年產80000噸丁辛醇丁醛縮合制辛烯醛車間設計畢業(yè)設計說明書

1、 摘 要丁辛醇是一種重要的基本有機化工原料。本設計是關于年產80000噸丁辛醇丁醛縮合制辛烯醛車間設計。查閱有關丁辛醇生產辛烯醛車間設計的資料后。首先敘述了丁辛醇生產的意義與應用、市場分析、國內外發(fā)展現(xiàn)狀及生產方法的選擇，確定了辛烯醛合成工藝路線。然后進行物料衡算、熱量衡算、關鍵設備的詳細計算以及其他設備的計算與選型。通過車間平立面布置原則對車間與設備進行合理的布置。對自動控制、環(huán)境保護及公用工程中的給排水、供熱、供電做了詳細的說明。之后繪制了帶控制點的流程圖，車間及設備的平立面布置圖和關鍵設備裝配圖，順利的完成了畢業(yè)設計說明書。關鍵詞：丁辛醇；辛烯醛； 物料衡算； 熱量衡算abstract

2、butyl alcohol is an important basic organic chemicals.this design is about the annual output of 80000 tons of butyl octyl alcohol butyl aldehyde condensation system of octenal workshop design. consult relevant octenal butyl octyl alcohol production workshop design information. first describes the me

3、aning of butyl octyl alcohol production and application, market analysis, selection of domestic and foreign development present situation and the production method, the octenal synthesis process route is determined. then carries on the material balance, heat balance, the detailed calculation of key

4、equipment and other calculation and type selection of equipment. flat facade by workshop layout principle to reasonable layout of workshop and equipment. for automatic control, environment protection and utility of water supply and drainage, heating and power supply made detailed instructions. after

5、 the draw flow chart with control points, elevation layout of workshop and equipment and key equipment assembly drawing, smoothly completed the graduation design instruction.keywords : butyl alcohol ； octenal； material balance； heat balance目 錄摘 要iabstractii第1章 總論1 1.1 概述1 1.1.1 辛烯醛的意義與作用1 1.1.2 國內外現(xiàn)

6、狀及發(fā)展前景1 1.1.3 產品的性質與特點2 1.2 設計依據(jù)3 1.3 廠址選擇3 1.4 設計規(guī)模與生產制度4 1.4.1 設計規(guī)模4 1.4.2 生產制度4 1.5 原料及產品規(guī)格5 1.5.1 主要原料規(guī)格及技術指標5第2章 工藝設計與計算6 2.1 工藝原理6 2.2 工藝路線的選擇6 2.3 工藝流程簡述6 2.3.1 丁醛精餾塔7 2.3.2 混合器7 2.3.3 縮合反應器7 2.3.4 層析器7 2.3.5 辛烯醛精餾塔7 2.4 工藝參數(shù)7 2.5 物料衡算8 2.6 熱量衡算11 2.6.1 概述11 2.6.2 辛烯醛精餾塔的熱量衡算11 2.6.3 異丁醛冷卻器的熱

7、量衡算12 2.6.4 氫氧化鈉預熱器熱量衡算13 2.6.5 混合器熱量衡算14 2.6.6 反應物預熱器熱量衡算14 2.6.7 反應器熱量衡算15 2.6.8 辛烯醛精餾塔熱量衡算15 2.7 化工軟件模擬17第3章 設備計算與選型19 3.1 縮合應器設備計算19 3.1.1 確定反應器及各種條件19 3.1.2 反應器體積19 3.1.3 筒體直徑和高度的計算20 3.1.4 內筒的壁厚20 3.1.5 夾套的內徑和高度21 3.1.6 夾套的壁厚22 3.1.7 附屬結構的選擇22 3.2 辛烯醛精餾塔設備計算23 3.2.1 塔板塔徑設計23 3.2.2 塔板結構設計24 3.2

8、.3 塔的附件27 3.2.4 塔高的確定28 3.3 換熱器設計計算28 3.3.1 選擇換熱器的類型28 3.3.2 流程安排29 3.3.3 傳熱過程工藝計算29 3.3.4 工藝結構尺寸計算30 3.3.5 換熱器主要傳熱參數(shù)核算31 3.4 其他設備工藝計算與選型36 3.4.1 丁醛精餾塔36 3.4.2 異丁醛冷卻器37 3.4.3 氫氧化鈉預熱器38 3.4.4 層析器前冷卻器39 3.4.5 辛烯醛精餾塔冷卻器39 3.4.6 辛烯醛精餾塔再沸器40 3.4.7 丁醛精餾塔冷凝器41 3.4.8 丁醛精餾塔再沸器42 3.5 泵的選型42 3.6 儲罐的計算與選型43第4章

