年產(chǎn)25萬(wàn)噸丁醇生產(chǎn)工藝-文庫(kù)吧資料
2025-07-01 06:54本頁(yè)面
【正文】 n —— 實(shí)際塔板數(shù)； nF——— 進(jìn)料板數(shù)； HF——進(jìn)料板處板間距，m； ——人孔數(shù)； ——塔底空間高度，m； ——設(shè)人孔出的板間距，m； ——塔頂空間高度，m； ——封頭高度，m； ——裙座高度，m=正異丁醇分離精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總的正異丁醇分離精餾塔計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表42。7）塔高塔高按式（46）計(jì)算。本設(shè)計(jì)的精餾塔直徑D=3200mm，每隔7塊板設(shè)一人孔，則開(kāi)13個(gè)人孔。 （45）取3）塔底空間高度假定塔底空間依儲(chǔ)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(jù)精餾塔直徑D=，查表得 封頭高度=6）開(kāi)人孔處增加的高度對(duì)于D≥1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔6~8塊板設(shè)一人孔。4）液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)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(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 溢流裝置的計(jì)算 1）堰長(zhǎng)由于，則 2）溢流堰高度選用平直堰，堰上層高度由下式（42）計(jì)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(shù)圖（見(jiàn)左圖）得,則 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)是合理的。表41 液體負(fù)荷與溢流類(lèi)型的關(guān)系塔徑(mm)液體流量 (cum/h)單溢流雙溢流四溢流200090901603000110110200200300400011011023023035050001101102502504006000110110250250450， m179。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。目前多采用弓形，因其結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，特別適合于塔徑較大的場(chǎng)合，所以我們選擇弓形降液管。橫坐標(biāo)數(shù)值為取板間距HT=，對(duì)于常壓塔 ~,取hL=,則HThL== 圖41 史密斯關(guān)聯(lián)圖查圖可知=，則則（~）。由aspen模擬得到的數(shù)據(jù)計(jì)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(jì)算最大空塔氣速依據(jù)式（41）計(jì)算 （41）式中負(fù)荷因子C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖(見(jiàn)圖41)查出。hr1error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(diǎn)工藝流程圖 圖39 丁醇合成工段帶控制點(diǎn)工藝流程圖 設(shè)備選型及典型設(shè)備設(shè)計(jì)n 正異丁醇分離精餾塔的設(shè)計(jì)塔板的選擇:正異丁醇分離過(guò)程生產(chǎn)較為穩(wěn)定，負(fù)荷變化不大，對(duì)操作彈性的要求不高。hr1ΣQ 表39 丁醛加氫反應(yīng)工段熱量衡算計(jì)算表項(xiàng)目數(shù)據(jù)ΣH outΣH in/Gcalhr1T4熱負(fù)荷/Gcalhr1T3熱負(fù)荷/Gcalhr1E5熱負(fù)荷/Gcalhr1T2熱負(fù)荷/Gcalhr1R2熱負(fù)荷/Gcal熱量衡算見(jiàn)表39。hr1ΣH outΣH in/Gcalhr1ΣH in/Gcalhr110246Volume Flow/cum表37 丁醛加氫反應(yīng)工段流股焓變計(jì)算表QUANH2OUTQINGZHONGYDCC4H10OTemperature/℃400099Pressure/bar426331Vapor Frac0110000Mole Flow/kmolhr1ΣQ/Gcalhr1丙烯羰基合成反應(yīng)工段熱量衡算具體見(jiàn)表36。