年产10万吨正丁醇生产工艺的设计

1年产10万吨正丁醇生产工艺的设计正丁醇（CH3CH2CH2CH2OH）是一种没有颜色透明的、有酒气味的重要有机化工原料，涉及到生活中的方方面面，是多种涂料的溶剂和制增塑剂邻苯二甲酸二甲酯不可缺少的原材料，同样良好作用在有机合成中间体和生物化学药的萃取剂，也是生产醋酸丁酯、丙烯酸丁酯、乙二醇丁醚的原料，另外还可以用来生产表面活性剂。本设计中进行对正丁醇的几种生产工艺方案的详细对比后，选择低压羰基合成工艺方法，以合成气（H2、CO）和丙烯为原料，选取三苯基膦铑催化剂，合成正丁醛，再精制粗正丁醛，然后加氢生成正丁醇，实现正丁醇生产工艺的设计。根据项目设计年产量的要求，通过把物料衡算、能量衡算和设备选型初步计算运用在设计中，测算车间以及设备的基础参数。同时对正丁醇的生产过程中产生的三废也进行了简单处理说明；对正丁醇单元进行了简单的安全性分析。并画出了关联设计单元的PID图、PFD图、和关键设备图和车间平面布置图。关键词：正丁醇；三苯基膦铑；低压羰基合成；物料衡算；设备选型Theproductivetechnologyof100,000tonsn-butylalcoholperyearAbstractN-butylalcohol(CH3CH2CH2CH2OH)isacolorless,transparent,winesmellofimportantorganicchemicalrawmaterials,involvingeveryaspectoflife,isavarietyofcoatingsolventdimethylphthalateplasticizerandimportantrawmaterials,alsousedinthemanufactureofbutylacetate,butylacrylateandethyleneglycolbutyletheraswellasintermediatesinorganicsynthesis,andbiologicalaspectssuchastheextractionsolventofchemicalmedicinealsohasarelativelygoodapplication,andalsousedinthemanufactureofsurfactant.Afterthedetailedcomparisonofseveralproductionprocessesofn-butylalcoholinthisdesign,thesynthesisprocessoflow-pressurecarbonylgroupwasadopted.Thesynthesisprocessofn-butylalcoholwascarriedoutbytakingsyngasandpropyleneasrawmaterials,usingthecatalystoftriphenylphosphinerhodiumtosynthesizen-butyraldehyde,thenrefiningthecruden-butyraldehyde,hydrogenationtopreparen-butylalcohol,andthedesignoftheproductionprocessofn-butyialcoholwasdeveloped.Accordingtotherequirementsoftheprojectdesignannualoutput,thematerialbalance,energybalanceandequipmentselectionaremainlycalculatedinthedesign,andthebasicparametersoftheworkshopandequipmentareobtained.Atthesametime,thethreewastesproducedintheproductionprocessofn-butanolwerealsobrieflytreated.Thesafetyofn-butanolunitwasanalyzedsimply.ThePIDdiagram,PFDdiagram,keyequipmentdiagramandworkshoplayoutdiagramaredrawn.2Keywords:N-butylalcohol;Triphenylphosphinerhodium;Synthesisoflowpressurecarbonylgroup;Materialbalance;Equipmentselection1前言 41.1正丁醇的简介 41.2正丁醇的广泛应用 41.3正丁醇的研究现状 51.4国内供需状况 51.5国外市场 71.6正丁醇的市场发展前景 72生产工艺路线的介绍与选择 82.1基本思路及方法 8 2.1.2丙烯羰基合成法 92.1.3醇醛缩合法 92.2羰基合成法的四种工艺 92.2.1低压羰基合成工艺 92.2.2三菱化成低压羰基合成工艺 2.2.3巴斯夫低压羰基合成工艺 2.2.4美国伊士曼的羰基合成工艺 2.2.5可行性分析 2.3正丁醇生产工段路线的选择及简述 2.3.1工艺流程的选择 2.3.2丙烯氢甲酰化工段 2.3.3丁醛加氢工段 2.3.4产品精制工段 3物料衡算 3.1生产能力的计算 3.2羰基合成反应工段的物料衡算 3.3丁醛加氢反应器的物料衡算 3.4正异丁醇分离塔的物料衡算 3.5物料数据衡算汇总 4能量衡算 4.1能量衡算的相关介绍 4.2加热器的能量衡算 2234.3羰基合成反应器能量衡算 234.4冷凝器能量衡算 254.5丁醛加氢反应器能量衡算 264.6正异丁醇分离塔能量衡算 275主要设备设计与选型 295.1正异丁醇分离塔的工艺尺寸设计 295.1.1产品浓度计算 295.1.2平均相对挥发度 305.1.3精馏塔最小回流比计算 325.1.4理论板数的计算—简捷法 325.1.5全塔效率估算 335.1.6实际板数与加料板位置计算 345.1.7精馏塔主要工艺尺寸的设计 345.1.8塔径的计算 395.1.9浮阀塔板结构与设计 5.1.10塔板分布、浮阀数目及排列 425.1.11塔板的流体力学 445.1.12塔板负荷性能图 475.1.13浮阀塔的材料选择 525.1.14塔总高度计算 526附属设备的选型 536.1换热器的选型 536.1.1试算和换热器的选型 536.1.2核算总传热系数 546.2进料泵的估选 556.2.1泵的扬程 556.2.2泵的选型 566．