9、設備一覽表45第5章 車間布置47 5.1 反應器的布置47 5.2 精餾塔的布置48 5.3 換熱器的布置49 5.4 泵和回流罐的布置49第6章 自動控制49 6.1 流量控制49 6.2 液位控制50 6.3 溫度控制50 6.4 壓力控制51第7章 環(huán)境保護51 7.1 三廢的產生情況52 7.2 三廢處理情況52第8章 公用工程52 8.1 給水排水52 8.2 供熱53 8.3 供電53結束語54參考文獻55致 謝56v第1章 總論1.1 概述1.1.1 辛烯醛的意義與作用丁醇主要用于制造鄰苯二甲酸、脂肪族二元酸及磷酸的正丁酯類增塑劑，它們廣泛用于各種塑料和橡膠制品中，也是有機合成

10、中制丁醛、丁酸、丁胺和乳酸丁酯等的原料。 辛醇主要用于制鄰苯二甲酸酯類及脂肪族二元酸酯類增塑劑如鄰苯二甲酸二辛酯、壬二酸二辛酯和癸二酸二辛酯等，分別用作塑料的主增塑劑和耐寒輔助增塑劑、消泡劑、分散劑、選礦劑和石油填加劑， 也用于印染、油漆、膠片等方面。我國丁辛醇自產率不足，國內產量不能滿足實際生產的需求，是世界上最大的丁辛醇進口國，丁辛醇在我國發(fā)展前景十分開闊。而我所研究的課題中的辛烯醛是生成辛醇的中間產物，所以這一課題的研究對生產丁辛醇這個總課題有著十分重要的作用1。1.1.2 國內外現(xiàn)狀及發(fā)展前景丁辛醇合成方法有幾種。乙醛縮合法，發(fā)酵法，齊格勒法，羰基合成法。前前幾種方法被羰基合成法所取代

11、。羰基合成法又分為高、中、低壓合成法，同樣高壓和中壓合成法又被低壓合成法所取代。國外現(xiàn)在主要使用的是以銠基做為催化劑的低壓合成工藝方法，在這其中國外以戴維工藝，三菱化成工藝、巴斯夫工藝和伊士曼的工藝最具代表性2。催化劑具有低溫活性高、穩(wěn)定性好、正異構比例可調節(jié)的特點。hoeches/uhde是以硫化的三苯基膦作為配位體，目前為止使用該技術的較少?？v觀國內外工藝技術發(fā)展的情況來看，這四個工藝都具有自已的優(yōu)勢，均處于世界領先地位。從流程的長度和裝置的簡易程度來說，戴維工藝最短、最簡單；從使用情況來看，戴維的合成工藝在全球的使用最多；從原材料消耗情況來說，巴斯夫、伊士曼和戴維原材料消耗量較低，從對設

12、備所用材質的要求來看，戴維工藝對設備材質的要求最低，大部分為碳鋼，一小部分為304不銹鋼；伊斯曼的工藝技術可同時生產丁醛和丙醛，產品多樣靈活，對市場變化有強的適應性。在市場變化較大的情況下，可以通過調整產品結構的方法為企業(yè)的生存和發(fā)展贏得先機3。每個工藝具有不同的優(yōu)點。國內北京化工研究院研制成功丙烯低壓羰基合成銠膦絡合催化劑、合成氣凈化催化劑等達到國外同類催化劑水平。吉林石化公司研究院在2001年成功開發(fā)了國內首創(chuàng)的辛烯醛高壓液相加氫制辛醇催化劑，經(jīng)過吉化化肥廠丁辛醇裝置的多年應用的有效證明，可以完全取代進口方法4。北京化工大學開發(fā)出來的“負載型水相催化劑”，其膦/銠比由工業(yè)上的250-300

13、下降到25，正異比由10提高到28.7，銠流失量由3-510-6下降至1.210-6，很好地解決了銠的流失問題5。2003年中石化南化公司成功開發(fā)了丁醛和辛烯醛氣相加氫反應可替代進口催化劑的催化劑，其中nch6-2辛烯醛加氫催化劑與nch6-1丁醛加氫催化劑分別在2003年上、下半年在齊魯石化第二化肥廠丁辛醇裝置上完成1000小時的工業(yè)側線試驗，結果表明該催化劑的醛轉化率、醇選擇性及產品硫酸色度等性能指標均達到或超過進口催化劑水平6。銠催化技術是當前丁醛衍生醇領主導催化劑。今后的研究方向為新型高效配位體改性銠催化劑和開發(fā)單程不循環(huán)工藝。ucc/kpt的以雙亞磷酸鹽做配位體的羰基合成技術是至今為

