年產76萬噸乙醛裝置工藝設計

1、吉林工業(yè)職業(yè)技術學院畢業(yè)設計前 言乙醛是有機化工產品的重要中間體，因其分子中具有羰基，反應能力很強，容易發(fā)生氧化，縮合，環(huán)化，聚合及許多類型加成反應。乙醛產量半數(shù)以上用于生產醋酸及其衍生物（如醋酐、醋酸脂等），也用于制備丁醇、異丁醇、季戊四醇等產品。這些產品廣泛應用于紡織、醫(yī)藥、塑料、化纖、染料、香料和食品等工業(yè)。工業(yè)上生產乙醛的原料最初采用乙炔，以后又先后發(fā)展了乙醇和乙烯路線。乙炔水化法成本高，因其催化劑汞鹽的污染難以處理等致命缺點，現(xiàn)以基本被淘汰。乙醇氧化或脫氫法制乙醛雖有技術成熟，不需要特殊設備，投資省，上馬快等優(yōu)點，但成本高于乙烯直接氧化法。乙烯直接氧化法制乙醛。由于其原料乙烯來源豐富

2、而價廉，加之反應條件溫和，選擇性好，收率高，工藝流程簡單及“三廢”處理容易等突出優(yōu)點，深受世界各國重視，發(fā)展非常迅速，現(xiàn)以成為許多國家生產乙醛的主要方法。本設計采用乙烯直接氧化法制乙醛,年生產能力6.7萬噸，參考吉林石化分公司103廠乙醛車間，即乙烯和氧氣在催化劑的作用下一步絡合氧化生成乙醛的生產方法為設計依據(jù)的。對工藝流程進行初步的探討和設計。由于本人水平有限，經驗不足，難免有不足和錯誤之處，懇請批評指正。2007年6月目 錄前 言I第1章 設計說明11.1 概述11.1.1生產方法11.1.2原材料和成品性質及技術規(guī)格41.2流程敘述51.2.1總反應流程圖5總反應流程簡圖1-161.2.

3、2反應工段簡述61.2.3精餾工段簡述71.2.4再生工段簡述91.2.5三廢處理91.3 設備一覽表11第2章 設計工藝計算162.1 物料衡算162.2 熱量衡算192.3 設備計算252.3.1反應器設備計算252.3.2壁厚計算與強度校核262.3.3純醛冷凝器設備計算26致 謝28參考文獻29符號說明30附 圖3114第1章 設計說明1.1 概述本設計是以吉林工業(yè)職業(yè)技術學院化學工程系下達的設計任務書為指導思想，并參考吉林石化分公司103廠乙醛車間及生產技術資料為設計依據(jù)的。乙醛是無色，有刺激性氣味的液體,密度比水小,沸點20.8O,易揮發(fā)、易燃燒,且能和水、乙醇、乙醚、氯仿等互溶。

4、乙醛是一種重要的烴類衍生物，在合成工業(yè)上是一種重要的中間體，主要用于生產醋酸、醋酐、醋酸乙烯、丁醇等重要的基本有機化工產品，它們被廣泛的應用于醫(yī)藥、化學纖維和合成纖維、塑料、農藥、香料等工業(yè)1。近年來，隨著石油化學工業(yè)的發(fā)展和乙烯均相氧化法的開發(fā)成功，乙醛的產量迅速的增長，然而我國目前乙醛的年產量還較低，遠未能滿足工農業(yè)生產的需要。在生產過程中產生的副產品無法利用，且采用的催化劑腐蝕性較大，為此對材質要求很高。 1.1.1生產方法國內乙醛生產方法有四種，乙炔水化法采用汞鹽做催化劑，存在汞的工業(yè)污染問題，乙醇氧化法雖然不存在汞的污染，但原料單耗大，只有乙烯氧化法，不僅原料的單耗比乙醇法少，且合成

5、工藝路線段，是六十年代發(fā)展起來的新方法，頗受世界各國重視，發(fā)展甚為迅速。第四種方法基本不采用。本設計采用第三種方法即乙烯直接氧化法。乙烯直接氧化法，它是世界上第一個采用均相配位催化劑實現(xiàn)工業(yè)化的過程，該法以氯化鈀、氯化銅、鹽酸水組成的溶液為催化劑，使乙烯直接氧化為乙醛。總反應式為： 實際反應按下述兩步進行： 乙烯氧化：CH2=CH2+PdCl2+H2OCH3CHO+Pd+2HCl催化劑溶液的氧化再生：Pd+2CuCl2PdCl2+2CuCl 乙烯一步氧化法制乙醛是比較成熟的工藝，要想實行真正的節(jié)能、節(jié)材，就得對現(xiàn)有裝置進行改進，如乙醛生產中催化劑氯化鈀的消耗量的降低。氯化鈀在生產中的催化原理：