3储罐的估算 566.3.1回流罐的估算 576.3.2产品回流罐的估选 577环境保护与安全分析 587.1“三废”的产生情况 587.2污染物处理措施和综合利用 587.3噪声来源及处理 587.4绿化 5947.5危险性分析及处理 597.5.1危险性分析 597.5.2安全对策与建议 598设备的自控方案 598.1离心泵的自控方案 598.2换热器的自控方案 608.3精馏塔的自控方案 619非工艺部分 619.1公用工程 61 61 629.1.3生产区域的采暖和通风 629.2生产防火 6310车间布置 6310.1工厂地址的选择 6310.2车间布置概述 6411总结 65参考文献 65谢辞 69 701.1正丁醇的简介正丁醇是一种特定的液体，其具有固定的分子式，为CH3CH2CH2CH2OH。在名称上，这种液体也可以被称为丁醇、酪醇或丙原醇；在物理属性上，这种液体是无色透明的，并且伴随着酒气味。在质量上，这种液体的相对分子质量为74.12。根据相关手册及资料，可以得到这种液体的熔点、沸点和相对密度分别为-88.9℃,117.25℃和0.8098g/cm3。考虑到这种液体与其他液体的兼容性质，总结发现正丁醇溶于部分有机溶剂，具体包括水、乙醇、醚等。不一样的是，正丁醇与水的兼容性质较低，仅微溶于水。1.2正丁醇的广泛应用正丁醇的应用领域十分广泛，它可以生产增塑剂，也可以作为原材料，同时也可以5作为一些化合物质的萃取剂和添加剂。在一些特殊的领域，正丁醇也常常被用来脱蜡、活性、色谱分析等。作为生产增塑剂的化学物质，正丁醇可以大量生产正丁酯类增塑剂，这类增塑剂主要以邻苯二甲酸和磷酸为主。当然，正丁醇也是化工领域的重要原材料，在有机合成中，它可以有助于产生丁醛、丁胺等特殊物质[1]。其次，正丁醇同时具有了萃取功能，它可以萃取医药领域的重要药物，这些药物主要以维生素和抗生素为主。在一些特殊的领域，正丁醇也可以充当溶剂和脱蜡剂，在大部分印刷厂中，对其中油墨的生产和持续沿用发挥了重要的作用；在部分物理或化学实验中，实验者们往往也会选取正丁醇来进行相关的色谱分析或有机合成。1.3正丁醇的研究现状20世纪50年代初期，我国工业、化工等领域首次开始生产正丁醇这种物质。对于正丁醇的特殊且复杂的生产过程，生产方式主要采用了发酵法，这种方法在当时是最有在少量生产时，主要经历以下四个步骤：第一步，选取五谷粮食或糖蜜为原料，将特定的原料碾碎，加入一定量的纯水，可以形成发酵液，此时发酵液主要呈现胶状；第二步，用高压蒸汽法处理加入水后的发酵液，其主要的目的是为了保持生产过程的无菌环境；第三步，冷却静置一段时间后，接入特定的纯丙酮一丁醇菌种，此时需要注意的是维持发酵温度在36至37°,温度的精准控制是有效发酵的关键步骤之一。第四步，注意收集发酵过程所产生的气体，包括二氧化碳和氢气这两种，对所产生的气体进行精馏操作，可以得到丁醇、丙酮和乙醇等。以上四步法的优点是分离所得到的正丁醇的纯度较高，但缺点是所得到的正丁醇的量较少。正丁醇的生产方法还有很多，其中通过酒精法生产的方法也比较常见，此方法可以生产丁二烯副产的丁醇；除此以外，化工领域还有采用粗醇加氢法，来进一步精制得到丁醇[2]。改革开放以来，我国经济实力变得更加繁荣昌盛，各行各业都发生了改变。石化工业领域采用了先进的技术，设计并制造出了一批大型的生产装置，可以用于高效、大量地生产纯度高的正丁醇物质。这一些大型装置还另外包括将羰基合成丁醇地生产装置。正丁醇物质的生产发源地主要与其生产厂家有关，就正丁醇的生产厂家而言，主要包括山东齐鲁石化、大庆石化、吉林化学工业公司等，这些生产厂家的主要城市位于山东、北京、吉林等。除中国外，外国也有特定的正丁醇生产厂家，其中常见的是扬子-巴斯夫公司，该公司属于德资企业[3]，因此正丁醇的生产方式在德国也较为成熟。1.4国内供需状况在我国，正丁醇的供需状况较为稳定，主要需要使用到正丁醇的领域以化工和医6图1.12012-2018年中国正丁醇产能统计情况药两大领域为主。化工领域为主要消费领域，占据了我国正丁醇消费量的四分之三，运用正丁醇，可以大量生产出酯类化学物质，主要以丙烯酸丁酯和醋酸丁酯为主。由于酯类化学物质之间可以进行互生产，因此酯类化学物质各自对正丁醇原料的消耗比例并不图1.12012-2018年中国正丁醇产能统计情况在医学上被广泛应用，因此正丁醇在医学上也显得尤为重要。截至目前，我国正丁醇的产和产量呈现快速增长的趋势，主要表现为一般化学物质的三倍增长速度。据可靠数据表明，从2012年-2018年，短短的6年时间内，正丁醇物质的产能翻了约3.5倍。与此同时，随着产能的快速增长，其产量也快速增加。2018年的产量是2012年产量的2.6倍。在表观消费这一块，我国正丁醇表观消费量自2014年开始呈稳步增长态势。相关数据显示，2018年中国正丁醇表观消费量为202.9万吨，同比增长6.2%。在进口这一块，在正丁醇并未实现量产之前，我国的丁辛醇产品的自主生产能力较弱，只能依靠进口渠道获取，且进口量远远超过了其他国家的进口量，消耗量了我国大量的进口成本。当正丁醇可以在化工领域被大量高效生产时，近几年进口量有所收缩。根据中国海关数据显示，到2018年年底，同比下降27.7%。表1.12012-2018年我国正丁醇各项数据情况年份2012201320142015201620172018产能(万吨/年)79138.6156.2210.8215.4232．3276.6产量（万吨/年)70.28108.2124.8147.2151.4165.3183.7表观消费量（万吨）119.8149.8144.1170.6182.8191.6202.9进口量统计（万吨）48.841.219.822.832.627.419.713000产能（万吨）.■20122013201420152016■201720187产量（万吨）2012201320142015201620172018表观消费量（万吨）02012201320142015201620172018图1.32012-2018年中国正丁醇表观消费量统计情况图1.22012-2018年中国正丁醇产量统计情况进口量统计（万吨）02012201320142015201620172018图1.42012-2018年中国正丁醇进口量统计情况1.5国外市场在正丁醇的国外市场，全球正丁醇这种化学物质的主要产地为美国、欧洲、日本等地，其中较大且重要的生产商有美国陶氏化学和塞拉尼斯等。