14、止全球最先進的羰基合成生產技術。由于銠金屬資源貧乏，價格昂貴，還將迸一步開發(fā)使用高效非銠催化劑的羰基合成技術。據(jù)報道，ucc公司開發(fā)出非金屬鉬系催化劑；日本工業(yè)技術研究所開發(fā)出在sncl2的條件下，以環(huán)烷基連結的雙磷配位體的鉑系催化劑；shell公司開發(fā)出鉑系絡合物催化劑；hoechst公司最近開發(fā)了一種水溶性鈷族化合物催化劑，可使烯烴在聚乙二醇作極性相的兩相溶劑體系中有效地進行氫甲?；?。高碳烯烴對聚乙二醇的親和力比水好，因此可提高反應速率。1.1.3 產品的性質與特點 本設計中產品為辛烯醛，它是作為生產辛醇的中間物。 正丁醛（butyraldehyde）分子式c4h8o，無色透明液體，有窒

15、息性氣味。熔點-100，沸點75.7，當水的密度為1時相對密度0.80，微溶于水，溶于乙醇、乙醇、乙醚等多數(shù)有機劑，用作樹脂、塑料增塑劑、硫化促進劑、殺蟲劑等的中間體。 異丁醛（isobutyraldehyde）分子式c4h8o，無色透明液體，有刺激性氣味。熔點為-65，沸點64，當水的密度為1時相對密度0.79，在空氣中逐漸氧化成異丁酸。微溶于水，能與乙醇、苯、氯仿、乙醚、甲苯、丙酮、二硫化碳混溶。用于制備橡膠硫化促進劑和防老劑、異丁酸、異丁胺、新戊二醇及異丁叉二脲緩效肥料等。 辛烯醛（2-ethyl-2-hexenal）分子式c8h14o，熔點沸點175，相對密度0.85。不溶于水，溶于醇

16、、醚等。除能與烯鍵試劑和羰基試劑發(fā)生1,2-加成反應外，還可發(fā)生1,4-加成反應。易被氧化成酸，烯鍵也可被化學還原劑還原，最終產物為飽和醇。由正丁醛在稀堿或稀酸作用下，生成-羥基醛再脫水制得，用作有機合成試劑。 氫氧化鈉（sodium hydroxide）分子式naoh，相對分子質量40.1，相對密度2.13，熔點318，沸點1390，有腐蝕性。其水溶液有澀味和滑膩感，溶于水、乙醇時或溶液與酸混合時產生劇熱。廣泛應用的污水處理劑、基本分析試劑、配制分析用標準堿液、少量二氧化碳和水分的吸收劑、酸的中和鈉鹽制造。制造其它含氫氧根離子的試劑；在造紙、印染、廢水處理、電鍍、化工鉆探方面均有重要用途；國

17、內品牌有：天惠牌、天工牌、金達牌。氫氧化鈉還是許多有機反應的良好催化劑。 水（water）分子式h2o，相對分子質量18，沸點100，比熱容：4.186j/（g），密度1000 kg/m3。1.2 設計依據(jù) 齊齊哈爾大學化學與化學工程學院化工系頒發(fā)的化工系畢業(yè)教學環(huán)節(jié)文件匯編。首選依據(jù)是老師布置的任務書“年產80000噸丁辛醇丁醛縮合制辛烯醛車間工段”的初步設計。 依據(jù)aspen軟件模擬所得數(shù)據(jù)。 依據(jù)化工設計手冊。 齊齊哈爾大學實踐教學與設備管理處頒發(fā)的齊齊哈爾大學本科畢業(yè)生設計(論文)工作手冊。1.3 廠址選擇廠址選擇是化工裝置建設的一個重要環(huán)節(jié)，也是一項政策性、技術性很強的工作。廠址選擇

18、不僅影響到生產成本、利潤，而且還關系到生產是否能夠安全穩(wěn)定進行。選擇廠址時需要綜合考慮原料來源、運輸條件、優(yōu)惠政策、基礎設施、社會效益等等方面，以有效降低公司產品成本，提高市場競爭能力8。本設計選址擬建在大慶市高新技術開發(fā)區(qū)林源園區(qū)。 大慶高新技術產業(yè)開發(fā)區(qū)林源園區(qū)，位于大慶市慶南新城林源工業(yè)區(qū)，東鄰大慶油田有限責任公司采油七廠、八廠、九廠，西依大慶煉化公司林源生產區(qū)，是大慶南部接續(xù)產業(yè)發(fā)展的平臺，土地資源豐富。總規(guī)劃面積83平方公里，園區(qū)規(guī)劃占地25.67平方公里，園區(qū)內有成片的發(fā)展用地，大規(guī)模開發(fā)建設不占用耕地、無移民搬遷、土地開發(fā)成本低，為工業(yè)建設提供了廣闊的土地資源。林源園區(qū)作為大慶市