6、乙烯在氯化鈀水溶液中氧化生成乙醛的反應很復雜，其歷程和動力學對氧化過程反應條件的選擇十分重要，反應方程式如下：C2H4+PdCl2+H2OCH3CHO+Pd+2HCl (1)2CuCl2+Pd2CuCl+PdCl2 (2)2CuCl+2HCl+1/2O22CuCl2+2H2O (3)總的反應方程式：C2H4+1/2O2H2OCH3CHO+243.3kJ (4)當鈀離子濃度較低時(0.0050.04mol/L)，乙烯吸收速度與鈀離子濃度的一次方及與乙烯濃度的一次方成正比，與氯離子濃度的二次方及氫離子濃度的一次方成反比，其反應速度方程為：-dC2H4/dt=k1(PdCl4)C2H4ClH (5)

7、實踐證明，氯化銅氧化零價鈀反應達到平衡的速度很快，不是整個過程的控制步驟反應(3)在氯離子的存在下，Cu+與Cl-形成絡合離子CuCl-，其氧化反應的速度取決于CuCl2-和氧氣的濃度。在生產過程中，通常稱反應(1)為乙烯的羰基化反應，反應(3)為氧化反應。要使反應連續(xù)穩(wěn)定地進行，必須使羰基化反應和氧化反應同步進行，也就是說兩個反應速率相等時達到“恒定態(tài)”，這是由恒定的氧化度Cu2+/Cu所規(guī)定的。當然，恒定氧化度位于“快速反應區(qū)”之內，恒定態(tài)是動態(tài)的平衡，可以變化。乙醛裝置在反應系統(tǒng)中除生成乙醛外，還同時生成一系列副產物，如：氯甲烷、氯乙烷、醋酸、草酸銅及高聚物殘渣等。其中易揮發(fā)的副產物隨反

8、應氣帶出催化劑系統(tǒng)，不易揮發(fā)的副產物草酸銅及高聚物殘渣在反應器中積累，使催化劑中Cu2+減少，影響Pd的氧化，影響催化劑的組成和催化劑活性，因此催化劑需經過再生處理。催化劑在再生單元經過兩個過程：在氧化管內，Cu+被鹽酸和壓縮空氣氧化成Cu2+。在再生器中，經加溫，加壓使草酸銅及高聚物分解，并加氧使Cu+氧化成Cu2+。CuCl2+CuC2O42CuCl+2CO2 (6)當再生器壓力大于0.9Mpa，再生溫度達到170時，草酸銅及高聚物分解率達到92.3，經再生，恢復催化劑溶液中的總銅含量，保持鈀離子濃度的穩(wěn)定和催化劑的活性，從而不影響主反應。從反應速度方程式(5)可以看出，提高催化劑中鈀含量

9、可以提高羰基化反應速度，從而提高裝置負荷和反應收率。但鈀含量也不宜太高，否則，由于氧化反應速度滯后于羰基化反應速度，會引起金屬鈀析出，從而增加氯化鈀消耗，同時使催化劑活性不穩(wěn)定，甚至可能引起停車。而且鈀是貴金屬，高鈀耗對裝置經濟運行不利。在生產中須將催化劑中的鈀含量控制在較低水平，并根據(jù)負荷進行調整，以適應生產的要求。引起鈀耗的途徑有三條：一是反應氣夾帶到蒸餾系統(tǒng)，隨廢水流失。經測定，正常生產時，廢水中鈀含量為20×10-6g/t左右，折算每噸乙醛鈀耗為0.12g左右，這是正常的消耗；二是由于不正常操作引起催化劑的損失；三是隨催化劑沉淀、吸附在催化劑殘渣和高聚物中。對此我們提出了防止

10、鈀損失的措施：一.防止催化劑霧沫夾帶：控制反應器的液位在60%以內，除沫器壓差在1500Pa以下，反應器和除沫器壓差在0.12MPa以內，能有效防止催化劑發(fā)泡而夾帶至后系統(tǒng)。在第一冷凝器冷凝液進入P-101泵的入口處，增設一Dg25的脫鹽水管線，以滿足高負荷生產的需求，提高催化劑循環(huán)效果，防止形成環(huán)流。實際生產中，反應器液位的儀表由于催化劑堵塞而引起偏移，因此要經常分析第一冷凝器后冷凝液的總銅含量，作為輔助判斷的依據(jù)。二.防止催化劑跑、冒、滴、漏：及時處理再生單元液位計故障，防止再生單元跑催化劑。在旋風分離器的吹氣式液位計的正壓側增設脫鹽水沖洗管，對液位計進行定期沖洗，提高液位計的準確性。三.

