年產25萬噸丁醇生產工藝(編輯修改稿)

　

【文章內容簡介】 042305540000H20103810089711400000CO01386201061020000C4H8O00026148128395000C4H10O000000273303620YIDINGC00000014012464YIDINGQ0003056631000H2O0000000000C8H18O0000000000C8H14O0000000300C8H16O20000000100DSDZ（丁酸丁酯）0000000200YDSDZ（異丁酸丁酯）0000000100進口質量流量（C3H6+COH2+H2）36528出口質量流量36528由表33可得進口物料的總質量流量為36528 kg/hr，出口物料的總質量流量為36828 kg/hr，因此可以看出，全流程的物料是守恒的。根據能量守恒定律，進出系統的能量衡算式為Q－過程的換熱之和，包括與環境的換熱和與加熱劑或冷卻劑的換熱。W－輸入系統的總的機械能。∑Hout－離開設備的各物料焓之和。∑Hin－進入設備的各物料焓之和。根據上式，對各主要設備進行能量衡算。1）羰基合成反應能量衡算丙烯羰基合成工段熱量衡算見圖34。圖34 羥基合成反應工段熱量衡算圖丙烯羰基合成反應工段流股焓變具體見表34。表34 羰基合成工段流股焓變計算表H2COC3H6OUTC4H8OC3H8Temperature/℃40402047Pressure/bar262632Vapor Frac10100Mole Flow/kmolhr11100490Mass Flow/kghr1Volume Flow/cumhr1Enthalpy/Gcalhr1H in/Gcalhr1H out/Gcalhr1ΣH outΣH in（Gcal/hr）丙烯羰基合成反應工段具體輸入功與熱負荷見表35。表35 羥基合成反應工段輸入功和熱負荷計算表項目數據E1熱負荷/Gcalhr1R1熱負荷/Gcalhr1E2熱負荷/Gcalhr1V1熱負荷/Gcalhr1P1功耗/Gcalhr10T1塔頂冷凝器熱負荷/Gcalhr1T1塔底再沸器熱負荷/Gcalhr1ΣQ/Gcalhr1丙烯羰基合成反應工段熱量衡算具體見表36。表36 羰基合成反應工段熱量衡算計算表項目數據ΣH outΣH in/Gcalhr1ΣQ/Gcalhr1error2)丁醛加氫反應能量衡算丁醛加氫反應工段熱量衡算見圖35圖35丁醛加氫反應工段工段熱量衡算圖丁醛加氫反應工段流股焓變計算見表37。表37 丁醛加氫反應工段流股焓變計算表QUANH2OUTQINGZHONGYDCC4H10OTemperature/℃400099Pressure/bar426331Vapor Frac0110000Mole Flow/kmolhr1500Mass Flow/kghr110246Volume Flow/cumhr1Enthalpy/Gcalhr1ΣH in/Gcalhr1ΣH out/Gcalhr1ΣH outΣH in/Gcalhr1丁醛加氫反應工段輸入功和熱負荷見表38。熱量衡算見表39。表38 丁醛加氫反應工段輸入功和熱負荷計算表項目數據E3熱負荷/Gcalhr1R2熱負荷/Gcalhr1E4熱負荷/Gcalhr1T2熱負荷/Gcalhr1T2熱負荷/Gcalhr1E5熱負荷/Gcalhr1T3熱負荷/Gcalhr1T3熱負荷/Gcalhr1E6熱負荷/Gcalhr1T4熱負荷/Gcalhr1T4熱負荷/Gcalhr1ΣQ 表39 丁醛加氫反應工段熱量衡算計算表項目數據ΣH outΣH in/Gcalhr1ΣQ/Gcalhr1error圖36 羰基合成工段物料流程圖 圖37 丁醇合成工段物料流程圖 圖38 羰基合成工段帶控制點工藝流程圖 圖39 丁醇合成工段帶控制點工藝流程圖 設備選型及典型設備設計n 正異丁醇分離精餾塔的設計塔板的選擇:正異丁醇分離過程生產較為穩定，負荷變化不大，對操作彈性的要求不高。綜合考慮塔板的效率、分離效果和設備的成本、維修等，我們初步選擇篩板。由aspen模擬得到的數據計算得氣相平均流量和液相平均流量氣相平均密度和液相平均密度液相平均表面張力和粘度n 塔體的工藝尺寸計算最大空塔氣速依據式（41）計算 （41）式中負荷因子C可由史密斯關聯圖(見圖41)查出。其橫坐標數值為無因次比值，稱為氣液動能參數。橫坐標數值為取板間距HT=，對于常壓塔 ~,取hL=,則HThL== 圖41 史密斯關聯圖查圖可知=，則則（~）。 按標準塔徑圓整后取D=橫截面積空塔氣速：塔徑的初步核算降液管主要有弓形、圓形和矩形三種。目前多采用弓形，因其結構簡單，特別適合于塔徑較大的場合，所以我們選擇弓形降液管。液體在塔板上的流動路徑是由降液管的布置方式決定的。常用的布置方式有以下幾種形式：U型流、單溢流、雙溢流、多溢流。溢流類型、塔徑、液體負荷之間的經驗數據見表41。表41 液體負荷與溢流類型的關系塔徑(mm)液體流量 (cum/h)單溢流雙溢流四溢流200090901603000110110200200300400011011023023035050001101102502504006000110110250250450， m179。/h, 故選擇雙溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 溢流裝置的計算 1）堰長由于，則 2）溢流堰高度選用平直堰，堰上層高度由下式（42）計算，即： （42）近似取E=1，則取上層清液層高度=60mm故3）弓形降液管面積由查弓形降液管參數圖（見左圖）得,則 驗算液體在降液管中停留時間，即故降液管設計是合理的。流體力學計算與校核1）塔板壓降①干板阻力計算: 由，查得C0=，所以②氣體通過液層的阻力查圖得故③ 液體表面張力的阻力氣體通過每層塔板的液柱高度所以氣體通過每層塔板的壓降為2）霧沫夾帶故在本設計中霧沫夾帶量在允許范圍內3）漏液對篩板塔，漏液點氣速實際孔速穩定系數為故在本設計中無明顯漏液。4）液泛為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度取，則降液管中清液層高度依式（44） （44）而，故在本設計中不會發生液泛現象。塔高的確定1）塔板數由aspen模擬得塔板數 2）塔頂空間高度塔頂空間高度計算見式45。 （45）取3）塔底空間高度假定塔底空間依儲存液量停留3分鐘，那么塔底液高取塔底液面距最下面一層板留1米，故塔底空間4）裙座高度H2=+5）封頭高度根據精餾塔直徑D=，查表得 封頭高度=6）開人孔處增加的高度對于D≥1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔6~8塊板設一人孔。人孔直徑一般為450mm~600mm。本設計的精餾塔直徑D=3200mm，每隔7塊板設一人孔，則開13個人孔。人孔直徑450mm。7）塔高塔高按式（46）計算。