年产8万吨丁辛醇设计

年产8万吨丁辛醇设计

组员

彭艳娥 郭桐 江志华 王雨亮 张小龙 赵胜飞

目录

第一章总论 ................................................................................................................... 4 1.1项目名及性质.......................................................................................................... 4 1.2设计依据.................................................................................................................. 4 1.3丁辛醇作用及意义.................................................................................................. 4 1.3.1意义及作用........................................................................................................... 4 1.3.2发展概况............................................................................................................... 4 1.4产品与原料方案...................................................................................................... 5 1.4.1产品方案............................................................................................................... 5 1.4.2原料方案............................................................................................................... 6 1.4.3主要物料规格及消耗........................................................................................... 8 第二章工艺设计与计算 ............................................................................................... 8 2.1工艺原理.................................................................................................................. 8 2.2工艺路线的选择...................................................................................................... 8 2.3工艺流程简述.......................................................................................................... 9 2.3.1流程示意图........................................................................................................... 9 2.3.2各工段工艺流程................................................................................................... 9 2.4工艺参数................................................................................................................ 11 2.5物料衡算................................................................................................................ 11 2.5.1物料衡算的意义和作用..................................................................................... 11 2.5.2 物料衡算............................................................................................................ 11 2.6热量衡算................................................................................................................ 16 2.6.1能量衡算的意义与作用..................................................................................... 16

2.6.2热量衡算及所需媒质的量................................................................................. 17 2.6.3热量计算............................................................................................................. 18 第三章设备选型 ......................................................................................................... 27 3.1选型原则................................................................................................................ 27 3.2关键设备的选择.................................................................................................... 28 3.2.1釜容积的计算..................................................................................................... 28 3.2.2 釜的高度与直径的计算.................................................................................... 29 3.2.3 釜的壁厚的计算................................................................................................ 29 3.2.4 釜的封头计算.................................................................................................... 30 3.3其他设备的选择.................................................................................................... 30 3.3.1反应釜的选择..................................................................................................... 30 3.3.3支座的选择......................................................................................................... 32 3.3.4 冷凝器................................................................................................................ 32 第四章工艺设备一览表 ............................................................................................. 32 第五章车间布置设计的原则 ..................................................................................... 34 5.1车间布置设计的原则............................................................................................ 34 5.1.1车间设备布置的原则......................................................................................... 34 5.1.2车间设备平面布置的原则................................................................................. 34 5.1.3车间设备立面布置原则..................................................................................... 35 5.2车间设备布置........................................................................................................ 35 第六章环境保护 ......................................................................................................... 35 6.1三废的产生情况.................................................................................................... 35 6.2三废处理情况........................................................................................................ 36 第七章公用工程 ......................................................................................................... 36

7.1供水........................................................................................................................ 36 7.2供电........................................................................................................................ 36 7.3供暖........................................................................................................................ 37 7.4通风........................................................................................................................ 37

第一章总论

1.1项目名及性质

（1）项目名称：以丙烯为原料年产8万吨丁辛醇的生产项目；

（2）项目性质：为某一石化/煤化总厂设计一座丙烯制基本有机化工原料的合成分厂。

1.2设计依据

（1）化工工程设计相关规定； （2）国家经济、建筑等相关；

1.3丁辛醇作用及意义

1.3.1意义及作用

丁辛醇是重要的基本有机化工原料。它有三个重要的品种：正丁醇、异丁醇、辛醇。正丁醇主要用于生产丙烯酸丁酯、邻苯二甲酸二丁酯(DBP)、联二酸二丁酯等酯类产品。前者用于涂料和粘合剂，后者为PVC的增塑剂。用丁醇生产的邻苯二甲酸二丁酯和脂肪族二元酸酯类增塑剂，广泛用于各种塑料和橡胶制品的生产。丁醇是生产丁醛、丁酸、丁胺和醋酸丁酯等有机化合物的原料，可用做树脂、油漆、粘接剂的溶剂及选矿用的消泡剂，也可用做油脂、药物和香料的萃取剂及醇酸树脂涂料的添加剂。

1.3.2发展概况

1.国外发展概况

丁辛醇是随着石油化工、聚乙烯塑料工业的发展和羰基合成工业技术的发展迅速发展起来的。羰基合成反应技术是1938年在德国最先开发成功的，随着在英、美、法、意等国家获得发展。自低压铑法问世以来，该法在丁辛醇工业领域独领风骚，先后转让给9个国家，共建设了23套装置，采用该法生产的丁醛产量超过3.5mt/a，占丁醛总产量的70%。所有新建装置全部采用低压铑法，该法以其技术优势正在逐步淘汰高压铑法。

近10年来，随着各国对环境保护认识的提高，烟气脱硫的关键技术有了飞速的发展，尤其是一些经济发达的国家，投入大量人力、财力进行开发并取得显

著成效。据有关资料统计，到1998年止，美国投产了相当于装机容量150 GW的电厂烟气脱硫装置；德国投产了相当于装机容量30 GW的电厂烟气脱硫装置；日本已建成投产大型脱硫装置1 400台（套），相当于装机容量39 GW。 2.国内发展概况

我国的丁醇生产技术在1980年以前主要采用粮食发酵法制丁醇，采用乙醛缩合法制丁烯醛，丁烯醛缩合、加氢制丁醇。由于工艺技术落后，这类的丁辛醇生产装置已经停产。

1976年，吉化公司从德国BASF公司引进50kt/a的高压铹法丁辛醇装置。1982年建成投产。随后，大庆石化总厂，齐鲁石化公司从英国DAVY公司成套引进丁辛醇生产技术，并在1986年，1987年相继投产。

（1）1992年北京化工四厂从日本三菱化学公司引进丁辛醇生产的专利技术及关键设备，于1996年投产。

（2）1996年齐鲁石化公司在原有装置的基础上，将原来低压羰基合成气相循环法改为液相循环法。在反应器不变的情况下，将产量扩大为原来的1.9倍。1998年吉化公司对原有的BASF高压羰基合成装置进行改造。引进了UCC/DAVY低压液相循环羰基合成技术，在保留了原装置的异构物分离、丁醛缩合、辛烯醛液相加氢、醇的精馏分离等几部分的基础上，另外扩建了一套气相加氢、丁醛缩合、液相加氢、醇精馏分离系统，改造后的装置于2000年8月投产，目前吉化公司丁醇、辛醇合计最大生产能力可达120kt/a。