11、補加氯化鈀時，防止掛壁沉積：在反應三樓增設鹽酸取料口，將補加氯化鈀時，氯化鈀與鹽酸的配比由原1:10調整為1:30。攪拌后靜置15min，使未溶的氯化鈀沉降，溶液部分倒入催化劑配制槽，加脫鹽水沖洗，防止催化劑掛壁沉積；對未溶解的氯化鈀，繼續(xù)加鹽酸，重復以上操作，直至完全溶解。這樣可確保進入再生系統(tǒng)的氯化鈀以絡合離子形式存在，防止氯化鈀在過濾器中被黑色殘渣等高聚物包裹而影響補加氯化鈀的效果10。總的來說，通過對乙醛裝置反應單元、再生單元催化劑控制參數(shù)的優(yōu)化，以及進行相關的技術改造，有效地提高了催化劑的活性，降低了貴金屬鈀的消耗，同時也降低了乙醛裝置的主要物耗。1.1.2原材料和成品性質及技術規(guī)格

12、1.原材料 表11乙烯的物理及化學性質沸點（0C）103.7冰點（0C）-169.2臨界溫度（0C）9.9密度（D20g/cm3）0.5699 臨界壓力（MPa）5.137相對分子量28.053爆炸極限（%）上限：2.7 下限：36乙烯（結構簡式/分子式CH2=CH2）常溫常壓下為無色、無臭、稍帶有甜味的可燃性氣體。幾乎不溶于水,溶于乙醇、乙醚等有機溶劑. 屬低毒類。麻醉作用較強,但對呼吸影響較小。人吸入含37.5%乙烯的空氣,15min可引起明顯記憶障礙;含50%乙烯的空氣,使含氧量降至10%,引起人意識喪失。若吸入75%90%乙烯與氧的混合氣體，可引起麻醉，但無明顯的興奮期，并迅速蘇醒。吸

13、入上述混合氣體25%45%可引起痛覺消失，意識不受影響。長期接觸乙烯的工人，常有頭暈、全身不適、乏力、注意力不能集中，個別與胃腸功能紊亂，體征無特殊發(fā)現(xiàn)。氧氣是空氣的組分之一，無色、無臭、無味。氧氣比空氣重，在標準狀況（0和大氣壓強101325帕）下密度為1.429克/升，能溶于水，但溶解度很小。在壓強為101kPa時，氧氣在約-180攝氏度時變?yōu)榈{色液體，在約-218攝氏度時變成雪花狀的淡藍色固體。表12 原材料中各組分摩爾分數(shù)名稱氧氣氮氣乙烯乙烷摩爾分數(shù)（）99.01.0099.70.32.成品表13 成品中各組分摩爾分數(shù)名稱乙醛水丁醛醋酸摩爾分數(shù)（）99.00.060.020.023.

14、吉林市的自然條件本設計的廠址選擇在吉林市，一般情況下：平均氣壓 745.66 mmHg最高溫度 36.6 最低溫度 -38.1 平均相對溫度 71 最大凍土深度 174 cm最大雪深度 420 cm平均風速 2.7 m/s松花江水溫 15.0 最高江水溫度 25.5 4.生產指標乙烯單程轉化率是38.03，乙醛的單程收率是37.24，選擇性是97.92。副產物中各組分摩爾分數(shù)：組分 二氧化碳 氯甲烷 氯乙烷 丁醛 醋酸 高沸物摩爾分數(shù)（） 48.02 3.53 1.54 3.74 40.09 3.08循環(huán)氣中各組分摩爾分數(shù)：組分 水 氮氣 氧氣 乙烯 乙烷 二氧化碳 氯甲烷 氯乙烷摩爾分數(shù)（）

15、 0.82 7.14 8.01 65.01 4.27 13.7 0.94 0.115.生產規(guī)模年產量6.7 萬噸。6.原料來源乙烯來自乙烯廠，氧氣和氮氣來自102廠空分車間，低壓蒸汽來自動力廠或熱電廠。1.2 流程敘述1.2.1總反應流程圖 總反應流程簡圖1-11.2.2反應工段簡述反應工段流程簡圖1-2由吸收塔T0101來的循環(huán)氣經水環(huán)壓縮機C0101A或C0101B壓縮，然后經氣水分離，氣體由分離器頂部出來與104廠來的新鮮乙烯在管道中混合，然后進入反應器R0101底部。新鮮氧氣（來自102廠空分車間）單獨送入反應器R0101下部。乙烯和氧氣在反應器R0101內，在溫度125至130，壓力

16、33.6bar，經氯化鈀氯化銅的鹽酸水溶液作用，進行反應生成氣體乙醛，含有氣體乙醛和未反應的乙烯，氧氣，水蒸汽等夾帶著催化劑的合成氣經反應器R0101之間的兩根導管進入除沫器X0101，在此進行氣液分離，液相催化劑經除沫器X0101底部的催化劑循環(huán)管返回反應器R0101。為保持催化劑的活性穩(wěn)定，從催化劑循環(huán)管每小時引出5至6立方米催化劑送往再生工序進行氧化再生，經氧化再生后的催化劑，從反應器R0101底部送回反應系統(tǒng)。夾帶微量催化劑的合成氣進入第一冷凝器E0102被冷卻至105115，在此合成氣中的水蒸氣部分被冷凝下來，經一冷受液槽V0102催化劑再生工序尾氣洗滌塔T0301送來的吸收液混合，