19、慶南新城林源工業(yè)區(qū)建設的重要載體，是高新技術企業(yè)成長和發(fā)展的搖籃。它的運輸十分便利，東北地區(qū)主要鐵路線-讓通鐵路線在林源園區(qū)通過，林源車站跨沈、哈兩局，運輸成本較低。在原料方面，區(qū)內的石化企業(yè)主有林源煉油廠、大慶聯(lián)誼石化股份有限公司、上海中油錦華實業(yè)有限公司和大慶久隆精細化工有限公司。所以原料來源十分充足和方便。園區(qū)位于被稱為百湖之城的大慶，水資源十分豐富。在自然條件方面，高新區(qū)地處寒溫帶，屬于大陸性季風氣候，區(qū)內海拔高度在143.0148.8米之間，地勢較平坦，高度起伏不大。年平均氣溫為3.9，冬季最低溫度為-32.4，夏季最高溫度35.4，年平均日照時數(shù)2600小時，年平均相對濕度63.1

20、%，年平均風速3.3米/秒，主導風向冬季為西北風，夏季為西南風，年平均降雨量476.9毫米，年平均蒸發(fā)量1517.9毫米，最大積雪深度220毫米，最大凍土深度為-2.09米，全年無霜期為173天，地震烈度6度。在廠區(qū)環(huán)境方面，園區(qū)的化學需氧量、氮氨、煙塵、工業(yè)粉塵和工業(yè)固體廢棄物排放量全部控制在國家指標以內，二氧化硫排放量通過采取措施可控制在國家指標以內。人居環(huán)境優(yōu)美。國家森林公園和紅旗林場環(huán)繞周圍，這里空氣清新，綠樹成蔭，風景秀麗。1.4 設計規(guī)模與生產制度1.4.1 設計規(guī)模辛烯醛生產裝置以丁醛為原料，氫氧化鈉溶液為催化劑，先進行正丁醛提純，然后使之與氫氧化鈉溶液混合，之后丁醛在攪拌釜式反

21、應器中進行反應生產辛烯醛。其中生產能力為55000噸辛烯醛。1.4.2 生產制度員工要樹立“安全第一”的思想，自覺接受安全教育，學習安全知識，提高技術水平，保證生產的安全性。生產中要嚴格按照工藝要求進行操作，避免各類事故發(fā)生。生產崗位員工必須按規(guī)定穿戴勞動保護用品。車間安全員工要切實履行職責，隨時檢查安全生產制度，落實情況，制止違章操作和冒險作業(yè)。電器和機械設備故障應有專業(yè)人員排除，非專業(yè)人員嚴禁自己動手處理。廠區(qū)內原則上禁止動用明火，需要動火時要請示領導并做好安全工作。為防止火災與爆炸的發(fā)生，要在思想上高度重視，要貫徹“安全生產，重在預防”的方針9。生產口號為“安全生產，一次完成”。表1-1

22、 三班兩倒制人員組成人員名稱人數(shù)倒班制車間主任18小時工作制班長4四班三倒制丁醛提純崗位工人4四班三倒制丁醛反應崗位工人4四班三倒制辛烯醛提純崗位工人4四班三倒制技術工人若干8小時工作制在職工人共計25人，臨時工人若干。車間主任白天在車間主持工作，每班由一個班長帶領倒班人員進行倒班。日常交接班是傳遞安全生產信息以及發(fā)現(xiàn)問題提出問題的重要通道。接班人員提前20分鐘由正值班工帶領進入交接地點，靜心聽取交班人員交代全部運行維護情況和注意事項。有疑問時應詢問清楚，然后由交班人員陪同，對設備進行檢查，確認無問題后簽字接班。1.5 原料及產品規(guī)格1.5.1 主要原料規(guī)格及技術指標表1-2 主要原料規(guī)格及技

23、術指標項 目指 標分子量粘度cp密度g/ml丁醛原料70750.290.77氫氧化鈉溶液原料35450.501.01表1-3 辛烯醛質量指標指標名稱電池級優(yōu)級品一級品合格品主含量99.899.799.598.5灰分0.010.010.030.3水分0.010.10.20.3色度10101030密度1.2000.005外觀無透明無機械雜質液體第2章 工藝設計與計算2.1 工藝原理naoh 辛烯醛的制備是正丁醛在0.02wt氫氧化鈉溶液作為催化劑作用下在反應器中進行自縮合反應生成辛烯醛。120 反應式為： 2ch3ch2ch2cho ch3ch2ch2ch=ccho+h2o2.2 工藝路線的選擇