hr1T1塔底再沸器熱負(fù)荷/Gcalhr1P1功耗/Gcalhr1E2熱負(fù)荷/Gcal表35 羥基合成反應(yīng)工段輸入功和熱負(fù)荷計(jì)算表項(xiàng)目數(shù)據(jù)E1熱負(fù)荷/Gcalhr1H out/Gcalhr1Enthalpy/Gcalhr11100490Mass Flow/kg圖34 羥基合成反應(yīng)工段熱量衡算圖丙烯羰基合成反應(yīng)工段流股焓變具體見(jiàn)表34。根據(jù)上式，對(duì)各主要設(shè)備進(jìn)行能量衡算。∑Hout－離開(kāi)設(shè)備的各物料焓之和。根據(jù)能量守恒定律，進(jìn)出系統(tǒng)的能量衡算式為Q－過(guò)程的換熱之和，包括與環(huán)境的換熱和與加熱劑或冷卻劑的換熱。hr1431011501845433210413Mass Flow/kghr1490101050010457226041033質(zhì)量流/kg 圖33 全流程工段物料衡算圖丙烯制正異丁醇的整個(gè)流程的物料狀況如下表33所示。因此，在丁醛加氫工段物料是守恒的。在脫重組分塔中，重的雜質(zhì)被去除，排出。hr1H20000C4H8O000C4H10O00YIDINGC000YIDINGQ0000H2O00000C8H14O000000C8H16O2000000DSDZ（丁酸丁酯）00000YDSDZ（異丁酸丁酯）000000進(jìn)口質(zhì)量流量出口質(zhì)量流量丁醛加氫反應(yīng)的化學(xué)反應(yīng)方程式，見(jiàn)式（14）至式（17）其主反應(yīng)為： （14） （15）副反應(yīng)為： （16） （17）由表32可知，該工段進(jìn)料為混合醛和H2，在丁醛加氫反應(yīng)器中，進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)，生成正異丁醇，以及丁酸丁酯、異丁酸丁酯、辛醇等副產(chǎn)物。hr1質(zhì)量流量/kg圖32 丁醛加氫反應(yīng)工段物料衡算圖丁醛加氫反應(yīng)工段物料情況如下表32所示。主：CH3CH=CH2 + CO+H2→CH3CH2CH2CHO （11） CH3CH=CH2+CO +H2 →（CH3）2CHCHO （12） 副：CH3CH=CH2+H2→CH3CH2CH3 （13）由表31可知，在羰基合成反應(yīng)器中反應(yīng)生成了正異丁醛和副產(chǎn)物丙烷，然后通過(guò)穩(wěn)定塔將丙烷以及未反應(yīng)完全的丙烯去除，在出口處得到了正異丁醇，因此可以得出該過(guò)程物料是守恒的。hr1各物質(zhì)的質(zhì)量流量/kghr1質(zhì)量流量/kg圖31 羰基合成反應(yīng)工段物料衡算圖羰基合成反應(yīng)工段物料衡算如下表31所示。因此將整個(gè)流程分為羰基合成反應(yīng)和丁醛加氫反應(yīng)兩個(gè)工段進(jìn)行物料衡算。粗品經(jīng)預(yù)精餾塔和精餾塔脫除輕、重組分后，進(jìn)入異構(gòu)物塔分離，在塔頂?shù)玫郊兌取荩サ漠惗〈籍a(chǎn)品，塔底得到純度≥％的正丁醇產(chǎn)品?！鏃l件下?；煊谢旌蠚怏w和丙烯、丙烷的混合丁醛液體在V111緩沖罐中穩(wěn)定，氣體通過(guò)壓縮機(jī)循環(huán)至反應(yīng)器反應(yīng)，混有丙烯丙烷的混合丁醛液體通過(guò)離心泵運(yùn)送至T106氣提塔中脫除其中的丙烯、丙烷。在銠催化劑，氣體分配器以及攪拌器的作用下，原料氣體以小氣泡的形式擴(kuò)散在催化劑溶液中，并于105℃、通過(guò)低壓羰基合成反應(yīng)生產(chǎn)出混合丁醛。丙烯經(jīng)多級(jí)凈化系統(tǒng)將其中的硫化物、氯化物、氧等雜質(zhì)脫除后與凈化合成氣一并送入羰基合成反應(yīng)器。丙烯制丁醇流程如下圖所示。⑤銠用量少。 ③操作費(fèi)用低。該工藝特點(diǎn):①投資少。表21 工藝技術(shù)方案對(duì)比表方案指標(biāo)單位羰基合成低壓液相循環(huán)法巴斯夫伊士曼戴維產(chǎn)品純度％≥≥97≥原料單耗丙烯t/t產(chǎn)品100％計(jì)合成氣Nm179。該技術(shù)的主要特點(diǎn)是產(chǎn)品方案靈活，其烯丙烯共進(jìn)料工藝技術(shù)可同時(shí)生產(chǎn)丁醛和丙醛及相關(guān)的醇類(lèi)產(chǎn)品，以適應(yīng)市場(chǎng)需求。催化劑采用液相循環(huán)工藝，每年抽出約10%～15%催化劑送工廠再生，同時(shí)補(bǔ)充新鮮催化劑。雖然省去了閃蒸和蒸發(fā)過(guò)程，但設(shè)置了醛塔專(zhuān)門(mén)分離催化劑，且催化劑回收系統(tǒng)復(fù)雜，并需連續(xù)向反應(yīng)器補(bǔ)加新鮮催化劑，流程長(zhǎng)、設(shè)備多，總投資較大。該工藝是羰基合成最先進(jìn)的技術(shù)之一。UCC/D
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