17、經凝液輸送泵P0101A或B，從除沫器X0101上部噴淋加入除沫器X0101，為補充在反應過程中催化劑損失掉的水分，在凝液輸送泵P0101A或B補加脫鹽水，未凝氣體進第二冷凝器E0103，進一步冷凝冷卻至75以下，凝液經凝液槽V0103進入吸收塔T0101塔釜，未凝氣體進第三冷凝器E0104，冷凝下來的凝液進入吸收塔T0101塔釜，未凝氣體在此冷卻至45以下進入吸收塔T0101下部，在吸收塔上部加入每小時2.5至60立方米的工藝水吸收。吸收液，第二冷凝器的冷凝液，第三冷凝器的冷凝液一并經過粗醛過濾器X0103，冷卻器E0104的飽和蒸汽經減壓至2.5bar，供廠房采暖和管線設備伴線使用。1.2

18、.3精餾工段簡述精餾工段流程簡圖1-3用泵P0402A或B將粗乙醛從V0402抽出送至螺旋換熱器E0201，與X0201塔底排出的廢水換熱，溫度升到95后，進入脫輕組分塔T0201，T0201塔在3bar的壓力操作下，直接蒸汽加熱，控制塔頂溫度60，塔釜為106，從塔頂蒸出氯甲烷，氯乙烷等低沸物，進入塔頂冷凝器E0203冷凝，凝液回流（回流比為68）未凝氣體去火炬燃燒，為減少隨低沸物帶走的乙醛量，在塔頂加萃取水，脫去低沸物的粗乙醛，從T0201塔釜流入純醛塔T0202，該塔的操作壓力1.2bar直接水蒸氣加熱，控制塔底溫度為125，通過調節(jié)回流量控制塔頂溫度約43，從塔頂蒸出的純醛進入純醛冷凝

19、器E0204A和B送至成品罐區(qū)，塔釜排出含醛量<0.1的廢水經熱交換器E0201，冷卻器E0202冷卻至40以下流到廢水中和工序。冷凝器E0204排出的未凝氣體經壓力調節(jié)閥調節(jié)進入吸收塔T0407，用冷卻至45以下，流入粗醛貯罐V0402。吸收塔T0101頂部排出的循環(huán)氣，絕大部分返回循環(huán)壓縮機C0101A或B經壓縮后重新參加反應，為避免惰性氣體在反應系統(tǒng)的積聚，將少量循環(huán)氣連續(xù)經阻火器排至火炬S0101燒掉。為防止火炬在燃燒時產生大量的黑煙，必需向火炬適當通入消煙蒸氣，為了補充在反應過程中由于生成副產物消耗掉的鹽酸，由鹽酸計量泵P0301A或B 每小時加入鹽酸50立升左右，經催化劑循環(huán)

20、管補加鹽酸，當反應器R0101，除沫器X0101出現(xiàn)故障時，可將其內催化劑放入觸媒收集坑。本崗位設有脫鹽水貯罐V0407和工藝水貯罐V0408，做為緩沖罐使用，脫鹽水經P0401A或B送往用戶，工藝水經P0405A或B送往用戶，進入車間的過熱蒸汽經減壓飽和處理，將31bar的過熱蒸汽經減壓調節(jié)并用P002A或B泵補入脫鹽水后，以14bar飽和蒸汽的形式送往再生火炬，并將9bar的過熱蒸汽經減壓調節(jié)，并用P001A或B泵補加脫鹽水后，以5.5bar飽和蒸汽形勢送往反應，精餾，將5.5bar水吸收氣體中的乙醛，吸收液流入粗醛貯槽V0402，塔頂廢氣送火炬。為保持T0201塔和T0202的塔壓力穩(wěn)定

21、，可適當調節(jié)塔內的保壓氮氣的流量。生產過程中產生的不合格乙醛，則送至不合格乙醛貯槽V0404貯存，定期用泵打入粗醛槽V0402，為保持純醛質量，從T0202塔精餾段的第四塊塔板連續(xù)采出75.4kg/h的巴豆醛餾分，經冷卻器E0204冷卻，進混合罐V0201與100kg/h的工藝水混合后，流入萃取塔T0203，在T0203頂部加100kg/h工藝水，萃取巴豆醛中的乙醛，含醛水溶液從底部經U型管流至粗醛貯罐V0402，從塔上部流出含60巴豆醛的有機相進入巴豆醛貯槽V0405，定期用泵P0404打入槽車，送往焙燒爐燒掉。粗醛槽V0402和巴豆醛貯槽用氮氣保壓在0.3bar，純醛貯槽V0404用氮氣保