从正丁醇生产国的规模和大小来看，规模由大到小依次为美国、西欧、日本。将亚洲与外国对正丁醇的供需趋势对比来看，以美国为首的外国市场对正丁醇的需求量正区域平缓，原因主要在于正丁醇等物质的市场的成熟化趋势。而亚洲国家对正丁醇的需求量将持续增长，预计其产能和产量在近五年内也会呈现出明显的增长趋势，主要原因在于亚洲地区目前仍然面临着需求缺口大和需求大的现状。1.6正丁醇的市场发展前景虽然我国近年来正丁醇生产发展较快,但是我国市场的供需情况仍然是供小于求，所8以每年正丁醇还是保持了一定的进口量，以维持国内的供需平衡[5]。近几年，丁辛醇的生产装置被建立并陆续投产，丁辛醇的产量得到快速的提高，并逐渐能够满足工业和医药领域的需求量，市场将逐渐趋于饱和[6]。然而，与国外市场相比，我国对于丁醇下游衍生物产品的开发能力还是较弱。丁醇衍生的性能特殊、附加值高，对这类生物的开发能力直接影响了我国正丁醇的市场发展。这类衍生物的开发所需的技术含量较高，我国目前还受制于国外，其开发技术远落后于国外市场。因此，对于关键技术的掌握是我国在丁辛醇生产上的一个瓶颈，一旦突破了这一瓶颈，辛醇的批量生产将迎来新的增长势头，我国也有望摆脱对国外市场的进口，真正实现自主生产。随着燃料汽油的不断兴起，在同类化学物质中，丁醇具备的经济和性能优势更多，其需求量与日俱增[7]。因此，越来越多的化工领域运用合成气和丙烯，结合三苯基膦铑催化剂，来进一步合成正丁醛，后续通过加氢的方法来得到精制的正丁醇。催化剂的使用是生产过程的关键一环，因为该类特定的催化剂具有其他催化剂所没有的特性，包括了温度低、压力低、正异构比高和副反应少等性质。同时，只有改进生产工艺技术和转型优化，达到环保节能生产要求，才有利于提升自身竞争力，才是立足于市场的根本途径。2生产工艺路线的介绍与选择2.1基本思路及方法在正丁醇的生产思路方面，主要是选取了合成气和丙烯为原料，将三苯基膦铑这种化学物质作为稳定发挥作用的催化剂，最终可以合成非精制的正丁醛物质。基于此，需要将所合成的正丁醇进行精制化，主要精制方法是加氢法。在生产方法上，在工业领域，正丁醇的生产方法最常用的是发酵法，其次是丙烯羰基合成法和醇醛缩合法这两种，这三种方法各有其特点，根据生产厂商的特定需求进行相应取舍。2.1.1发酵法在少量生产时，常常采用发酵法。这种方法主要经历以下四个步骤：第一步，选取五谷粮食或糖蜜为原料，将特定的原料碾碎，加入一定量的纯水，可以形成发酵液，此时发酵液主要呈现胶状；第二步，用高压蒸汽法处理加入水后的发酵液，其主要的目的是为了保持生产过程的无菌环境；第三步，冷却静置一段时间后，接入特定的纯丙酮一丁醇菌种，此时需要注意的是维持发酵温度在36至37°,温度的精准控制是有效发酵的关键步骤之一。第四步，注意收集发酵过程所产生的气体，包括二氧化碳和氢气这两种，对所产生的气体进行精馏操作，可以得到丁醇、丙酮和乙醇等。92.1.2丙烯羰基合成法三种合成气在稳定催化剂的作用下，可以生成丁醇类物质。通过加氢法得到精制后的丁醇，相应生产过程的反应方程式：CH3CH=CH2+CO+H2CH3CH2CH2CHO+(CH3)2CHCHOCH3CH2CH2CHO+H2CH3CH2CH2CH2OH（CH3)2CHCHO+H2（CH3)2CHCH2OH如果改变上述的催化剂，使用钴作为催化剂，那么全程的反应需改变压力环境和温度环境，压力选取10～20MPa，温度选取130～160°C，生成的丁醇类物质主要包括正丁醇和异丁醇，其对应的含量比为3：1。在20世纪70年代，一些工业领域开始将催化剂改为铑络合物，可使反应可在0.7~3MPa和80～120°C下进行，生成的丁醇类物质主要包括正丁醇和异丁醇，其对应的含量比为16：1。通过加氢的方法，可以使得制备得到的酯类物质的纯度提高。2.1.3醇醛缩合法在两个分子乙醛的合成反应下，经过缩合和脱水的两个阶段，可以得到巴豆醛，其反应过程可以表述为：在温度和压力分别为180°C和0.2MPa的环境下，加氢生成正丁醇：CH3CH=CHCHO+2H2CH3CH2CH2CH2OH在以上三种正丁醇的生产方法中，丙烯羰基合成法的原料更容易获得，且正丁醇产量高，具有很多优点，成为正丁醇最重要的生产方法[8]。2.2羰基合成法的四种工艺2.2.1低压羰基合成工艺采用了低压羧基合成工艺的公司主要有三家，主要分布在美国、英国等，简称UCC/Davy法或U.D.J法。在这种工艺法中，选取了铑作为催化剂。在20世纪70年代，装置投入生产,目前世界约五分之三左右的装置采用该技术。在该合成工艺中，羰基合成催化剂的循环方式不一样，主要分为液相和气相两种。在20世纪80年代，液相循环工艺被开始运用于工业领域。通过将反应器串联，扩大反应器的容积利用率，加快生产速度。与此同时，两台反应器的反应能力也得到一定的提高，串联后的总反应能力是串联前的1.5-1.8倍。采用液相循环工艺，世界多台生产装置已经建成。低压羰基合成工艺法具有很有优势，其中，原因之一是原料消耗率低，这也是最关键的原因。操作容易，物料对设备腐蚀低，流程短，设备较少，投资低也是不可忽视的重要原因。2.2.2三菱化成低压羰基合成工艺该工艺采用铑络合物作为固定催化剂。在进行反应和生产过程，这种工艺的反应压力和反应温度低。在反应所得产物上，产物正异构比较高。在反应副作用上考虑，物料对设备腐蚀低。总结分析这种工艺法的优缺点，优点是省去了闪蒸和蒸发的过程,使工艺更加简单。缺点是设置了丁醛塔专门分离催化剂,且催化剂回收系统相对繁琐。在投资这一块，连续添加催化剂的过程，流程时间比较长，因此总投资会相对增加。2.2.3巴斯夫低压羰基合成工艺在20世纪80年代，本节所介绍的工艺法进入了工业化环节。这种工艺发的配位体是三苯基膦化合物，催化剂仍旧采用铑的络合物，这一点与上一节所介绍的工艺法类似。其中，采用了丁醛和高沸物来配制催化剂溶液。在循环工艺的选择上，采用了较为普遍和通用的液相循环工艺。为了实现催化剂的再生技术，每年抽出约十分之一左右的催化剂送去再生。2.2.4美国伊士曼的羰基合成工艺该工艺技术的主要特点是产品方案的多样化和生产过程的灵活，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[9]。综和以上几种合成工艺方法的特点及优缺点，本文的设计实验方案最终选取采用低压羰基合成工艺,对于这种工艺法，国内引进的主要为Davy-UCC技术。