24、目前丁辛醇合成方法有幾種。乙醛縮合法，發(fā)酵法，齊格勒法，羰基合成法。前前幾種方法被羰基合成法所取代。羰基合成法又分為高、中、低壓合成法，同樣高壓和中壓合成法又被低壓合成法所取代10。國外現(xiàn)在主要使用的是以銠為催化劑的低壓合成工藝，其中國外以戴維，三菱化成和巴斯夫和伊士曼的工藝具代表性。具有低溫活性高、穩(wěn)定性好、正異構比例可調節(jié)的特點。本設計所用的方法為羰基合成法，而我所設計的是羰基合成法年產8萬噸丁辛醇工藝中正丁醛縮合制辛烯醛車間的設計。2.3 工藝流程簡述 圖2-1 工藝流程圖2.3.1 丁醛精餾塔原料正丁醛和異丁醛的混合物首先進入精餾塔中進行提純，經(jīng)過模擬后所選正丁醛精餾塔塔板為130塊，

25、進料板為第43塊塔板，經(jīng)過精餾塔后正丁醛純度能夠達到99.8%，而從塔頂出來的異丁醛經(jīng)過冷卻后被送入下一工段或者放入異丁醛儲罐，作為生產異丁醇的原料。2.3.2 混合器混合器的作用是使不同的物質進行混合，而本設計中的混合器是使原料正丁醛與反應催化劑0.02wt的氫氧化鈉溶液混合，當然，氫氧化鈉溶液要經(jīng)過預熱處理，最終90.5的正丁醛與60的氫氧化鈉溶液混合為87.7的溶液，由泵輸送到反應器預熱器。2.3.3 縮合反應器從混合器輸送過來的混合溶液經(jīng)過預熱器預熱到120，4.6bar條件下進入反應器進行反應，反應的正丁醛轉化率為98%，最終在反應器中生成辛烯醛和水，同時反應器中還有沒反應完全的正丁

26、醛，所以為了得到比較純的辛烯醛，這些混合物應該被提純。2.3.4 層析器辛烯醛被冷卻后進入層析器，層析器在本設計中是通過兩相分離器進行模擬的，在層析器中只是進行了油水分層進而分離的操作。水相經(jīng)過處理后并補充一定量的氫氧化鈉再次與正丁醛原料混合，已達到氫氧化鈉溶液的循環(huán)利用。2.3.5 辛烯醛精餾塔層析器分理出的油相進入精餾塔中，精餾塔具有13塊塔板進料板為第7塊，最終達到辛烯醛的質量純度為99.8%，接著辛烯醛送入儲罐或者泵送入制辛醇工段。2.4 工藝參數(shù) 辛烯醛生產工藝參數(shù)如下表：表2-1 工藝參數(shù)表序號工藝參數(shù)位號單位指標1t101塔頂出口壓力pic101mpa0.1-0.152t102塔

27、底出口壓力pic102mpa0.15-0.23r101出口溫度tic106115-1202.5 物料衡算物料衡算是化工計算中最基本最重要的內容之一，是進行化工計算的基礎。所以物料衡算的結果直接關系到生產成本和車間運輸量，對工廠技術經(jīng)濟指標有舉足輕重的影響11。 本設計為年產55000噸辛醇，辛烯醛氣相加氫轉化率為98，辛烯醛純度99.8，正丁醛縮合轉化率98，年工作時間為244天。正丁醛占進料量89.5，由此可以計算： 年產辛烯醛質量： m辛= t 年需要正丁醛的量： m正=t 每小時原料進料量： m原=t 物料流程圖及計算為：f4縮合反應器 層析器f7辛烯醛精餾塔f9輕組分 丁醛精餾塔f2f

28、5f6 混合器f1丁醛f3f8f10辛烯醛圖2-2 物料衡算計算簡圖丁醛精餾塔塔頂輕組分回收率98.9%，原料進料輕組分質量占10.5%，塔底輕組分回收率0.2%，f1為12.089t，所以可列式：f=d1+w1ff=d1d+w1w12.089=d1+w112.0890.105=d10.989+w10.002由此可得：d1=f4=1.262tw1=f2=10.827tf3是氫氧化鈉溶液的進料量，在本設計中氫氧化鈉溶液是作為催化劑使用的，所以氫氧化鈉溶液的量是少量的，并且是已知量，f3=0.137t?；旌掀鲿r將兩種物料進行混合所以混合前后忽略損失下可以認為混合前后物料質量沒有發(fā)生變化，所以f5=

29、10.424t?？s合反應器中正丁醛轉化率98%，假設系統(tǒng)損失1%，可得：f6=10.638t層析器是將油水進行分離，分離前后物料量沒有發(fā)生變化。f7=9.612tf8=1.026t辛烯醛精餾塔進料輕組分質量占3.8%，塔頂輕組分回收率為79.7%，塔底輕組分回收率0.2%，f7=9.612t，則可列式：f7=d7+w7f7f=d7d+w7w9.612=d7+w79.6120.038=d70.797+w70.002 由此可得：d7=f9=0.435tw7 = f10=9.177t 總物料衡算： 總進料量為：f1+f3=12.089+0.137=12.226t 總出料量為：f4+f8+f9+f10