1.4产品与原料方案

1.4.1产品方案

本项目的主要产品是正丁醇、异丁醇、辛醇。各种产品的详细规格如下： （1）正丁醇产品方案

表1.1 正丁醇质量规格

项目 纯度 水分 醛类 指标 ＞99.5％（m/m） ＜0.10％（m/m） ＜0.05％（m/m） 项目 色度 异丁醇 密度（20℃）g/cm3 指标 ＜5APHA ＜0.5％（m/m） 0.809～0.811 酸度 硫酸色度 ＜0.005％（m/m） ＜20APHA 蒸发残余物 ＜0.003％（m/m）

（2）异丁醇产品方案

表1.2 异丁醇质量规格

项目 纯度 水分 醛类 酸度 指标 ＞99.5％（m/m） ＜0.15％（m/m） ＜0.1％（m/m） ＜0.003％（m/m） 项目 色度 硫酸色度 密度（20℃）g/cm3 蒸发残余物 指标 ＜10APHA ＜20APHA 0.801～0.803 ＜0.004％（m/m） （3）辛醇产品方案

表1.3 辛醇质量规格

项目 纯度 水分 醛类 酸度 指标 ＞99.5％（m/m） ＜0.05％（m/m） ＜0.05％（m/m） ＜0.01％（m/m） 项目 色度 硫酸色度 密度（20℃）g/cm3 不饱和物 指标 ＜5APHA ＜15APHA 0.831～0.833 ＜0.05％（m/m） 1.4.2原料方案

表1.4 丙烯原料规格及技术指标

化学级丙烯 丙烯 丙烷、甲烷和乙烷 95×10-2mol 5×10-2mol 20×10-6mol 15×10-6mol 5×10-6mol 1×10-6wt 5×10-6mol 1×10-6mol 最低 最高 乙烯 甲基乙炔及丙二烯 氧 总硫 C4及C4以上的烃 乙炔 最高 最高 最高 最高 最高 最高 氢 总氯（以HCL计） 绿油 水份 醇（以甲醇计） 5×10-6mol 1×10-6mol 10×10-6wt 20×10-6wt 5×10-6wt 最高 最高 最高 最高 最高 续表

CO+CO2 进界区状态；液态 压力：2.2-2.8MPa.a 温度：环境 15×10-6mol 最高 在生产丁辛醇过程中，原料合成气与丙烯中含有H2O、S、O2、As和炔烃等杂质，这些杂质容易使催化剂活性降低，甚至中毒失去活性，影响装置的正常生产，必须进行精制脱出丙烯中的微量杂质，保证装置的正常进行。因此工段主要为利用催化剂将微量杂质脱出。

表1.5催化剂规格

名称型号 硫化铂 进口：C53-2 国产：BC-02-009 活性碳 进口：207A 国产：JB-1 浸苛性钠的 活性氧化铝 进口：ICI-59 国产：T402 铑催化剂 ROPAC 国产：BG-2-007 三苯基膦 规格 3mm直径挤压成型 Pt≥0.08×10-2wt 5-10目颗粒状 CTC值55-60×10-2 水分≤10×10-2wt 3-5mm球 Na2O≥12×10-2wt Al2O3（高表面） Al2O3（高表面） 其余松密度≥900kg/ m3 Rh；19-21×10-2wt 氯化物：≤0.1×10-2wt 铁：≤0.005×10-2wt 锌：≤0.005×10-2wt 白色晶状小片或颗粒 OXO反应 年用量 OXO反应 催化剂 年用量 70 kg 脱除合成气中的氨 规格 脱除 合成气 中的氧 脱除合成气 中的羰基铁 和羰基镍 一次用量 1121 （第一层） 5.5 m3 1120 8.5 m 1121 （第一层） 4 m3 TPP 熔点：78.5-81.5℃ 三苯基膦 ≥99×10-2wt 钠≤5×10-6wt 灰份 ≤100×10-6wt 干燥损失≤2.5×10-6wt 助催化剂 ≤34000kg

1.4.3主要物料规格及消耗

本项目主要原料消耗情况见下表:

表1.6主要原料规格及消耗

序号 1 2 3 4 5 6 原料 丙烯 合成气 氢气 铑系催化剂 铜基催化剂 氢氧化钠 规格 工业级 工业级 工业级 —— —— —— 用量（吨/年） 588 47360 2757.6 20 15 17.8 第二章工艺设计与计算

2.1工艺原理

净化的合成气与丙烯，在铑催化剂的作用下发生羰基合成反应生成丁醛，反应方程式如下：

（1）丙烯醛化生成正丁醛：

CH2CH=CH2+CO+H2（2）丙烯醛化生成异丁醛：

CH3CH=CH2+CO+H2Rh，TPP090~110C， 1.65MPa.gRh，TPP090~110C， 1.65MPa.gCH3CH2CH2CHO

（CH3）2CHCHO

上述两个反应，正丁醛是目的产物，而异丁醛是副产物。在选择的反应条件下，正丁醛/异丁醛生成的比率为10：1。

2.2工艺路线的选择

本设计是年产8万吨丁辛醇合成气净化及羰基合成车间工艺的初步设计。丁

辛醇的生产工艺有两种路线。一种是以乙醛为原料，巴豆醛缩合加氢法；另一种是以丙烯为原料的羰基合成法。国内外的羰基合成法又分为高压钴法、改性钴法、高压铑法和改性铑法。其中改性铑法是当代丁辛醇合成技术的主流。改性铑法又分为气相循环和液相两种。液相循环改性铑法是当今世界最先进，最广泛使用的丁辛醇合成技术。本设计以净化后的合成气和丙烯为原料，采用低压气相循环改性铑法进行羰基合成反应。

2.3工艺流程简述

2.3.1流程示意图

图2.1流程示意图

2.3.2各工段工艺流程

1.丙烯净化:丙烯在2.4—2.8Mpa压力和环境温度下，以液态送进界区，由PIC211控制液态丙烯系统的压力，去丙烯预热器E1301，用0.25Mpa的蒸汽将丙烯预热到25℃，有TIC201控制预热温度。被预热后的丙烯进入1#净化槽V1301，V1301内装一层活性氧化铝催化剂。丙烯在经过该催化剂床层时，大部分H2S被吸附除去，同时在过量水的存在下，将丙烯中的全部CoS水解为H2S。丙烯从V1301出来后，直接进入2#净化槽V1302，该槽自上而下装有活性氧化铝、氧化锌和浸铜活性碳三层催化剂。第一层活性氧化铝同V1301催化剂所起的作用一样，是在V1301离线时，保护氧化锌床层，氧化锌将丙烯中的硫脱除到0.110-6mol以下，而浸铜活性碳将丙烯中的氯化物脱除到0.210-6mol以下。丙烯从V1302