该工艺特点包括以下五种:①在取丁醇过程中，工艺方法较为成熟，催化剂的活性剂高;②反应温度和压力较低易达成，单程且工艺简单;③流程短以及使用设备少，操作费用低;③原料的转化率较高，醛的副产物低;⑤操作相对稳定，液相循环新技术先进等。2.2.5可行性分析低压羰基合成工艺所产生的经济效益最高，对设备没有腐蚀，并且比其他工艺消耗的能源更少，这意味着该项目具有良好的生态和经济优势。生产过程中只含有少量的“三种废物”，因此该装置对环境较为友好，属于环境友好型装置，对环境保护具有积极的影响。同时也可以为社会的就业人员提供相应的工作岗位，减缓就业压力。总而言之，正丁醇的预期消耗量将继续增加，需求将迅速增长。市场的总体趋势是供需之间的差距继续扩大。目前，新建的正丁醇装置具有有利可图的利润优势。正丁醇的衍生物的附加值极高，我国对于高性能的增塑剂的自产能力还没有达到一定的水平，仍受国外技术和国外市场的影响，所以只能部分依赖于进口[10]。2.3正丁醇生产工段路线的选择及简述2.3.1工艺流程的选择在本设计中，将完成量产的正丁醇合成气净化和羰基合成工艺。其中，量产的正丁醇的具体定义为年产10万吨。以精制的合成气和丙烯为原料，在低压环境下，选择气相循环工艺，进行羰基合成反应。在反应釜中，发生氢甲酰化反应，进而生成混合丁醛。通过加氢法，对混合丁醛在反应器中进行纯化，生成产品正异丁醇。最后，在精馏塔中，完成正丁醇和异丁醇的分离工艺操作。整个流程可以细分为三个工段，主要包括反应工段、加氢工段和产品精制这三个工段。工艺流程方框图、工艺流程简图如图图2.1和2.2所示。图2.1工艺流程方框图图2.2工艺流程简图2.3.2丙烯氢甲酰化工段将粗制合成气用于多级纯化，以除去氧气，硫和氯等杂质，以防止铑催化剂中毒。经特定的系统，丙烯将硫化物和氯化物等杂质清除，随后与净化合成气合为一体，送入羰基合成反应器，反应器为带搅拌的鼓泡式反应器，其形式为串联式。其中，特定的系统具有多级净化功能。在串联的两台反应器中，气、液相出料由第一反应器进入第二反应器。第二反应器的气相出口通过气液分离器，然后液相返回到反应器。从第二反应器的液相排出的物质通过蒸发器以分离高浓度催化剂以进行再循环。在铑这种物质的催化下，原料气体扩散在催化剂溶液中，其主要的扩散形式为小气泡的形式。在温度和压力环境分别为并于105℃和1.6MPa下，生产出混合丁醛，其主要的合成反应为低压羰基合成反应[11]。丙烯和丙烯溶解在粗丁醛中，大部分丙烷和丙烯是通过原料气蒸气提取的。分离溶解在粗丁醛中的气体，并且在塔底获得的高纯度的丁醛。2.3.3丁醛加氢工段将来自羰基合成段的丁醛蒸发到蒸发器中后，将生成的气相丁醛与高纯度氢气混合并进入固定床加氢反应器[12]。将压力环境和温度环境分别设置为0.4MPa和130℃,经过加氢这一步骤后，可以发现转化率及选择性明显增高。经过冷凝后，将化学物通过气液分离器进行分离步骤，分离可以得到出高纯氢气。氢气的纯度得到提高，这种高纯度的氢气可以用于循环使用[13]。2.3.4产品精制工段混合丁醇液体分别进入塔内，部分轻组分杂质除去排出，与此同时，重的杂质也被清除干净，进行正异丁醇分离塔。最后，得到纯度极高的异丁醇产品，其纯度为99.8在塔底得到的正丁醇产品纯度，高于异丁醇的产品纯度，其纯度为99.5％。3物料衡算本节的物料衡算主要是基于质量守恒定律。质量守恒定律的物理含义可以通过下式表示：式中∑퐻进——进入系统的物料量总和；损——损失的物料量总和；∑퐻累积——系统中的物料量累积量。由于本设计的生产方式为连续生产，对于连续生产，∑퐻累积=0，因此在本节进行物料计算时，主要包括两个方面的计算，分为羧基合成和加氢反应。这个项目试验包括多个操作环节，如合成、加热、冷却等等。3.1生产能力的计算本节主要介绍生产能力的计算，在设计任务中，正丁醇物质的年生产能力为十万吨，在一年内工人的有效开工时间为300工作日。则每批料的生产能力为（100000000/300/24）Kg/h=13889kg/h。3.2羰基合成反应工段的物料衡算把羰基合成反应工段的进口物流和出口物流看成一个整体，其物质合成与氢气、杂质等进出结果如流程图如图3.1所示。图3.1羰基合成反应工段物质流向示意图对于丙烯、一氧化碳等反应物质的摩尔质量如下：醇为74.11，异丁醇为74.11，物理单位为kg/kmol。在所有合成气中，各个物质所占比例不同。氢气占50.4%，氢气所占比例最多；一氧化碳占49.0%，一氧化碳占比例排第二；杂质占0.6%，杂质所占比例最少，杂质物料变化可以暂不考虑。对合成气净化过程，直接对羰基合成反应进行物料衡算。涉及到的反应有： Rh，TPPCH3CH=CH2+CO+H290~11RhTPP——————RhTPP在以上三个反应中，生产结果和最终目的是正丁醇物质。在产生正丁醇的同时，也会产生异丁醇。分析两种丁醇类物质的生成比例，绝大多数为正丁醇，少部分为异丁醇，其两者的比例分别为12：1。另外，在上述反应中，丙烯还会在加氢环境下，生成丁醛和丙烷，在生成结果中，几乎全部是丁醛，仅有极少一小部分为丙烷，其对应比例为13：选取1000Kmol/h为计算基准进行物料衡算。进入羰基合成反应器的物料1000Kmol/h合成气中含CO=1000=490Kmol/hH2=1000=504Kmol/h计算得到氢气的量过多，在以一氧化碳为反应基准的前提下，得到所需要的C3H6的摩尔质量为490Kmol/h。主副反应消耗CO的量在最后的生成产物中，主要包括正丁醛和异丁醛两种，在生成的含量中，正丁醇占主要部分，异丁醇为少部分，其两者的对应比例为12：1。所以主反应消耗CO的量=490=451.31Kmol/hC3H6的量=490=451.31Kmol/h生成正丁醛的量=490=451.31Kmol/h一氧化碳的量=490=37.69Kmol/hC3H6的量=490=37.69Kmol/h生成异丁醛的量=490主副反应消耗H2的量=37.69Kmol/h主反应消耗H2=490副反应消耗H2=490=451.31Kmol/h=37.69Kmol/h在上述反应中，丙烯还会在加氢环境下，生成丁醛和丙烷，在生成结果中，几乎全部是丁醛，仅有极少一小部分为丙烷，其对应比例为13：0.3。=0.87Kmol/h所以三个反应共消耗H2=0.87+490=490.87Kmol/h反应剩余的H2=504–490.87=13.13Kmol/h主、副反应共消耗C3H6=0.87+490=490.87Kmol/h丙烯净化后主要生成两种物质，包括C3H6和C3H8这两种。