30、=1.262+1.026+0.435+9.177=11.9t 根據(jù)以上數(shù)據(jù)系統(tǒng)物料守恒表2-2 總物料恒算表進料出料物流流量kg/h物流流量 kg/hf112089f41262f3137f81026f9435f109177合計12226合計11900 各設備物料恒算表如下： 丁醛精餾塔恒算結果見表2-3： 表2-3 丁醛精餾塔物料恒算表進料出料物流流量kg/h物流流量kg/hf112089f210827f41262合計12089合計12089 混合器恒算結果見表2-4： 表2-4 混合器物料恒算表進料出料物流流量kg/h物流流量kg/hf210827f510964f3137合計10964合計1

31、0964 縮合反應器恒算結果見表2-5：表2-5 縮合反應器物料恒算表進料出料物流流量kg/h物流流量kg/hf510964f610638合計10964合計10638 層析器恒算結果見表2-6： 表2-6 層析器物料恒算表進料出料物流流量kg/h物流流量kg/hf610638f79612f81026合計10638合計10.638辛烯醛精餾塔恒算結果見表2-7： 表2-7 辛烯醛精餾塔物料恒算表進料出料物流流量kg/h物流流量kg/hf79612f9435f109177合計9612合計96122.6 熱量衡算2.6.1 概述 擬建年產55000噸辛烯醛生產裝置，在全工藝段中伴隨著物料從一個體系或

32、單元進入另一個體系或單元，在發(fā)生質量傳遞的同時也伴隨著能量的消耗、釋放和轉化。其中的能量變換關系可以從能量衡算求得，對于新設計的車間，可以由此確定設備的熱負荷。再根據(jù)設備的熱負荷的大小、所處理的物料的性質及工藝要求選擇恰當?shù)脑O備。總之，通過下述的能量衡算，可以為后續(xù)的設計工作中提高熱量的利用率，降低能耗提供主要依據(jù)12。2.6.2 辛烯醛精餾塔的熱量衡算圖2-3 丁醛精餾塔熱量衡算簡圖由aspen模擬可知如下數(shù)據(jù)：已知比熱容c1=2.417kj/kgk ，c2=2.354kj/kgk，c4=c6=2.313kj/kgk，c3=2.545kj/kgk，c5=c7=2.704kj/kgk；質量流量

33、m1=12089kg/h， m2=28814.132kg/h，m3=44141.689kg/h，m4=26282.787kg/h，m6=1262kg/h，m7=10827kg/h，m5=33322.034kg/h，溫度t1=323.15k，t2=336.85k，t3=363.55k，t4=336.75k，t5=363.65k， t6=336.75k ，t7=363.65k。所需熱量計算如下：q1=c1m1t1=2.41712089323.15=9.442106kj/hq2=c2m2t2=2.35428814.132336.85=2.284107kj/hq3=c3m3t3=2.54544141.

34、689363.55=4.084107kj/hq4=c4m4t4=2.31326282.787336.75=2.047107kj/hq5=c5m5t5=2.70433322.034363.65=3.277107kj/hq6=c6m6t6=2.3131262336.75=9.830105kj/hq7=c7m7t7=2.70410827363.65=1.065107kj/h丁醛精餾塔冷凝器、再沸器熱負荷：q冷=q4+q6-q2=2.047107+9.830105-2.284107=-1.387106kj/hq沸=q5+q7-q3=3.277107+1.065107-4.084107=2.59106k

35、j/h丁醛精餾塔熱量衡算如下表： 表2-8 丁醛精餾塔熱量衡算表 進料熱量kj/h出料熱量kj/hq19.442106q22.284107q42.047107q34.084107q53.277107q69.830105合計6.268107q7合計1.0651077.531107表2-9 丁醛精餾塔熱負荷表再沸器冷凝器q熱負荷kj/h2.59106-1.3871061.2031062.6.3 異丁醛冷卻器的熱量衡算圖2-4 異丁醛冷卻器熱量衡算簡圖 已知比熱容c1=2.313kj/kgk，c2=2.22kj/kgk，溫度t1=336.75k，t2=313.15k，質量流量為m1= m2=1262