出来后，在FIC202控制流量下，进入丙烯蒸发器E1302的蒸发段，E1302用0.25Mpa蒸汽再加热使壳程中的甲醇蒸发，甲醇冷凝下来，E1302壳程里的甲醇饱和压力由PIC209控制，蒸发温度由TIC203控制。丙烯来开502蒸发段后进入丙烯过热器1503，用0.25Mpa蒸汽将丙烯加热到80℃，然后经过PIC205控制丙烯汽化段的压力，经V1303A/B过滤器，进入OXO系统。

2.OXO反应:从原料净化工序来的丙烯进料气体，与来自汽提塔的汽提气和OXO循环压缩机P1302的循环气汇合在一起，在OXO反应器进料压力PIC301控制下，分二路（并联）有FIC304/305控制进料流量，进入OXO反应器V1305A/B。V1305A/B是带搅拌的釜式反应器，内有冷却盘管和进料气体分配器，并装填有Rh/Tpp丁醛的催化剂溶液，在气体分配器以及V1306A/B搅拌器的作用下，原料气体以小气泡的形式扩散在催化剂溶液中，并于90-110℃，1.65MP.ag条件下，在V1305A/B里发生OXO反应生成丁醛。OXO反应是放热反应，反应热通过产品丁醛的蒸发脱除一部分，通过调温水换热脱除一部分。反应温度由TIC305/316通过冷却盘管的调温水控制。调温水系统是一个闭路循环回路，由调温水泵P1304A/B保持循环，输送到1103A/B盘管的调温水温度为55℃，从V1305A/B盘管出来时温度升到80~90C，然后在调温水冷却器V1307中由TIC409控制，将调温水冷却到55℃后进到调温水缓冲罐V1308。V1308对调温水介质随反应热的变化日产生的膨胀起一个缓冲作用。反应产品丁醛被循环气体从反应器中汽提出来，经过雾沫分离器V1304A/B除去循环气体中夹带的含有催化剂的液滴，去羰基合成循环冷却器V1311A/B，将产品丁醛冷凝下来，并将循环气体冷却到40℃，然后进入羰基合成产品收集器V1310中，V1310中收集的液相产品丁醛一部分用粗环泵P1301打会反应器V1305A/B中，用LIC301/303控制保持V1305A/B液位稳定，环压缩机P1302，P1302将气体从1.5MPa.g压缩到1.9MPa.g，返回反应器V1305A/B中。在气体进P1302前，由PIC305控制向燃料气管网排放部分气体，以维持反应系统中惰性气体组分的平衡和反应器气体循环回路压力的正常。羰基合成循环压缩机P1302是一台由蒸汽透P1303驱动的单级叶轮离心压缩机，可获得0.4MPa的压差，蒸汽透平P1303用3.6MPa.g蒸汽操作，排出蒸汽压力为1.3MPa.g。

02.4工艺参数

丁辛醇生产的工艺参数如下表：

表2.1工艺参数表

序号 1 2 3 4 5 6 工艺参数 界区丙烯压力 丙烯压力 OXO反应温度 OXO反应液位 OXO进料压力 OXO系统压力 位号 FIC101 PIC205 TIC305/316 LI306/307 PIC301 PIC305 AR301/302 LIC403 单位 MPa MPa 0C % MPa MPa 10-2 % 指标 2.4±0.1 2.0±0.1 87-120 8038-48 ＜1.95 1.65±0.02 2.0-4.5 60±5 7 OXO气相CO浓度 8 1105液位

2.5物料衡算

2.5.1物料衡算的意义和作用

物料衡算是化工计算中最基本，最重要的内容之一，是进行化工计算的基础。在化学工程中，为了导出某一过程的基本方程式和建立数学模型，设计或改造工艺流程和设备，了解和控制生产操作流程，核算生产过程的经济效益等都要惊醒物料衡算。物料衡算在生产和设计中都得到广泛的应用。在工厂设计中，物料衡算是在工艺流程及工艺参数确定后即开始的一项化工计算工作。因此，设计工作从定性分析转入定量计算。物料衡算是通过每一道工序的物料变化情况进行平衡计算，从而得到在正常生产情况下各股物料的量。通过物料平衡在已知产品生产任务情况下算出所需要的原材料，生成的副产物及废物等的生成量，或者在已知原料投放情况下，算出产品，副产物及废物量。此外，通过物料衡算，不仅可以算出原材料消耗定额，并在此次基础上作出能量平衡，算出动量消耗和消耗定额。算出生产过程所需要热量或冷量，同时为设备选型和计算提供依据。物料衡算的结果直接关系到生产成本和车间运输量，对工厂技术经济指标有举足轻重的影响。

2.5.2物料衡算

本次设计为年产丁辛醇80000吨，其中辛醇55000吨，正丁醇25000吨，同时副产异丁醇8000吨。以每小时投料量作为计算基准。一年的工作日按330天计算，每天工作24小时，设计中采用已知下列数据：

丙烯的摩尔质量为42.1kg/kmol.一氧化碳的摩尔质量为28.01kg/kmol.氢气的摩尔质量为2kg/kmol.正丁醛的摩尔质量为72.11kg/kmol.异丁醛的摩尔质量为72.11kg/kmol.正丁醇的摩尔质量为74.11kg/kmol.异丁醇的摩尔质量为74.11kg/kmol.辛醇的摩尔质量为130.23kg/kmol.合成气中CO占49.0，氢气占50.4%，杂质（CH4+N2+Ar）占0.6。

由于合成气净化过程中杂质为10-6/mol数量级，物料变化可以忽略不计，所以对合成气净化过程不进行物料衡算，直接对羰基合成反应进行物料衡算。

涉及到的反应有： CH2CH=CH2+CO+H2Rh，TPP90~1100C， 1.65MPa.gCH3CH2CHiCHO

CH3CH=CH2+CO+H2Rh，TPP090~110C， 1.65MPa.g（CH3）2CHCHO

CH3CH=CH2+H2CH3CH2CH3

上述三个反应，正丁醛是目的产物，而异丁醛是副产物，在选择的反应条件下，正丁醛/异丁醛生成的比率为10：1。丙烯除了进行上述两个反应外，还与氢气发生加氢反应生成，丁醛/丙烷的生成比率为11：0.3。