在含量比例上，C3H6所以丙烯用量为490.87÷95%=516.71Kmol/h其中含C3H8的量=516.71-490.87=25.84Kmol/h反应后丙烯的量C3H8=25.84+0.87=26.71Kmol/h反应生成的主、副产物的量正丁醛=451.31Kmol/h，异丁醛=37.69Kmol/h，nC3H8=26.71Kmol/h，丙烯羰基合成反应器进、出口物料平衡数据详见表3.1和3.2.表3.1丙烯羰基合成反应器进口的物料情况成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)C3H6490.8732.3642.120665.6356.30H250433.23210082.75CO4903228.0113724.937.39C3H825.843144.11139.54杂质60.40281680.46合计1516.7110036706.07100表3.2丙烯羰基合成反应器出口物料平衡表成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)正丁醛451.3184.3872.1132543.9688.84异丁醛37.697.0572.112717.837.42C3H826.714.9944.11177.913.22H22.45226.260.07杂质合计6534.841002816836633.960.46100上表中：1.杂质为CH4+Ar+N2，为了计算的简便化，取平均分子量为28；2.由于氢气分子的质量百分比的数量级为-5，太小可以忽略。经核算：合成气的摩尔总量n=490+504+6=1000Kmol/h合成气的物质总量M=13720+1008+168=14896Kmol/h丙烯的摩尔总量n=490.87+25.84=516.71Kmol/h丙烯的物质总量M=20665.63+1139.54=21805.174Kmol/h物料平衡图详见下图3.1.图3.2合成反应工段的物料图3.3丁醛加氢反应器的物料衡算把丁醛加氢反应工段的进口物流和产品物流看成一个整体，其物质流程图如图3.3所示。图3.3丁醛加氢反应工段物质流向示意图对丁醛加氢合成反应进行物料衡算，涉及到的反应有：副反应：2C4H8OC8H16O2在主反应中，氢气被消耗的量=451.31Kmol/h异丁醛消耗氢气的量=37.69Kmol/h丁醛加氢反应器所需加入的氢气总量=451.31Kmol/h+37.69Kmol/h=489Kmol/h由于生成的正丁醇才是所需要的产物，故加入氢气的量可以过量，有利于反应充分，且过量多余的氢气在脱轻组分塔中分离出来循环利用。则主反应生成正丁醇的量=451.31Kmol/h生成异丁醇的量=37.69Kmol/h由于副产物量较少，一般低于0.1%，暂不考虑副反应的影响。且副反应产生的物质为重组分，在脱重组分塔中分离出来。羰基合成反应工段出来的所有物质进入丁醛加氢反应工段，则丁醛加氢反应工段的进、出料组成及其流率见表3.3和3.4.表3.3加氢反应进口物料平衡情况成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)正丁醛451.3144.6572.1132543.9686.59异丁醛37.693.7372.112717.837.23C3H826.712.6444.11177.91H248948.3829782.60杂质60.59281680.45合计1010.7110037585.7100表3.4加氢反应的出口物料情况成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)正丁醇451.3186.5174.1133446.5889.17异丁醇37.697.2274.112717.837.25C3H826.7144.11177.91杂质6281680.45合计1010.7110037510.32100图3.4加氢反应段的物料情况3.4正异丁醇分离塔的物料衡算其中在羰基合成反应工段以及丁醛反应工段产生的C3H8、杂质和丁酸丁酯、异丁酸丁酯、辛醇副产物等均在脱轻组分和脱重组分塔均分离出来，故正异丁醇分离塔物质进出情况如图3.5所示。图3.5正异丁醇分离塔进出物质示意图正异丁醇分离塔进料组成及其流率见表3.5，忽略其他杂质。表3-5正异丁醇分离塔进料组成及其流率表成分流率Kmol/h分数%(mol)分子量流量Kg/h质量分数%(wt)正丁醇451.3192.2933446.5892.29异丁醇37.697.712793.217.71合计48910036239.79100根据工业纯度要求，混合丁醇液体分别进入塔内，部分轻组分杂质除去排出，与此同时，重的杂质也被清除干净，进行正异丁醇分离塔。最后，得到纯度极高的异丁醇产品，其纯度为99.8在塔底得到的正丁醇产品纯度，高于异丁醇的产品纯度，其纯度为99.5％。在馏出液中，需根据工业要求，满足正丁醇摩尔分数小于等于0.005；异丁醇的摩尔分数小于等于0.002。在101.3kpa压力下，查得异丁醇沸点为107.9℃,正丁醇沸点较高，数值为117.7℃。在塔顶，异丁醇为馏出液。在塔底，正丁醇为釜液，两者得流率结果如表3.6所示。表3.6正异丁醇分离塔出料组成及其流率表成分流量（kmol/ h）分数/%塔顶流量/（kg/h）质量分数/%摩尔流/（kmol/）摩尔分数/%塔底流量/（kg/h）质量分数/%异丁醇正丁醇合计正异丁醛分离塔分离物料平衡图详见下图3.6.图3.6正异丁醛分离塔物料平衡图3.5物料数据衡算汇总根据以上反应器和分离塔物料衡算数据汇总，可知全车间的物料数据汇总如表3.7所示。表3.7全车间物料衡算数据汇总不同成分进料量/（kg/h）出料量/（kg/h）C3H620665.63-H2198626.26CO13724.9-C3H81139.541177.91杂质168168正丁醇-33446.58异丁醇-2717.83合计37684.0737636.58误差0.00126%4能量衡算4.1能量衡算的相关介绍在化工生产中，需要对每一道工序进行严格的控制，这些工艺往往包括温度、压力、流量、浓度等。在化工生产中，时时刻刻都经历各种化学变化和物理变化，同时也伴随着物质的产生。在工艺操作的过程中，可能有能量的传递，也有动量、热量、质量等的传递。