22、壓在0.81.6bar，各貯槽的放空氣體進吸收塔T0401回收乙醛。1.2.4再生工段簡述再生工段流程簡圖1-4來自除沫器循環(huán)管連續(xù)采出的56/h觸媒，經加入鹽酸和氧氣，把Cu()氧化為Cu（）進入旋風分離器V0302，在此保持液面，通入氮氣攪拌，將溶解在觸媒中的乙醛，醋酸等吹出脫氣后的觸媒經壓濾機X0301過濾后，用觸媒輸送泵P0302打進再生器V0304，用直接蒸汽加熱到120，壓力控制在911bar，通入50100/h的氧氣，分解草酸銅和不溶解性殘渣，使觸媒中的殘渣含量保持在100克/升左右，再生的觸媒進入閃蒸槽V0303，并控制壓力5bar左右，保持一定的液面，把溶解在觸媒中的氣體分離

23、出來，合格的觸媒從底部返回反應器R0101。為了回收尾氣中的乙醛，從旋風分離器V0302和閃蒸罐V0303頂部出來的氣體進入冷凝器E0301冷凝，未凝氣進入尾氣洗滌塔T0301吸收后去火炬S0101燃燒。尾氣洗滌塔T0301的吸收液，冷凝器E0301的冷凝液和P0302泵的軸密封水，用乙醛回收泵P0304打到凝液輸送泵P0101的進口進入反應系統(tǒng)。鹽酸由管道送到鹽酸貯槽V0406貯存，當需要時V0406壓入鹽酸計量槽V0301，這兩槽的放空鹽酸氣體進入鹽酸氣吸收塔T0302，用工藝水吸收后氣體放空，吸收液流入下水道。鹽酸計量槽V0301的鹽酸經鹽酸計量泵P0301送到觸媒氧化道或除沫器X010

24、1觸媒循環(huán)管。1.2.5三廢處理本車間在生產過程產生的廢氣主要是循環(huán)氣。因循環(huán)過程中有大量的有毒有害氣體存在，為此必須放空燒掉，以達到環(huán)保要求。廢液主要是生產過程中的副產品巴豆醛，CH3CH=CHCHO學名-甲基丙烯醛。有順式和反式兩種異構。普通商品是反式巴豆醛。無色可燃性液體。有催淚性。密度0.858。熔點-76.5，沸點104。稍溶于水，溶于乙醇、乙醚、苯、甲苯和汽油?；瘜W性活潑。純巴豆醛容易樹脂化。在空氣中逐漸氧化生成巴豆酸。用異丙醇鋁還原時生成巴豆醇。用于制正丁醇、正丁醛、橡膠硫化促進劑、酒精變性劑和鞣劑等。也用作煙道氣的警告劑。由二分子乙醛縮合而成。它是一種有刺激性氣味的的黃色的粘稠

25、狀液體，因其有毒，目前尚未發(fā)現(xiàn)有較好的利用辦法。為此側線采出之后，用槽車拉至廠外燒掉。精餾塔底廢水，從塔底出來的廢水溫度大約是125，與從V0402來的粗醛換熱后，再進一步由廢水冷卻器冷卻，使其溫度降到40以下，送至污水進行處理。還有車間泵房用的消防水，中間罐區(qū)和成品罐區(qū)用的冷卻恒溫水，因其中沒有有毒物質，可直接排入松花江。本車間生產過程沒有廢渣，這是較好的一面。但是該車間對三廢的利用不好，副產品未能充分利用，這是對提高經濟效益不利的。1.3 設備一覽表表13 各工段設備一覽表序號位號設備名稱規(guī)格型號材質數(shù)量單重（kg）備注1R0101反應器2550/2200×21500外殼碳鋼，襯

26、兩層，橡膠，襯兩層陶磚127800氧氣入口管為鋼，乙烯入口管為肽2X0101除沫器2800/2500×15600外殼碳鋼，襯兩層，橡膠，襯兩層陶磚131600不帶磚重3E0102第一冷凝器立式單程列管式800×2500n=374根2.5×1.5F58m2管，封頭，管板為肽材，外殼為不銹鋼115004E0103第二冷凝器立式單程列管式800×3000n=298根2.5×1.5F78 m2管，封頭，管板為肽材，外殼為不銹鋼12420 表13 各工段設備一覽表 （續(xù)表13）序號位號設備名稱規(guī)格型號材質數(shù)量單重（kg）備注5E0104第三冷凝器臥式列管

27、式700×5575n=292根，25×2，F(xiàn)114m2不銹鋼129006E0105粗醛冷卻器板式F85.5m2不銹鋼114007V0101壓縮機氣水分離器立式1000×2500V2m3 6mm不銹鋼18508V0102一冷凝液受槽立式1000×2500V2m3 5mm不銹鋼115009V0103二冷凝液受槽立式1000×2500V2m3 5mm不銹鋼1180010T0101吸收塔填料浮閥塔1600×21100，6塊浮閥塔板，板間距是350mm，填料高4m×3填料為聚乙烯 鮑爾環(huán)50×50×1.5不銹鋼11