物料计算：计算基准取100Kmol/h进口合成气进入反应器。物料平衡图如下：

图2.2物料平衡图

1.进入反应器的物料 49100=49 Kmol/h 100Kmol/h合成气中含 CO=100 H2=10050.4100=50.4 Kmol/h 因为H2过量，所以以CO为反应基准，需C3H6 49 Kmol/h 2.主副反应消耗CO的量[4] 因为产物n n-bal: n i-bal = 10:1 1044.5511 Kmol/h 所以主反应消耗 CO的量 =49C3H6的量 = 491044.5511 Kmol/h 1044.5511 Kmol/h 生成n-bal的量 = 494914.45副反应消耗 CO的量 =11 Kmol/h C3H6的量 = 491114.45 Kmol/h 1生成i-bal的量 = 49114.45 Kmol/h 3.主副反应消耗H2的量 10主反应消耗H2 =491144.55 Kmol/h 1副反应消耗H2 = 49114.45 Kmol/h，因为n n-bal: n C3H8 = 11:0.3 n i-bal: n C3H8 = 11:0.3， .453所以反应生成C3H8的量 =4101.335 Kmol/h 所以三个反应共消耗H2 = 1.335 + 49 = 50.335 Kmol/h 反应剩余的H2 = 50.4 – 50.335 = 0.065 Kmol/h 4.主、副反应共消耗 C3H6 = 1.335 + 49 = 50.335 Kmol/h 因为丙烯净化后组成为C3H695%，其余为C3H8 所以丙烯用量为50.335÷95% = 52.98 Kmol/h 其中含C3H8的量 = 52.98 – 50.335 = 2.5 Kmol/h 5.反应后 , C3H8 = 2.5 + 1.335 = 3.98 Kmol/h 6.反应生成的主、副产物的量

n n-bal = 44.55 Kmol/h，n i-bal = 4.45 Kmol/h，n C3H8 = 3.98 Kmol/h，

表2.2反应器进口物料平衡表

组分 K mol/h %(mol) 分子量 Kg/h %(wt) C3H6 50.335 32.9 42.1 2119.1 56.87 H2 50.4 32.95 2 100.8 2.71 CO 49 32.03 28.01 1372.49 36.83 C3H8 2.65 1.73 44.1 116.87 3.14 杂质 0.6 0.39 28 16.8 0.45 合计 152.98 100 3726.06 100

表2.3反应器进口物料平衡表

组分 n-Bal i-Bal C3H8 H2 杂质 合计 K mol/h 44.55 4.45 3.985 0.065 0.6 53.665 %(mol) 83.02 8.29 7.45 0.12 1.12 100 分子量 72.11 72.11 44.1 2 28 Kg/h 3212.5 320. 175.74 0.13 16.8 3726.06 %(wt) 86.22 8.61 4.72 忽略 0.45 100 其中：1.杂质为CH4+Ar+N2，所以分子量取平均值，为28便于计算。 2. H2质量百分比为3×10-5数量级，故忽略计算。

经核算：n合成气=50.4+0.6+49=100 K mol/h M合成气=1008.+1372.49+16.8=1490.09 K mol/h n丙烯=50.335+2.65=52.98 K mol/h M丙烯=2119.1+116.87=2235.97 K mol/h

图2.3

合成气1490.09 K mol/h 丙烯2235.97 K mol/h n-Bal3212.5 K mol/h 羰基 合成装置 i-Bal 320. K mol/h C3H8 175.74 K mol/h H20.13 K mol/h 杂质 16.8 K mol/h 2.6热量衡算 2.6.1能量衡算的意义与作用

在化工生产过程中，各工序都要在严格控制的工艺下（如温度、压力、流量、浓度等）进行。经历各种化学变化和物理变化，进行着物质的生产。在这过程中，各类化工单元操作，或者有动量的传递（如流量传送）；或者有热量的传递（如换热设备）；或者有伴随热量的质量传递（如精馏，吸收等）。若有化学反应，则不仅兼有“三传”（动量传递，热量传递，质量传递），还具有“一反”（化学反应产生的热效应—吸收或放热）。物质在整个过程中发生质量的传递和能量的变化。前者可从物料衡算中求得，后者则依据能量守衡定律，利用能量传递和转化的规律，通过平衡计算求得，这样的化工计算称为能量衡算。化工生产中，能量衡算概括起来应用于以下几个方面：(1)确定效率如流体输运、搅拌、粉碎等单元操作中所需效率。2)确定热量或冷量如蒸发、蒸馏、冷凝、冷却、闪蒸等所需要的热量或冷量。(3)确定供热效率或放热效率如化学反应中，由于热效应（使体系的温度上升或下降）需确定的热量或冷量。(4)确定节能措施为充分利用余热，降低总能量消耗所采用的相应措施。

由此可见，能量衡算作为化工计算的一部分是非常重要的，所以我们必须对能量衡算进行认真严格的计算。

2.6.2热量衡算及所需媒质的量

热平衡式： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6；（2-1） 式中 Q1—处理物料时需要的热量 kJ；

Q2—加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量（符号规定加热剂加入热量为“＋”，冷却剂吸收热量为“－” ）kJ；

Q3—过程的热效应（符号规定放热为“＋”，过程吸热为“－”，注意：Q与热焓符号相反，即Q=－H。如过程放热则H 为“－”，则Q为“＋” ）kJ； Q4—离开设备物料带出的热量 kJ； Q5—设备各部件所消耗的热量 kJ；

Q6—设备向四周散失的热量，又称热损失 kJ。 物料表

表2.4反应器进口物料表

反应器进口 物质 K mol/h % mol C3H6 50.335 32.9 H2 50.4 32.95 CO 49 32 C3H8 2.65 1.73 杂质 0.6 0.39 表2.5反应器出口物料表

反应器出口 物质 K mol/h % mol n-Bal 44.55 83.02 i-Bal 4.45 8.29 C3H8 3.98 7.45 H2 0.065 0.12 杂质 0.6 1.12 生成热和燃烧热

表2.6生成热和燃烧热表

1 atm,25℃下生成热 ΔH/ Kcal/mol CO,g H2,g n-Bal,g C3H8 C3H6 -26.416 -1.0 -52.40 -24.820 4.88 1 atm,25℃下燃烧热 ΔH/ Kcal/mol i-Bal,g H2,g CO,g C3H6 -596.8 -68.31 -67.62 -490.2 临界温度，临界压力

表2.7临界温度和临界压力表

CO H2 C3H6 n-Bal C3H8 临界温度tc/℃ -140.23 -239.90 91.8 253 96.59 临界压力pc/atm 34.53 12.80 45.6 39.5 41.98 各键的ΔT、ΔP