如果存在化学反应，那么不仅会有以上的传递，还会有热效应。在反应的过程中，物质发生了能量的传递和数量变化。能量的变化，可以根据能量守恒定律；能量的传递，可以根据物料衡算得出，主要应用于以下几个方面：(1)计算操作效率：如在流体输运等操作中。(2)计算热量或冷量：如在蒸发、冷却等所需要的热量或冷量。(3)计算供热或放热效率：由于热效应所导致的温度的起伏。(4)节能措施：措施的最终目的是降低总能量消耗。根据能量衡算，可以确定热量的转移情况：能量衡算方程的一般形式如下：△E=Q+W式中：△E为体系总能量的变化；Q为体系从环境中吸收的能量；W为环境体系所做的功。根据相关资料和手册，不同物质的平均比热容如表4.1所示[14]。表4.1各物质平均比热容组分氢气COC3H6正丁醛异丁醛C3H8杂质正丁醇异丁醇水蒸气比热容14.40.971.5442.232.581.701.572.332.390.84根据比热容公式：Qi=miciTi其中，mi一各物质质量流量，kg/h；Ci一各物质比热容，KJ（kg·℃);Ti一各物质进料（出料）温度，℃。4.2加热器的能量衡算合成气和丙烯首先通过加热器，在进入羰基合成反应器反应，加热器进料温度为25℃,加热后物料温度为95℃,则输入加热器的热量为：输出加热器的热量为：=4724280.13(kJ/h)因此，反应器热负荷为−3481048.51(kJ/h)汇总如表4.2所示表4.2加热器的衡算数据汇总组分进料(kJ/h)出料(kJ/h)氢气3628801378944CO27633.85105008.611C3H6797693.323031234.61C3H848430.45184035.71杂质659425057.2热负荷-−3481048.51合计1243231.621243231.624.3羰基合成反应器能量衡算在羰基合成反应工段中，把两个羰基反应器看成一个整体，物料经过加热器出来温工段的热量为：=4724280.13(kJ/h)输出羰基合成反应器的热量为：=8634085.24(kJ/h)因此，羰基合成反应工段的热负荷为−3909805.11(kJ/h)汇总如表4.3所示表4.3羰基合成反应工段的衡算数据汇总组分进料(kJ/h)出料(kJ/h)氢气137894439705.12CO105008.611-C3H63031234.61 C3H8184035.71210256.94杂质25057.227694.8正丁醛-7620168.23异丁醛-736260.15热负荷-−3909805.11合计4724280.134724280.134.4冷凝器能量衡算以羰基合成反应器的出口冷凝器为例说明换热器能量衡算的计算过程。该冷凝器的则输入冷凝器的热量为：=8634085.24(kJ/h)输出冷凝器的热量为：=3217087.236(kJ/h)因此，羰基合成反应工段的热负荷为5416998.004(kJ/h)汇总如表4.4所示表4.4冷凝器的衡算数据汇总组分进料(kJ/h)出料(kJ/h)氢气39705.1215125.76C3H8210256.948009.79杂质27694.810550.40正丁醛7620168.232902921.23异丁醛736260.15280480.056热负荷 5416998.004合计8634085.248634085.244.5丁醛加氢反应器能量衡算则输入丁醇合成反应工段的热量为：=7674755.13(kJ/h)输出丁醛加氢反应器的热量为：因此，丁醛加氢反应工段的热负荷为−3595250.64(kJ/h)汇总如表4.5所示表4.5丁醛加氢反应工段的衡算数据汇总组分进料(kJ/h)出料(kJ/h)氢气1126656-C3H8160195.76260318.11杂质21100.834288.8正丁醛5805842.46-异丁醛560960.11-正丁醇-10130969.08异丁醇-844429.78热负荷-−3595250.64合计7674755.137674755.134.6正异丁醇分离塔能量衡算正异丁醇分离塔的进料温度为116.81℃,塔顶出料温度为108.12℃,塔底温度为117.13℃,则输入正异丁醇分离塔的热量Q进,总=9103065.37+779796.92=9882862.29(kJ/h)输出塔顶的热量为：Q塔顶=1307.46+678312.6输出塔底的热量为：Q塔底=8424544.11+43471.78=8468015.89(kJ/h)Q出,总=679620.14+8468015.89=9147636.03(kJ/h)所以，热负荷为735226.26(kJ/h)汇总如表4.6所示表4.6正异丁醇分离塔热量衡算数据组分进料(kJ/h)出料塔顶(kJ/h)塔釜(kJ/h)正丁醇9103065.371307.468424544.11异丁醇779796.92678312.6843471.78热负荷合计-9882862.29735226.26679620.148468015.899882862.295主要设备设计与选型5.1正异丁醇分离塔的工艺尺寸设计5.1.1产品浓度计算根据上文中正异丁醇分离塔物料衡算数据可知，精馏塔进料中正丁醇含量为92.29%，在塔顶，正丁醇的含量比例为为0.2%；在塔底，正丁醇的含量比例为99.5%，0.9229/74.110.92290.9229⁄74.11+（1−0.9229）/74.0.002/74.110.0020.995/74.110.995以下对进料液、塔顶采出物料和塔底采出物料这三者进行计算，首先得到这三者的平均摩尔质量：kg⁄kmol）kg⁄kmol）kg⁄kmol）其次得到这三者的的平均摩尔质量流量：原料处理量：F=(3344k)kg/h=489（kmol/h）解得：W=453.51（kmol/h）5.1.2平均相对挥发度B、C为Antoine常数，查相关资料所得，如表5-1所示)可求出正丁醇和异丁醇的饱和蒸汽压P0A和P0B，再由正丁醇的饱和蒸汽压且根据泡点方程xA=和露点方程yA=（p=101.3kPa）求出一系列的x和y值，详细数据见表5.2所示,其中正丁醇-异丁醇体系T-x-y图如图5.1所示。