36、kg/h。 所需熱量計算如下： q1=c1m1t1=2.3131262336.75=9.830105kj/hq2=c2m2t2=2.221262313.15=8.773105kj/h冷卻器的熱負荷：q冷=q2-q1=8.773105-9.830105=-1.057105kj/h異丁醛冷卻器熱量衡算如下表：表2-8 冷卻器熱量衡算表進料熱量kj/h出料熱量kj/h熱負荷kj/h9.8301058.773105-1.0571052.6.4 氫氧化鈉預熱器熱量衡算圖2-5 氫氧化鈉預熱器熱量衡算簡圖 已知比熱容c1=4.082kj/kgk ，c2=4.068kj/kgk，質量流量m1= m2=137

37、kg/h，溫度為t1=288.15k，t2=333.15k。 所需熱量計算如下： q1=c1m1t1=4.082137288.15=1.671105kj/hq2=c2m2t2=4.068137333.15=1.857105kj/h冷卻器的熱負荷：q冷=q2-q1=1.857105-1.671105=2.46104kj/h氫氧化鈉預熱器熱量衡算如下表：表2-9 冷卻器熱量衡算表進料熱量kj/h出料熱量kj/h熱負荷kj/h1.6711051.8571052.461042.6.5 混合器熱量衡算圖2-6 混合器熱量衡算簡圖 已知比熱容c1=2.704kj/kgk，c2=4.068kj/kgk，c3

38、=2.703kj/kgk，溫度t1=363.65k， t2=333.15k，t3=360.85k，質量流量m1=10827kg/h，m2=137kg/h，m3=10964kg/h。所需熱量計算如下：q1=c1m1t1=2.70410827363.65=1.065107kj/hq2=c2m2t2=4.068137333.15=1.857105kj/hq3=c3m3t3=2.70310964360.85=1.0694107kj/h混合器熱量衡算如下表：表2-10 混合器熱量衡算表進料熱量kj/h出料熱量kj/hq11.065107q31.0694107q21.857105合計1.0835107合計

39、1.06941072.6.6 反應物預熱器熱量衡算圖2-7 反應物預熱器簡圖 已知比熱容c1=2.727kj/kgk，c2=2.916kj/kgk，溫度t1=364.45k ，t2=393.15k， 質量流量為m1= m2=10964kg/h。 所需熱量計算如下： q1=c1m1t1=2.72710964364.45=1.0897107kj/hq2=c2m2t2=2.91610964333.15=1.2569107kj/h冷卻器的熱負荷：q冷=q2-q1=1.2569107-1.0897107=1.627106kj/h 冷卻器熱量衡算如下表：表2-11 冷卻器熱量衡算表進料熱量kj/h出料熱量

40、kj/h熱負荷kj/h1.08971071.25691071.6271062.6.7 反應器熱量衡算圖2-8 反應器簡圖 由于反應為恒溫反應，所以反應前后溫度，比熱容相同，則已知數(shù)據(jù)如下：比熱容c1=c2=2.884kj/kgk，溫度t1=t2=393.15k，質量流量m1=10964kg/h，m2=10638kg/h。 所需熱量計算如下： q1=c1m1t1=2.88410964393.15=1.243107kj/hq2=c2m2t2=2.88410638393.15=1.206107kj/hq反=nh=3.156106kj/h反應器熱量衡算如下表：表2-12 反應器熱量衡算表進料熱量kj/

41、h出料熱量kj/h反應熱kj/h1.2431071.2061073.1561062.6.8 辛烯醛精餾塔熱量衡算 已知比熱容c1=2.395kj/kgk，c2=2.527kj/kgk，c4=2.452kj/kgk，c6=2.452kj/kgk，c3=2.462kj/kgk，c5=c7=2.545kj/kgk，質量m1=10638kg/h，m2=584kg/h，m3=15177kg/h，m4=151.4kg/h，m5=5996.9kg/h，m6=435kg/h，m7=9177kg/h，溫度t1=383.15k，t2=385.35k，t3=452.15k，t4=365.55k，t5=463.35k

42、，t6=365.55k，t7=463.35k。圖2-9 辛烯醛精餾塔簡圖所需熱量計算如下：q1=c1m1t1=2.39510638383.15=9.803106kj/hq2=c2m2t2=2.527584385.35=5.684105kj/hq3=c3m3t3=2.46215177452.15=1.683107kj/hq4=c4m4t4=2.452151.4365.55=1.357105kj/hq5=c5m5t5=2.5455996.9463.35=7.072106kj/hq6=c6m6t6=2.452435365.55=3.899105kj/hq7=c7m7t7=2.5459177463.3

43、5=1.0822107kj/h辛烯醛冷凝器、再沸器熱負荷：q冷=q4+q6-q2=1.357105+3.899105-5.684105=-4.28104kj/hq沸=q5+q7-q3=7.072106+1.0822107-1.683107=1.064106kj/h表2-13 丁醛精餾塔熱負荷表再沸器冷凝器q熱負荷kj/h1.0641064.281041.021106 表2-14 丁醛精餾塔熱量衡算表 進料熱量kj/h出料熱量kj/hq19.803106q25.684105q41.357105q31.683107q57.072106q63.8991052.7 化工軟件模擬 本設計所采用的化工模擬