表2.8各键的ΔT和ΔP表

- CHO - CH - CH3 - 0.020 ΔT 0.048 0.012 0.227 ΔP 0.33 0.210 气体热容Cp°

表2.9气体热容Cp°

CO H2 C3H6 C3H8 a 6.3424 6.424 2.253 2.410 b×103 1.8363 1.039 45.116 57.195 c×106 -0.2801 -0.07804 -13.740 -17.533 2.6.3热量计算

据物料衡算，净化后合成气设为100 K mol/h进入，H2:CO = 50.4:49.0，由于净化所除去的杂质量过小，所以忽略不计。为了调节H2与CO的比1.07-1.09

需加高纯度氢气，所以在计算中以 H2:CO = 1.08:1为基准。则：

1.08n H2=1001.081=51.9 K mol/h

1n H2=1001.081=48.1 K mol/h

1.合成气初始状态为40℃，2.6MPa.g下进入系统。经预加热器1519加热到90℃，进入1120：

查表得：tc CO = -140.23℃, pc CO = 34.53 atm = 3.5 MPa tc H2 = -239.90℃, pc H2 = 12.80 atm = 1.3 MPa 求Q CO：

Q CO = n·Cp°（t2-t1）[6] （2-2） （1）求 CO的 Cp- Cp°：

1273(4090)2Tr CO = T/Tc=273140.23=2.55

2.6Pr CO =P/Pc=3.5=0.743

查表得Cp- Cp°＝0.2 K cal/(K mol·K)=0.837 K J/(K mol·K) （2）求CO的Cp°：

Cp°= a + bT + cT2 （2-3）

表2.10 CO的a、b、c的值

CO a 6.3424 b×103 1.8363 c×106 -0.2801 40℃ Cp°=6.3424+1.8363×313/103-0.2801×313/106 =6.88 K cal/(K mol·K) =28.83 KJ/(K mol·K) 90℃ Cp =6.3424+1.8363×363/103-0.2801×363/106 =6.9721 K cal/(K mol·K) =29.17 KJ/(K mol·K)

所以Cp.m=(Cp1+ Cp2)/2=1/2(28.83+29.17)=29 KJ/(K mol·K) 所以 Cp= Cp°+0.837=29.837 KJ/(K mol·K)

所以 Q CO= =48.1×29.837×（90-40）=71757.99 KJ/(K mol·K) 同理求得 Q H2=72971.4 KJ/h

所以 Q 总= Q H2+Q CO=72971.4+71757.99=144729.39 KJ/h=0.14×106 KJ/h

2.合成气从1120出来经加热器1520加热到180℃，进入1121

过程中物料由90℃，2.6MPa.g——→180℃，2.6MPa.g，H2:CO = 1.08:1 同理求得 Q CO=128333.21 kJ/h Q H2=132679.76 kJ/h Q 总 = Q H2+Q CO =128333.21+132679.76 =261012.97 kJ/h =0.26×106 kJ/h 3. OXO反应器：

因为反应温度为95℃，且已知25℃下的反应数据，所以假设如下热力学途径：

图2.4热力学途径

（1）ΔH1

求：CO的 Cp- Cp°：

95℃，反应物料 ΔH1 25℃，反应物料 ΔH2 ΔH 95℃，反应后物料 ΔH3 25℃，反应后物料 1273(9525)2Tr CO = T/Tc=273140.23=2.51

1.6Pr CO = P/Pc=3.5=0.457

查图得Cp- Cp°＝0.11 K cal/(kmol·K)=0. 460 kJ/(kmol·K) 求：CO的Cp°：

Cp°= a + bT + cT2 （2-4）

95℃ Cp°=6.3424+1.8363×368/103-0.2801×368/106 =6.9803 K cal/(kmol·K) =29.12 kJ/(kmol·K) 25℃ Cp°=6.3424+1.8363×298/103-0.2801×298/106 =6.87 K cal/(kmol·K) =28.72 kJ/(kmol·K)

所以Cp.m=(Cp1+ Cp2)/2=1/2(29.12+28.72)=28.965 kJ/(kmol·K) 所以 Cp= 28.965+0.460=29.425 kJ/(kmol·K) 求H2 的Cp°：

Cp°= a + bT + cT2 （2-5）

表2.11 H2的a、b、c的值

H2

95℃ Cp°=6.424+1.039×368/103-0.7804×368/106 =6.795 K cal/(kmol·K) =28.430 kJ/(kmol·K) 25℃ Cp°=6.424+1.039×298/103-0.7804×298/106 =6.727 K cal/(kmol·K) =28.146 kJ/(kmol·K)

所以Cp.m=(Cp1+ Cp2)/2=1/2(28.430+28.146)=28.25kJ/(kmol·K) 求：H2的 Cp- Cp°：

a 6.424 b×103 1.039 c×106 -0.07804 1273(9525)2Tr CO = T/Tc=273140.23=2.51

1.6Pr CO = P/Pc=3.5=0.457

查图得Cp- Cp°＝0.11 K cal/(kmol·K)=0. 460 kJ/(kmol·K) 求：C3H6的Cp°：

1273(9525)227391.8Tr CO = T/Tc==0.91

1.6Pr CO = P/Pc=4.2=0.346

查图得Cp- Cp°＝6 K cal/(kmol·K)=25.104 kJ/(kmol·K) Cp°= a + bT + cT2 （2-6）

表2.12 求Cp°时a、b、c的值

C3H6 a 2.253 b×103 45.116 c×106 -13.740 95℃ Cp°=2.253+45.116×368/103-13.740×368/106 =16.996 K cal/(k mol·K) =71.111 kJ/(kmol·K) 25℃ Cp°=2.253+45.116×298/103-13.740×298/106 =13.838 K cal/(kmol·K) =51.8 kJ/(kmol·K)

所以Cp.m=(Cp1+ Cp2)/2=1/2(71.111+51.8)=.505kJ/(kmol·K) 所以 Cp=.505+25.104=.609kJ/(kmol·K)

ΔH1 n-Bal =∑n·Cp.m·(T2-T1) （2-7） =（44.55×29.425+44.55×28.25+44.55×.609）×（29-95） =-459305.15 kJ/h

ΔH1 i-Bal =∑n·Cp.m·(T2-T1) （2-8） =（4.45×29.425+4.45×28.25+4.45×.609）×（29-95） =-49156.04 kJ/h

ΔH1 C3H8 =∑n·Cp.m·(T2-T1) （2-9） =（1.335×28.25+1.335×.609）×（29-95） =-11073.92 kJ/h (2)反应热 ΔH2