表5.1Antoine方程常数Antoine方程常数ABC温度/℃正丁醇6.601721362.3914～131异丁醇6.451971248.48表5.2A和B的饱和蒸汽压、x-y与温度的关系t/℃PºAPºBxy107.9470.62101.310.000.0010973.52105.290.0976.350.2479.270.350.2782.28117.230.460.3785.38121.440.560.4788.58125.770.660.5891.87130.230.750.6895.26134.810.850.8098.75139.520.940.91117.75101.441.001.00118117116115114113112111110109图5.1苯胺-焦油体系T-x-y图运用的数学方法是插值法。由表5-2的数据可算出正丁醇与异丁醇在进料温度、塔顶温度和塔底温度下的饱和蒸汽压，如表5.3所示。表5.3正丁醇-异丁醇的饱和蒸汽压与温度关系温度116.81108.12正丁醇푞/kPa99.2098.0971.16异丁醇푞/kPa140.14138.63102.64相对挥发度平均相对挥发度=PB0/PAO̅)由以上可算得进料、塔顶和塔底的相对挥发度为：138,6398.09 102.64 71.16平均相对挥发度：̅5.1.3精馏塔最小回流比计算精馏操作中，必须具备回流这一条件。精馏段操作线方程和提馏段操作线方程存在在本设计中，取最小回流比Rmin= 2.265.1.4理论板数的计算—简捷法简捷法的应用范围广泛，这种方法主要是利用经验关联图。当在塔板数较多的情况下，往往需要做初步估算。这种情况下会运用该方法。用芬斯克公式计算最少理论板数Nmin。)]̅̅图5.2吉利兰关联图解得N=23(不包括再沸器)，故全塔理论板数为23块。5.1.5全塔效率估算全塔效率与主要以下三个部分相关，它们包括系统的物性、塔板结构及操作条件等都有密切的关系。这三个部分的变化多，且内部关系复杂，目前还没有特定的计算方法。工业上测定值通常在0.3-0.7之间。全塔效率可用O’connell法进行计算，即)−0.245표—进料中组分在塔内平均温度下的液相粘度，mPa∙s。正丁醇与异丁醇在各温度下的粘度如表5.4所示。表5.4正丁醇与异丁醇在各温度下的粘度温度/℃8590951001050.75560.69640.64330.59540.55220.78280.71220.64860.59220.5420塔内平均温度5.1.6实际板数与加料板位置计算实际板数的确定全塔效率ET为在指定分离要求与回流比下所需理论板数NT与实际板数NP的比值，实际加料板位置的确定精馏段理论板数)]̅̅解得：N=27.22，故加料板为从塔顶往下的第28块塔板。5.1.7精馏塔主要工艺尺寸的设计塔的工艺条件（1）操作压强（2）操作温度各种物性数据平均分子量的计算液相：已知：MF=74.11kg/kmol，MD=74.11kg/kmol，MW=74.11kg/kmol。气相：精馏段平均分子量：)=74.11（kg/kmol）)=74.11（kg/kmol）提馏段平均分子量：)=74.11（kg/kmol）)=74.11（kg/kmol）平均密度计算平均密度主要根据理想状态方程，如下所示：))液相正丁醇和异丁醇的密度可在化学化工物性数据手册查得，如表5.5所示。表5.5正丁醇与异丁醇在各温度下的密度温度/℃859095100105757.99752.36746.67740.94735.15729.98724.23718.42712.55706.62表5.6正丁醇与异丁醇在各温度下的密度温度/℃108.12116.81731.53721.48721.11702.92692.61692.23)))精馏段平均密度：711.07(kg/m3)提馏段平均密度：720.07(kg/m3)表面张力两种丁醇类物质的表面张力如表5.7所示。表5.7正丁醇与异丁醇在各温度下的表面张力温度/℃859095100105正丁醇휎퐵/(mN/m)18.9218.3417.8517.3816.76异丁醇휎퐶/(mN/m)17.3116.8216.3615.7315.24表5.8正丁醇与异丁醇在各温度下的表面张力温度/℃108.12116.81正丁醇휎퐵/(mN/m)16.3715.2915.25异丁醇휎퐶/(mN/m)14.9314.0814.05精馏段液体表面张力：提馏段液体表面张力：体积流率液相体积流量：气相体积流量：4185.69m3/h=1.1627m3/s′′q−1）液相体积流量：气相体积流量：/h=1.0528m3/s数据汇总表5.8数据汇总一览表精馏段提馏段操作压强/（kPa）125.6140.3操作温度/(℃)112.47116.97711.07720.072.9033.20615.0615.22液相体积流量/（푛3/ℎ）13.3916.87气相体积流量/（푛3/ℎ）4185.6937塔径的计算精馏段ax=C√(式中C可由史密斯关联图查出)图5-3史密斯关联图0.50.513.39711.070.54185.692.903 4185.692.903提馏段16.87720.07 3790.103.2060.55.1.9浮阀塔板结构与设计出口堰高hw：2本设计采用平直堰，堰上高度how=E()3（因溢流强不大，近似取溢流收缩系数E=1）精馏段()2/3=0.0165m提馏段′2.8416.872/3弓形降液管的宽度和截面积本设计选取弓形降液管，其中AfHAfHTLS式中：휏——液体在降液管再的停留时间，物理单位为s；Af——降液管的截面积，物理单位为m2。图5.4弓形降液管的宽度与面积验算降液管内停留时间：降液管的底隙高度精馏段取降液管底隙的流速푣0=0.10m/s，则提馏段取降液管底隙的流速푣=0.10m/s，则5.1.10塔板分布、浮阀数目及排列塔板分布塔径的相关尺寸如下：塔径D=1.6m，D′=1.6m，根据人工经验和相关数据资料总结分析，精馏塔采用分块式塔板[15]。5.1.10．2浮阀数目及排列精馏段取阀孔动能因子F0=12√2.903每层塔板上浮阀数目：]代入数据，计算得本节的排列方式为等腰三角形结构，采取了特殊的错排形式，同排的孔心距的距离提馏段0.878取阀孔动能因子F0=12每层塔板上浮阀数目：√3.206=6.702m/s)=−(0.1984+0.10)=0.5016m代入数据，计算得本节的排列方式采用等腰三角形结构，其具体的排列形式为错排，同排的孔心距푢=5.1.11塔板的流体力学汽相通过浮阀塔板的压降干板阻力当阀全开时，ℎ푑=5.34()精馏段：)=0.0551m气体流经塔板的压降相当高度计算公式为：（<0.7kPa，符合设计要求）提馏段：/푡′′气体流经塔板的压降相当高度为：（<0.7kPa，符合设计要求）淹塔)，可避免淹塔现象的发生。