28、150011P0102一冷凝液輸送泵離心式 Q306m3/n 56H57 n2960轉/分軸功率8.4kw W75kg肽，機械密封23 表13 各工段設備一覽表 （續(xù)表13）序號位號設備名稱規(guī)格型號材質數(shù)量單重（kg）備注12C0102A/B水環(huán)壓縮機Q設計12000Nm3/nQ正常96Nm3/nP出口6barN405Kw n=11400轉/分不銹鋼填料函27400帶馬達重13X0102粗醛過濾器408×850濾樞300 濾網孔5不銹鋼125014X0103冷凝液過濾器323×650濾樞200 濾網孔1肽材112515E0201粗醛預熱器螺旋板F183m2不銹鋼185001

29、6T0201脫輕組分塔1100×21700，20塊篩板，2層填料4000×2不銹鋼111500 表13 各工段設備一覽表 （續(xù)表13）吉林工業(yè)職業(yè)技術學院 畢業(yè)設計（論文）序號位號設備名稱規(guī)格型號材質數(shù)量單重（kg）備注17E0203脫輕組分塔回流冷凝器508×550立式列管F64.5m2不銹鋼1172018T0202純醛塔1800×30200，36塊篩板不銹鋼12190019X0201壓濾機400×850Q 80m3/時P=100mm肽材125020E0202廢水冷卻器列管臥式F95.55m2800×3000N298根25×

30、;1.5不銹鋼1110021E0206巴豆醛冷卻器套管48.3×4700F0.8m2不銹鋼19031 表13 各工段設備一覽表 （續(xù)表13）序號位號設備名稱規(guī)格型號材質數(shù)量單重（kg）備注22E0204A/B純醛冷凝器臥列管式1000×5775F325m2碳鋼襯樹脂2680023V0201回流罐1600×3200V63m3碳鋼1605024P0201A/B回流泵CPK-Em40-250H55米Q=25m3/hN=11Kw n=2940根碳鋼228025E0205純醛冷卻器列管臥式F7.1m2不銹鋼1200第2章 設計工藝計算化工產品的生產過程的各項技術指標：產品產

31、量，原料消耗量，公用工程的水，電，汽的消耗量，產品和副產品的數(shù)量等都是十分重要的工藝指標，為了衡量其先進性，經濟性，合理性，就要進行化工生產過程中的局部或全過程的物料衡算和熱量衡算。物料衡算是三算中最基本的，因此進行工藝設計時，首先要進行物料衡算?，F(xiàn)在，化工生產基本采用連續(xù)化生產，其特點是不斷的、穩(wěn)定的向反應系統(tǒng)或設備投入物料，同時取出相同數(shù)量的物料，設備中某一區(qū)域的反應參數(shù)（如溫度，壓力，濃度，流量）不隨時間而變，局部反應條件可不一致，但總條件不隨時間變化。計算基準：以單位時間（小時）為佳，物料衡算式：（質量守恒定律）。進入系統(tǒng)的物料量流出系統(tǒng)的物料量系統(tǒng)內累計的物料量，對于連續(xù)生產過程累計

32、0，此時進出。衡算一般以進，出物料的總重量為準進行，分子數(shù)在反應過程中有變化，不可以做基準。2.1 物料衡算1.反應器實際生產乙醛量的計算平均生產時間為7440h,實際生產的乙醛量理論生產的乙醛量損失的乙醛量X 203.030 X×0.72所以 X203.0300.72×X 解方程得：X262.496（kmol/h）2.乙烯消耗量的計算（生成目標產物的乙烯消耗量） 1 1 X 204.52 X204.52（kmol/h）3.加入反應器的乙烯量的計算收率轉化為目的產物的乙烯量/加入反應器的乙烯量×10037.24204.502/X X549.146（kmol/h）4

33、.副產物消耗的乙烯量選擇性轉化為目的產物的乙烯消耗量/反應掉的原料量×10097.92204.502/X X=208.846（kmol/h）副產物消耗的乙烯量268.846 -204.5024.344（kmol/h）5.生成目的產物的耗氧量 1 1/2 204.502 X X=102.251（kmol/h）6.副產物的量及組成利用碳原子守恒計算副產物的生成量，反應物碳原子數(shù)目生成物碳原子數(shù)目。計算結果見表21。表21 副產物含量序號名稱分子式組成（）含量（kmol/h）1一氧化碳CO248.022.6242氯甲烷CH3Cl3.530.1933氯乙烷C2H5Cl1.540.0844巴豆