由于查到的数据为n-Bal和C3H8 在25℃，1atm下的生成热，i-Bal查到的数据为20℃，1atm下的燃烧热，所以：

ΔH298 reac n-Bal=∑（niΔH298.°f）prod-∑（niΔH298.°f）reactant =ΔH298.°n-Bal -ΔH298.°H2-ΔH298.°C3H6-ΔH298.°CO =1×(-52.40)- 1×(-26.416)- 1×(-1.0)- 1×4.88 =-29.8 K cal/ mol=-124950.98 kJ/kmol

ΔH293 reac i-Bal =∑（niΔH293.°C）reactant -∑（niΔH293.°C）prod =ΔH298.°C3H6+ΔH298.°CO+ΔH298.°H2-ΔH298.°i-Bal

=1×(-490.2)- 1×(-67.82)- 1×(-68.31)- 1×(-596.8) =-29.33 K cal/ mol=-122716.72 kJ/kmol

ΔH298 reac C3H8=∑（niΔH298.°f）prod-∑（niΔH298.°f）reactant =ΔH298.°C3H8-ΔH298.°H2-ΔH298.°C3H6 =1×(-24.820)- 1×(-1.0)- 1×4.88 =-28.7 K cal/ mol=-120080.8 kJ/kmol (3)ΔH3

由于n-Bal、i-Bal热容不能直接查到，所以由Rihani-Doraiswamy法查得,如下表

表2.13 a、b、c、d的值

n-Bal 1个 2个 1个 合计 官能团 CH3 - - CH2 - - CHO a 0.6087 0.3945 3.5184 4.1961 b×102 2.1433 0.1363 0.9437 7.3596 c×104 -0.0852 -0.0197 0.0614 -0.2632 d×106 0.001135 0.002596 -0.006978 -0.000651 所以：Cp°n-Bal=4.1961+7.3596×T/102-0.2632×T2/104-0.000651×T3/106

表2.14 a、b、c、d的值

i-Bal 2个 1个 1个 合计 官能团 CH3 - - CH - - CHO a 0.6087 -3.5232 3.5184 1.2126 b×102 2.1433 3.4158 0.9437 8.61 c×104 -0.0852 -0.2816 0.0614 -0.3906 d×106 0.001135 0.008015 -0.006978 0.003307 所以：Cp°n-Bal=1.2126+8.61×T/102-0.3906×T2/104+0.003307×T3/106 95℃ Cp°=4.1961+7.3596×368/102-0.2632×3682/104-0.000651×3683/106 =28.4675 K cal/(kmol·K) =119.11 kJ/ (kmol·K)

25℃ Cp°=4.1961+7.3596×298/102-0.2632×2982/104-0.000651×2983/106 =24.5276 K cal/(kmol·K) =102.62 kJ/(kmol·K)

所以Cp.m=(Cp1+ Cp2)/2=1/2(119.11+102.62)= 110.86kJ/(kmol·K) 95℃ Cp°=1.2126+8.61×368/102-0.3906×3682/104+0.003307×3683/106 =27.7405 K cal/(kmol·K) =116.06kJ/(kmol·K)

25℃ Cp°=1.2126+8.61×293/102-0.3906×2932/104+0.003307×2933/106 =23.2618 K cal/(kmol·K) =97.33 kJ/(kmol·K)

所以Cp.m=(Cp1+ Cp2)/2=1/2(116.06+97.33)= 107.05 kJ/(kmol·K) 求：C3H8 的Cp°：

Cp°= a + bT + cT2 表 2-15 a、b、c的值

C3H8 a 2.410 B×103 57.195 c×106 -17.533

95℃ Cp°=2.410+57.195×368/103-17.533×368/106 =21.084 Kcal/(kmol·K) =88.22 kJ/(kmol·K) 25℃ Cp°=2.410+57.195×298/103-17.533×298/106 =17.7 Kcal/(kmol·K) =74.88 kJ/(kmol·K)

所以Cp.m=(Cp1+Cp2)/2=1/2(88.22+74.88)=81.55kJ/(kmol·K) 所以：

ΔH1 n-Bal =∑n·Cp.m·(T2-T1) （2-10） =（44.55×110.865）×（29-95） =342732.50 kJ/h

ΔH1 i-Bal =∑n·Cp.m·(T2-T1) （2-11） =（4.45107.05）×（29-95） =35727.94 kJ/h

ΔH1 C3H8 =∑n·Cp.m·(T2-T1) （2-12） =（1.335×28.25+1.335×.609）×（29-95） =7620.90 kJ/h (4) ΔH n-Bal

ΔH n-Bal=ΔH1+ΔH2+ΔH3 （2-13） =-459305.15-29.8×44.55+342732.50 =-5680138.80kJ/h=-5.68×106 kJ/h

ΔH i-Bal =ΔH1+ΔH2+ΔH3 （2-14）

=-49156.04-29.33×4.45+35727.94 =-559517.50 KJ/h=-0.56×106 kJ/h

ΔH C3H8 =ΔH1+ΔH2+ΔH3 （2-15） =-11073.92--28.7×1.335+7620.90 =-163760. KJ/h=-0.16×106 kJ/h (5) Q

Q = -5.68×106-0.56×106-0.16×106 =-6.4×106 kJ/h

(6)设计热损失为总热量的5%

则=0.05（ΔH）=0.05×（-6.4×106）=-0.32×106 kJ/h (7)由热平衡方程式 ΔH= Q1+ Q2

所以 Q1=ΔH- Q2=-6.4×106-（-0.32×106）=-6.08×106 kJ/h

Q1为负值，说明反应为放热反应，需要由热载体取出热量，其值为6.08×106 kJ/h。

4.混合丁醛从1120出来经冷却器1506冷却到40℃ 过程中物料由95℃——→40℃， 同理求得Cp.mn-Bal=112.675 KJ/h

Cp.mi-Bal= 109.705KJ/h Cp.m C3H8=83.002 KJ/h Cp.mh2 =28.32 KJ/h

Q 总=ΔH =∑n·Cp.m·(T2-T1) （2-16） =(44.55×112.675+4.45×109.705+3.985×83.00+0.065×28.32) ×(40-95) =-321225.3 kJ/h=-0.32×106 kJ/h

5.混合丁醛从1120出来经换热器1507升温到80℃ 过程中物料由40℃——→80℃， 同理求得Cp.mn-Bal=110.95 kJ/h

Cp.mi-Bal=107.80kJ/h

Cp.m C3H8=81.61 kJ/h Cp.mh2 =28.29 kJ/h

Q 总=ΔH =∑n·Cp.m·(T2-T1) （2-17） =(44.55×110.95+4.45×107.80+3.985×81.61+0.065×28.29) ×(80-40) =229983.55 kJ/h=0.23×106 kJ/h