44、軟件是aspen軟件，用其對設計流程進行模擬。在模擬中輸入工藝參數(shù)，計算機會自動進行計算得出相應結果，它在本設計中的重要作用是同手算進行對比以此進行校正修改。 丁醛精餾塔模擬結果：圖2-10 丁醛精餾塔模擬結果圖 丁醛精餾塔的模擬進料情況如下表：表2-15 丁醛精餾塔物料進出表項目流量kg/h溫度壓力mpa進料正丁醛10819.6550.00.20異丁醛1269.3550.00.20塔頂出料正丁醛7.2463.50.10異丁醛1262.1163.50.10塔底出料正丁醛10812.4290.50.16異丁醛7.2490.50.16 辛烯醛精餾塔模擬結果：圖2-11 辛烯醛精餾塔模擬結果圖 辛烯

45、醛精餾塔的模擬進料情況如下表：表2-16 辛烯醛精餾塔物料進出表項目流量kg/h溫度壓力mpa進料正丁醛205.441100.44異丁醛6.881100.44辛烯醛9253.941100.44水145.791100.44塔頂出料正丁醛205.2171.40.1異丁醛6.8871.40.1辛烯醛79.7271.40.1水140.7471.40.1塔底出料正丁醛0.231930.16異丁醛0.0011930.16辛烯醛9174.221930.16水5.061930.16 氫氧化鈉預熱器熱量模擬結果： 圖2-12 氫氧化鈉預熱器模擬結果圖氫氧化鈉模擬進料情況如下表：表2-17 氫氧化鈉預熱器物料進出

46、表項目流量kg/h溫度壓力mpa熱量kj/h進料氫氧化鈉溶液137150.2-2169372出料氫氧化鈉溶液137600.2-2144277第3章 設備計算與選型3.1 縮合應器設備計算3.1.1 確定反應器及各種條件選用連續(xù)攪拌釜式反應器（cstr），選用螺旋導流板，xf=0.8，查資料可知反應溫度為120，反應動力學方程ra=kca2，（k=19.8l/(kmol.min)）(a為正丁醛)攪拌釜內操作壓力pcr=0.46mpa；夾套內為冷卻水，入口溫度為20，出口溫度為30，p=0.47mpa 反應方程式：2ch3ch2ch2cho ch3ch2ch2ch=ccho+h2o3.1.2 反應

47、器體積 由于該反應為液相反應，物料的密度變化很小，故可近似的認為是恒容過程。 原料處理量：q0=263.73l/min 反應物濃度：ca0=kmol/l 反應器出料口物料濃度：ca=ca0(1-xf)=kmol/l 反應釜內反應速率：ra=kca2=kmol/l.min 空時： min 理論體積： 取裝填系數(shù)為0.85，則反應器的實際體積為： m33.1.3 筒體直徑和高度的計算 反應釜的h/d值如表3-1所示表3-1 不同種類反應釜的h/d值種類設備內物料類型 h/d一般攪拌釜液固相或液液相物料氣液相物料 1-1.6 1-2發(fā)酵罐類氣液相物料 1.7-2.5 本反應為液相反應，故取h/d值=

48、1.3 筒體的直徑 =3.22m 圓整：d=3m 高度：h=1.3d=1.33000=3900mm 查得dn=3000mm時，橢圓形封頭曲面高度h1=750mm13，直邊高度h2=50mm，內表面積ah=10.2271m2，容積vh=3.8879m33.1.4 內筒的壁厚 選q235-a為筒體材料，120時q235-a材料的彈性模量為e1=2.03105，取有效壁厚為15mm，負偏差為0.8mm，腐蝕裕度為2mm，因此名義厚度：d=15+0.8+2=17.8mm外徑d0=3000+217.8=3025.6mm 臨界壓力pcr=mpa pc=1.10.46=0.5060.69 故設計合理 3.1

49、.5 夾套的內徑和高度 表3-2夾套直徑與筒體直徑關系表di mm 500-600 700-1800 2000-3000dj mm di+50 di+100 di+200 由于di=3000，dj=3000+200=3200mm夾套高度hj=4（vvh）/dj2 通常裝料系數(shù)=0.6至0.85，因此計算得：hj=4（vvh）/dj2 =m 取夾套高度為3100mm 查得dn=3200mm時，橢圓形封頭曲面高度h1=800mm，直邊高度h2=50mm，內表面積ah=11.60m2，容積vh=4.69m33.1.6 夾套的壁厚 許用應力=113mpa，因為夾套有安全閥，所以設計壓力p=1.1p=0.517mp