总计96343.75.5销售收入和税金估算5.5.1销售收入本项目以1,4-丁二醇为主要产品，年产量为51150.88吨，同时本项目副产四氢呋喃4141.77吨。2022年，六月中旬，受上游原料货紧价扬托举，叠加下游刚需走货顺畅，1,4-丁二醇市场又开始推涨，厂家挺价愿意强烈，市场现货偏紧，1,4-丁二醇市场再次开启涨势。本项目生产纯度为99.9%的1,4-丁二醇，1,4-丁二醇为22000元/吨计算。副产品为99.8％四氢呋喃，价格为29000元/吨计算。表5-6销售收入11,4-丁二醇20000102301.762四氢呋喃2900012011.13总计114312.895.5.2税金估算（1）增值税表5-7增值税一览表全负荷时的销售收入（单位/万元）税率单位/万元销项税额114312.8913%13151.04本项目进项税92402.021310630.32增值税=销项税额-本项目进项税2520.72（2）城市维护建设税本项目城市建设维护税率为增值税的7%。为176.45万元。（3）教育附加税教育附加税率为3%。为75.62万元。（4）企业所得税企业所得税率25%，故所得税为3846.31万元。5.6数据汇总序号项目税率%税金（万元）1产品销售收入114312.89销项税额1313151.042产品总成本96153.98购入原材料和动力费96343.7进项税额1310630.32增值税132520.723城市维护建设费7176.45教育附加税376.524销售税金及附加2773.695企业所得税253846.31表5-8数据总览表第六章三废排放和处理措施6.1废水处理本项目的工艺废水中有机污染物含量相对较低，主要有甲醇双效精馏高压塔塔底废水，粗BDO塔塔顶废水，V0301气液分离罐废水和萃取剂回收塔塔顶共四股，含有各种有机物，可以送至总厂污水处理装置进行生化处理。6.2废渣处理本过程中产生的废固主要包括反应器中对应的固体催化剂、生产包装物以及生活垃圾等。按照下述废固处理的方式，本工程产生的废固经妥善收集处置后几乎实现完全处理且实现部分回收利用，避免了对周围环境产生的影响。6.3废气处理本项目产生的废气在处理后，排放全部达标；且最大程度减小了对环境的污染和对周围居民的生活影响。本项目的工艺废气主要有反应尾气，氢气循环废气、甲醇双效精馏低压塔塔顶反应物气液分离罐和THF塔塔顶废气含的废气。废气中主要有氢气，氮气、甲醇等。反应过程中不可避免面反应尾气，同时本项目管道气体的压力略高于常压，与总厂瓦斯管网压力相近，因此都可以直接送至总厂瓦斯管网，作为燃料供能原料，节约公用工程耗费。

第七章车间布置7.1布置结果为了让气相加氢反应工段的流程管道长度最短，氢气压缩机被放置在加氢车间的一楼，而三台卧式换热器被放置在合成车间的二楼。加氢反应器是固定床反应器，被放置在合成车间的一楼。经过换热器加热后，两股物流从反应器顶部进入反应器进行反应。产物反应后通过三个冷却器降温至-10℃，然后通过气液分离罐进行分离，将氢气和其他物质分离开来。图7-1车间布置平面图1图7-2车间布置平面图2第八章总结本设计采用了顺酐酯化加氢法生产1,4-丁二醇，此工艺法反应条件比较温和，设备投资费用不大，原料来源及价格稳定，因此顺酐酯化加氢法的投资费用较少。顺酐、甲醇和氢气为原料，查询有关于顺酐酯化加氢法的文献。确认流程模拟所需相关参数。打通工艺流程。通过对部分设备进行灵敏度分析确定最佳参数。对主要设备进行能量以及物料衡算。对主要装置通过模拟出的数据指导设备选型。完成本设计经济分析，同时管路及物流进行布置，绘制图纸。合理安排车间内装置布置。

参考文献[1]郝兴仁,于在群,董凌云,等.顺丁烯二酸二甲酯合成反应宏观动力学研究[J].化学反应工程与工艺,2002,18(2):103-108.[2]何思列,邢志军,毛顺利.固体酸催化合成马来酸二甲酯的研究[J].应用化工,2003,32(3):48-50.[3]何思列,邢志军,毛顺利,等.马来酸二甲酯的合成及应用[J].化工时刊,2003,17(7):41-42.[4]陈勤勇.顺丁烯二酸二甲酯的生产及应用[J].涂料工业,2001,31(11):42-44[5]1,4-丁二醇生产工艺核心催化剂实现国产化[J].石油炼制与化工,2021,52(11):115.[6]杨理.1,4-丁二醇气相脱氢制备γ-丁内酯研究[J].广东化工,2020,47(11):65-67+73.[7]曹红忠.1,4-丁二醇工艺技术路线选择和分析[J].煤炭与化工,