该设计中丁辛醇装置年产正丁醇80000吨，其中辛醇55000吨，正丁醇25000吨，同时副产异丁醇8000吨。丁辛醇装置设计年运行时间为8000小时，其中5360小时生产2—乙基己醇，2451小时生产丁醇，剩余1小时为生产切换时间，预计每年进行7次切换，每次平均27小时。

无论生产丁醇还是辛醇，丁醛与产品生产的速率比都是1：1的，所以年生产2-EH的量为：

41250103n2-EH=130.23=316747.29 kmol 18750103nn-BaOH=74.11=253002.29 kmol

所以n-Bal的年产量为：316747.29+253002.29=569749.58 kmol

569749.58则实际生产n-Bal的量为：7680=74.19 k mol/h

所以按照比例向回推算：

(1) 合成气初始状态为40℃，2.6MPa.g下进入系统。经预加热器1519加热到90℃，进入1120：

98.92Q 总 = 144729.3944.55=321360.96kJ/h= 0.32×106 kJ/h

(2) 合成气从1120出来经加热器1520加热到180℃，进入1121：

98.92Q 总 =261012.9744.55=59556.08 kJ/h = 0.60×106 kJ/h

(3) OXO羰基合成反应器：

98.92Q 总 = -6.08×104.55= kJ/h = 1.35×106 kJ/h

(4) 混合丁醛从1120出来经冷却器1506冷却到40℃：

98.92Q 总 = -321225.344.55= 0.71×106 kJ/h

(5) 混合丁醛从1120出来经换热器1507升温到80℃：

98.92Q 总 = 229983..55= 0.51×106 kJ/h

第三章设备选型

3.1选型原则

(1) 满足工艺要求：

设备的选型和计算必须充分考虑工艺上的要求。力求做到技术上先进、经济上合理。也就是选用的设备能与生产规模相适应，并且应该获得最大的单位产量、能适应产品品种变化的要求、并确定产品的质量、能降低劳动的强度、提高劳动生产率、能降低原材料以及相应的公用工程的单耗、能改善环境保护、设备制造较容易、材料易得、操作以及维修保养方便等。设备选择时，要能完全满足上述各方面的条件是相当困难的，但一定是要参照上述几个方面的、对拟采用的设备进行详尽地比较，并且拿出最佳方案来。

(2)设备成熟可靠：

作为工业生产，不允许把不成熟或者未经生产考验的设备用于设计。中所选用的设备不但技术性能要可靠，设备材质也要可靠。对从国外引进的设备，同样必须强调设备以及所采用的材质的可靠性。特别对生产中的关键设备，一定要在充分调查研究和对比基础上作出科学地选定[8]。

(3)尽量采用国产设备：

在设备选型时，应该尽量采用国产设备，这样不但可以节约外汇，而且可以促进我国机械制造工业的发展。当然，根据条件和可能，引进少量进口装置或者关键设备也是必要的，但同样必须坚持设备先进可靠、经济合理，并应考虑在引进的基础上如何消化吸收以及仿制的工作。

3.2关键设备的选择

3.2.1釜容积的计算

在化工原理（天大出版社）上册查得

表3.1密度换算表

1 atm,273K时 H2=0.0 kg/m3 CO=1.250 kg/m3 C3H6=1.94 kg/m3 C3H8=0.717 kg/m3 CH4=2.02 kg/m3 N2=1.251 kg/m3 Ar=1.7820 kg/m3 杂=14.3 kg/m3 换算后1.6MPa,368K时 H2=1.053 kg/m3 CO =14.3 kg/m3 C3H6=22.421 kg/m3 C3H8=23.663 kg/m3 取CH4,Ar,N2平均密度杂=1.25 kg/m3

所以混=（0.329×22.421+0.3295×1.053+0.3203×14.3+0.0173×23.66）+0.0039×14.3=12.88 kg/m3 设釜的容积为V,物料流率为Vh,反应时间为,有:

m Vh==

x3726.0698.9244.5512.88=2.348 m3/h （3-1）

由=

AAdxAdxAVCACAnV0rRCAA00x（3-2）

CA（01xr)131= —2 CA=1SAYAxA（3-3）

1=12min=5h

由设计所知，设备用系数n为1.05，反应为气相反应，装料系数为0.6。 由设计已知设备台数m = 2 台 由连续反应釜反应容积计算公式得：

12.3481.05Vhn520.6 V = m==107.06 m3 （3-4）

3.2.2釜的高度与直径的计算

设釜的内径为D0，筒体高度为H，高径比为r（即r= H/D0；r一般取1-3之间），在确定了壳体的H/D0；之后，可忽略罐底封头的容积。

 V=4D02H=43D0(H/D0)[9] （3-5）

3故 Di=34V(H/D0)取r= H/D0=2.15

4107.06Di=3.142.15=3.988m=3988mm 将计算结果圆整为标准直径得D0=4000mm，并于《化工设备设计基础》（天大出版社）查得封头容积为9.02 m3

107.069.023.1424.02Di4H = 4 = = 7.80m=7800mm

Vv3.2.3釜的壁厚的计算

由已知 Pc=1.05 Pg=1.051.6=1.68MPa D0=4000mm

Pg=1.6 MPa 选择筒体材料16MnR,查《化工设备机械基础》，则材料在100℃下许用应力=157MPa（初步设计在26～36mm范围内。

焊接接头系数取为局部无损探伤的带垫板的单面对焊接缝，取值为0.80。

d所以应用公式[10]：

PcD02[]tPc得（3-6）

1.684000d21570.81.68==26.93 mm

查得负偏差C1在26～30 mm范围内为0.9 mm,腐蚀裕度设为2 mm. 所以：

d=26.93+2=28.93mm

n=d+ C1+△（3-7）

=28.93+0.90+0.17=30mm（圆整值△=0.17）

e=n-C1-C2=30-2-0.9=27.11mm

由此可得到圆筒体的最大允许工作压力

2e[Pw]=D0e []t（3-8）

227.111570.8380027.11==1.78 MPa

3.2.4釜的封头计算

由=30 mm,查得封头直边高度h2=50 mm.