34、醛C3H5CHO3.740.2045高沸物含三個C3.080.1686醋酸CH3COOH40.092.4527總量1.006.1177.總耗氧量生成目的產物的的耗氧量副產物的耗氧量副產物的耗氧量2.934×1000.229×0.502.4495.504（kmol/h）總耗氧量114.33+5.504119.834（kmol/h） 圖21 物料衡算圖設放空量為D，循環(huán)氣量為C，新鮮氧氣量為A，新鮮乙烯量為B，則根據(jù)以上物料衡算圖，則得方程組：對N2：A×1D×7.14對C2H6：B×0.3D×4.27對C2H4：B×99.7C

35、×65.01622.914對O2：A×99.0C×8.01119.834C×8.01D×8.01對以上四式聯(lián)立解得：D17.384（kmol/h）； A124.125（kmol/h）；B247.432（kmol/h）； C578.718（kmol/h）4。2.2 熱量衡算熱量衡算的理論依據(jù)是質量和能量守恒定律。1.反應熱選基準溫度125，即398.15K，在此溫度下反應物及主要生成物的生成熱及熱容如下： C2H4(g) O2(g) CH3CHO(l) CH3COOH(l) CO2(g) H2O(l)Hf(kJ/mol) 52.26 0 -192

36、.3 -484.5 -393.51 -285.82Cp（kcal/kmol/K）43.56 29.35 0 124 37.1 75.291 查石油化工數(shù)據(jù)手冊可知，在3bar表壓下，主反應的相變溫度是61.32。 CH3CHO(l)(25,1atm) CH3CHO(l) (61.32,3atm) 25 1atm CH3CHO(g) (61.32,3atm)(125,3.96atm ) CH3CHO(g)(125,3.96atm)查得61.32下乙醛的相變熱為：=24.39kJ/kmol=5836.768（kcal/kmol）平均溫度（）；乙醛比熱容=26.88 kcal/（kmol·

37、K）；平均溫度（）93.16下比熱容=14.83kcal/（kmol·K），則；平均溫度下比熱容：=11.69kcal/（kmol·K）,=6.805kcal/（kmol·K）；則；由熱量衡算方程+=+得：=-58507+976.282+5836.768+944.37-1849.5=-52599.26(kcal/kmol)。2.副產物放熱量查石油化工數(shù)據(jù)手冊可知，在3bar表壓下，下列副反應相變溫度是168。 CH3COOH(l)(25,1atm) CH3COOH(l)(168,3.96atm) 25 3.96atm CH3COOH(g)(168,3.96atm)

38、(125,3.96atm) CH3COOH(g)(168,3.96atm)平均溫度T1（25168）/296.5()，96.5溫度下乙酸比熱容=33.73kcal/（kmol·K）。則33.73×（16825）4823.39(kcal/kmol)。168時醋酸相變熱為=5090.6()，平均溫度T2（125168）/2146.5()，該溫度下乙酸比熱容20.185kcal/（kmol·K），則20.185×（125168）867.955(kcal/kmol)；平均溫度T3（12525）/275()，該溫度下11.69kcal/（kmol·K）,

39、6.805kcal/（kmol·K）。則（11.69+6.805）×（12525）1849.5(kcal/kmol)。由熱量衡算方程+得：-128411.48+4823.39+5090.6-867.955-1849.5-121214.945(kcal/kmol)3.水的放熱量(25,1atm) (l)(143.67,3.96atm) 25 3.96atm (g)(143.67,3.96atm)(125,3.96atm) (125,3atm)平均溫度T1（12525）/275()，該溫度下CO2的比熱容=9.462kcal/（kmol·K），則，C2H4和O2反應生

40、成H2O的相變溫度是143.67，其相變熱為：=9210.05kcal/kmol；T2（25143.67）/284.335()，該溫度下H2O的比熱容=18.09kcal/（kmol·K），則18.09×（143.6725）2146.74（kcal/kmol）；T3（125143.67）/2134.335，該溫度下H2O的比熱容=8.1kcal/（kmol·K），8.1×（125143.67）151.227（kcal/kmol），平均溫度，該溫度下11.69kcal/（kmol·K）,6.805kcal/kmol。則（11.696.805）&#

41、215;（12525）1849.5（kcal/kmol）；由熱量衡算方程：+337540.672×(2146.749210.05151.227946.2)1849.5315086.644（kcal/kmol）總的反應熱為： 231.973×(52599.26)2.452×(121214.945)2.934/2×(315086.644) 12961059.3（kcal/kmol）4.新鮮氧氣進入反應器帶走的熱量已知新鮮氧氣的進料溫度是20，反應溫度是125，平均溫度為72.5，其中含有少量氮氣。在沒有相變熱的情況下求新鮮氧氣的比熱容。表28 新鮮氧氣比熱容