精馏段液体通过塔板压降相当的液柱高度的计算公式：)=0.252m，因此符合防止淹塔的要求。提馏段单层气体通过塔板压降相当的液柱：ℎ=0.0894m液体通过塔板压降相当的液柱高度：)′)′=0.250m，因此符合防止淹塔的要求。雾沫夹带精馏段图5.5泛点负荷图提馏段5.1.12塔板负荷性能图雾沫夹带线（1）푎精馏段： 整理，求得，提馏段： 整理，求得，雾沫夹带计算结果如表5.9所示：表5.9雾沫夹带计算结果/(m3/s)精馏段/(m3/s)提馏段/(m3/s)/(m3/s)0.00065.0240.00064.8100.0264.3740.0264.18液泛线（2）L其中，液体表面张力造成的阻力极小，hσ可忽略不计。2)3표精馏段：)2)3]整理，得：提馏段：2)3]液泛计算结果如表5.10所示：表5.10液泛计算结果/(m3/s)精馏段/(m3/s)提馏段/(m3/s)/(m3/s)0.00064.2390.00063.6910.0260.3530.060.421液相负荷上限线（3）)0.0253m3/s漏液线（4）精馏段：)提馏段：)液相负荷下限线（5）)2/3代入数据，整理得：负荷性能图利用Excel数据，将以下五条线进行相关的处理，可以得到精馏段和提馏段负荷性能图。具体的性能图如图5.7和5.8所示。图中，5条线包围区域为精馏段塔板操作区。图中五条线分别为（1）雾沫夹带线、（2）液泛线、（3）液相负荷上限线、（4）漏液线、（5）液相负荷下限线。543210(3)(5)(3)(2)(4)Ls1/(m3/s)图5.6精馏段负荷性能图543210(3)(5)(3)(2)(4)Ls2/(m3/s)图5.7提馏段负荷性能图由塔板负荷性能图可看出：（1）点P为操作点，且处在适中位置；（2）塔板的汽液相负荷上限是可控的，其值由液泛控制；同理，下限也是可控的，其值由漏液线控制；表5.11浮阀塔设计的结构尺寸的结果项目计算结果备注精馏段提馏段1各段平均压强/（kPa）125.6140.32各段平均温度/(℃)108.12117.133实际塔板数/（块）28144塔径/（m）1.65板间距/（m）0.450.456塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板7空塔气速/（m/s）0.2890.2628堰长/（m）0.960.969堰高/（m）0.05350.0508板上层高度/（m）0.070.07降液管底隙高度/(푛)0.03850.0489浮阀数/（个）139132等腰三角形错排阀孔气速/（m/s）7.0436.702浮阀动能因子临界阀孔气速/（m3/s）2.4194.772孔心距/(푛)0.0750.075同一横排孔心距排间距/(푛)0.08420.0887相邻横排中心距离开孔率/(%)8.267.84单板压降/（Pa）698.14662.7820降液管内层清夜高度/(푛)0.2520.25021泛点率/(%)21.2320.0522液相负荷上限/(푛3/푡)0.02530.025323液相负荷下限/（m3/s）24汽相最大负荷/（m3/s）2.8622.486液泛控制25汽相最小负荷/（m3/s）0.4870.441漏液控制26操作弹性5.8765.5965.1.13浮阀塔的材料选择塔设备的所处环境为室外；对于塔体结构方面，所采用的塔体形式为无框架的自支承式；对于塔材结构，绝大多数是采用钢材制造的。选用钢材作为材料，原因主要在于钢材的强度和塑性好，制造性能较好。对于具体的材料，塔体的材料为Q345R。塔体由圆筒和两个封头组成，圆筒的直径和壁厚是均匀的。选择塔体的材料很重要，既要满足强度和刚度的需求，还要满足特殊的外界环境。对于具体的材料，裙座材料为Q235-A。在结构设置上，为了使得塔体裙座具有足够的强度和刚度，必须保证塔体处在固定的位置上进行工作。5.1.14塔总高度计算塔总体高度利用下列公式计算：塔顶封头塔顶封头的形状为椭圆形结构，封头结构的公称直径퐸푂=1800mm，根据相关资封塔顶空间据具体情况进行相应的选取，选取塔顶空间为1.2m。塔底空间在设计实验中，取釜液留时5min，取提馏段液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则塔底空间高度的计算公式为：人孔对于人孔的设置方式，必须考虑到精馏塔的检修灯特殊工况，具体人孔的设置方式为：每隔6-8块塔板设一人孔。本精馏塔的塔板数量为42，得出的结果为设置7个人孔，进料板处板间距裙座根据裙座内径800mm的结构特点，那么将裙座壁厚取20mm。塔总高度6附属设备的选型6.1换热器的选型6.1.1试算和换热器的选型本设计以羰基合成反应器的出口冷凝器为例说明换热器的选型过程。该冷凝器的进（1）计算热负荷和冷却水用量Qm=qmcp(T1–T2)=36633.96×1.6714×103×（105–40）=3.98×109kJ/h=1105541.7W（2）逆流时平均温度差为根据两流体情况，参照相关资料，初选K估=800W/(m2﹒℃)，则估算面积为：管程体积流量qm213659.13qm213659.13选φ25根2.5mm的换热管，取管程流速为0.7m/s，则单程换热管根数为qv20.00516单程管长结合以上数据，本设计选择浮头式换热器此，选取AES800-2.5-80.2-10/25-4型换热器，有关参数见表6.1。表6.1换热器的参数项目参数项目参数外壳直径/mm600管子规格/mm∅25×2.5公称压强/Mpa2.5管长/m7计算传热面积73.1管子总数284管程数6管子排列方式正方形旋转45°管程流通面积/m²0.00836.1.2核算总传热系数流通截面积管内料液流速雷诺数流通截面积A=(D-ncd0)h流通截面积当量直径壳内水蒸气流速雷诺数传热系数校核即qv10.046u==A0.00754(0.0322-4(t2-πd2)4(t2-πd2)所选换热器有足够的裕量，故该换热器合适。6.2进料泵的估选精馏装置的使用精馏装置所使用的泵一般包括进料泵、回流泵、产品泵等，本设计以正异丁醇分离塔的进料泵为例说明泵的选型过程。主要借助柏努力方程，计算得得到扬程。再结合相关操作和物质，来选择泵的类型。根据输送流量要求푟푊和扬程的计算值，选择合适的泵型号[16]。6.2.1泵的扬程F=139.9kPa。