42、表格O2(g)N2(g)Xi（）991Cpi（kcal/（kmol·K）6.8036.976.735+0.06976.8047（kcal/（kmol·K）,則新鮮氧氣帶入的熱量為：124.125×6.8047×(20125)87571.89(/h)5.循環(huán)氣帶走的熱量已知循環(huán)氣和乙烯混合后的進料溫度是50，反應溫度是125，則其平均溫度是87.5，混合氣體中各組分的含量百分比及在此溫度下比熱容見表29。表29 混合氣體比熱容表格O2N2H2OC2H4C2H6CO2CH3ClC2H5ClXi0.5610.005740.050.75410.02990.095

43、930.006580.00077Cpikcal/（kmol·K）0.828.6418.0312.0014.579.50210.8717.21XiCpi0.3830.4230.10359.4920.43560.91150.071520.01325則混合氣體平均比熱容為：11.39kcal/（kmol·K），則新鮮循環(huán)氣帶走的熱量為：(247.432578.718)×11.39×(12550)705738.6375（kcal/h）6.塔底催化劑帶入的熱量催化劑的進了溫度是154，同理可得催化劑平均比熱容為：1.05kcal/（kmol·K），則新鮮

44、循環(huán)氣帶走的熱量為：8.93×1.05×(154125)×1095.3297832.33（kcal/h）7.鹽酸帶走的熱量鹽酸的進料溫度是20，平均比熱容是=0.95kcal/（kmol·K），則鹽酸帶走的熱量為：62.8×0.95×(20125)6264.3（kcal/h）。8.水的汽化熱量水在125時的汽化熱分別是524.14，則鹽酸和催化劑帶入的一部分水的汽化熱量分別為：62.8×（130）×524.1423041.1944（kcal/h）；Q6（8.938.67）×1095.3×524.

45、14147263.5409（kcal/h）。9.反應器損失的熱量在生產過程中，反應器會因為采用材質環(huán)境溫度等原因損失一部分熱量，用以下公式進行計算：，取反應器的直徑為2.55m,高21.51m,反應時平均溫差=4.5。散熱系數(shù)K=15kcal/（m2·），則15×（3.14×2.550×21.512×3.14×（2.545/2）2）×45123146.7（kcal/h）10.反應器加水量根據(jù)反應器的熱平衡得：，將這個方程展開可得：，則反應器加入的水的汽化熱量為：12961059.3+297832.36264.3705738.

46、6375123146.7×287571.8961207867.73（kcal/h），鹽酸和催化劑中的水的汽化熱量：1207867.73147263.540923041.194411888002.75（kcal/h）。反應器中加入的水首先在除沫器中達到飽和即在143時汽化，之后冷卻到125，是整個過程中水的汽化熱，水在143時的汽化熱為511.17，設加水量為M，則汽化熱量為，水的初始溫度為80，平均溫度為120.5，該溫度下的平均比熱容為1.2365kcal/（kmol·K），則有：（kmol/h）即反應器的加水量為1163.9kmol/h，反應器加水量的初值是1165.7

47、kmol/h二者差值是1.80kmol/h，基本上是符合的。表210 反應器熱量衡算結果表格帶入反應器的熱量（kcal/h）帶出反應器的熱量（kcal/h）新鮮氧氣帶入熱量12961059.30循環(huán)氣的熱量705738.63750塔底催化劑的熱量297832.330鹽酸的熱量6264.30143水的汽化熱9211.2834催化劑帶入水的汽化熱147263.5409反應器損失的熱量123146.7反應放出熱量12961059.3總衡算方程Q02.3 設備計算2.3.1反應器設備計算1.已知空塔速度為0.55m/s（1）反應器氣體入口總流量Mtkmol/h，Mt124.125+578.718+24

48、7.432950.275（kmol/h）；（2）反應器氣體出口總量MRkmol/h，MR1997.6kmol/h；（3）平均分子流量（MtMR）/2（937.7661997.6）/21473.938（kmol/h）；（4）設平均總壓為4.76atm；（5）運用理想氣體狀態(tài)方程求塔內氣體平均總量：VnRT/P1467.683×0.082××（125273.15）/4.76/36002807.156×（cm3/s）；（6）塔的截面積AtV/u2796.298×/555.104（m2）；（7）塔徑2.550m；（8）塔內乙醛氣體體積計算：Vct要求反

49、應器每小時生成乙醛量（kg）/（乙醛的生產能力）231.973×44.05/134.975.66（m3/h）；（9）H。（清液層）高度計算：H。Vct/At75.66/5.08414.82（m），設塔頂壓力為4atm；（10）校核平均總壓：P底P頂H。×Pct/1.03364+14.70×1095.3/1.0336/5.571(atm)，P均（P底P頂）/2（5.571+4）/24.785(atm)。2.鼓泡塔床層高度HGL的計算已知OG0.4801，求G。因為G OG×1uOL×G/uOG/(1G)0.4801×（10.43×G/0.55/（1G），解方程G=0.311；又因為G （HGLH。）/HGL0.311（HGL14.82）/HGLHGL21.51m,由此可知，我們用于生產的R2101是塔徑為2.550m,高度為21.51m的鼓泡