取Hi/D==0.25 得Hi=0.254000=1000mm，计算封头壁厚与筒体壁厚基本相同，所以为焊接方便，取二者一致为30 mm。

3.3其他设备的选择

3.3.1反应釜的选择

搅拌反应釜的工艺要求通常包括反应釜的容积，最大工作压力、工作温度、工作介质、腐蚀情况、传热面积、换热方式、搅拌方式、转速及功率、接口管方位与尺寸的确定等。

由于影响搅拌过程的因素极其复杂，因此搅拌器选型的资料也较多，而且各自实验重点不同结论也不尽相同。选型即要考虑搅拌效果，也应考虑动力消耗问题。另外选型时还要考虑简板器的结构。

3.3.2搅拌轴、搅拌器及传动装置的选择

1.搅拌轴计算

P从强度考虑，由d=365.09n[]计算轴径: （3-9）

322.33d =365.09×4032

3=308.4 mm

P从刚度考虑，由d=1537Gn[]计算轴径: （3-10）

422.334d =1537×8.010400.5

4=317.6 mm

式中，轴材料选用45号钢，取[τ]=30MPa，[θ]=0.5o/m,

G=8.0×104MPa,参考公称轴径系列，取d=320mm。

2.搅拌器的选择

根据工艺要求，选用直径1920mm，轴径ф320mm的碳钢制框式搅拌器，标记符号为：搅拌器1920-320，HG5-757-78。

3.电机选择

传动效率包括减速器、联轴器和密封装置处的效率。设整个系统的总效率为0.95（一般可根据现场情况类比），则电机效率Pe为：

22.33Pe=0.95=23.51KW

根据工作环境及与减速器联接的形式，可选用Y90L-4，6V安装形式的电动机。

4.联轴器选择

选用立式夹壳联轴器HG5-213-65,标记符号为: 联轴器Dg95HG5-213-65. 5.机座选择

由于搅拌轴轴向力不大，联轴器为夹壳式，故选用J-A形机座。由于减速器轴径为95mm，故选用J-A-95型机座即可。

6.轴封装置

为密封可靠，选用单端面小弹簧平衡型机械密封。 7.填料箱

根据操作条件选用带衬套及冷却水套铸铁填料箱， 标记为：填料箱Pg6,Dg95,HG5-214-81。 8.视镜

选用碳钢带颈视镜 IPg6,Dg125,JB595--3，重6.7公斤。

3.3.3支座的选择

因反应釜外有保温层，故选B形悬挂式支座。

3.3.4冷凝器

汽化热Qv：

Qv=2840079.537kJ

传热面积A：

QvKtmA =（3-11）

2840079.537 =70057.793600

=19.55m2

选JB1145-71-1-22 G400IV-16-20型换热器。

第四章工艺设备一览表

表4.1工艺设备一览表

序设备标准图号设备名称及规格 设备图型号 OXO釜式反应器 1 T101 反应釜内径径4000mm，内装有RH/TPP丁醛的催化剂，反应釜高度为7800mm.. 1号合成器净化槽 2 T102 填料塔塔径1525mm，内装有活性炭，填料层高度为5m. 2号合成器净化槽 3 T103 填料塔塔径为1710mm，内装有硫化铂、活性铝和氧化锌，填料层高度为2.4m、1.8 m、2 m. 4 T104 丙烯净化器 填料塔塔径为1200mm，内装有活性 1 台 7085 Kg 1 台 19350Kg 1 台 11500公斤 1 台 4180公斤 单数位 量 重量 号 位号 氧化铝，填料层高度为3m. 丙烯脱氧槽 5 T105 填料塔塔径为1329mm，内装有活性氧化铝，填料层高度为4.07m. 丙烯净化器 6 T106 填料塔塔径为1430mm，内装有活性氧化铝、氧化锌和浸铜活性炭，填料层高度为2m. 1 台 22700 Kg 1 台 14070 Kg

续表4.2工艺设备一览表

序备位号 合成气换热器 EU型管式，壳体直径为325 m m内有25×2.5长为3 m的换热管16根，换热面积为10.3 m2双管程、单壳程。管、壳程走合成气 合成气加热器 EU型管式，壳体直径为273 m m内有25×2.5长为3.18 m的换热管15根，换热面积为3.18m2双管程、单壳程。管程走合成气，壳程走水蒸气 丙烯预热器 EU型管式，壳体直径为273 mm内有25×2.5长为2.495 m的换热管15根，换热面积为2.025 m2双管程、单壳程。管程走水蒸气，壳程走丙烯液体 丙烯蒸发器 10 E205 U型管式，壳体直径为387 mm内有19×2长为4.4 m的换热管15根，换设设备名称及规格 标准图号设备图型 BEU325-4.0-6- 单数重位 量 1 16台00公台斤 量 号 7 202 325-2Ⅱ BEU273-4.0-4.8- 1 1台470 公台斤 8 203 225-2Ⅱ BEU325-4.0-4.8- 9 204 325-2Ⅱ BEU400-4.0-43.111台390 公台斤 1 1台7 520公斤台 4.5热面积为36.7/39.4 m2双管程、单壳程。- 19-2Ⅱ 管程走丙烯液体，壳程走甲醇 BEU31E冷凝水冷却器 1台81 201 U型管式，壳体直径为323.9m m内有15.9×2长为3.8 m的换热管31根，换热面积为10.85 m2双管程、单壳程。管程走冷凝物，壳程走冷却水 25-4.0-23.1130台公斤 4.5- 19-2Ⅱ

续表4.3工艺设备一览表

序备位号 丙烯过热器 12 E206 U型管式，壳体直径为257.5mm内有25×2.5长为3.474m的换热管14根，换热面积为2.025m2双管程、单壳程。管程走水蒸气，壳程走丙烯液体 设设备名称及规格 标准图号设备图型号 BEU273-4.0-7.3- 1 1台440 公台斤 单数重位 量 量 号 325-2Ⅱ

第五章车间布置设计的原则

5.1车间布置设计的原则

5.1.1车间设备布置的原则

化工厂的设备的布置[12]，气温比较低的地区有特殊的要求，均将设备布置于室内。一般的情况下：室内和露天的联合布置，在条件许可的情况下，最大限度的实现化工厂的联合露天布置。露天布置有以下的优点：

可以节约建筑面积节省基建投资，可以节约土建施工质量，加快基建投资进度。有火灾及爆炸危险性的设备，露天布置可降低耐火等级，降低厂房造价有利于化工厂的生产防火、防爆、还有防毒，对毒性比较大或者剧毒的化工生产除外，对化工厂的扩建，改建具有很大的灵活性。

5.1.2车间设备平面布置的原则

车间的平面布置中，厂房的外型有长方形，‘L’型、‘T’型和‘II’型等等。长方形便于平面图的布置，节约用地利于设备的排列，缩短管线，易于交通安排出入口，但是要适应地形要求和生产的需要而选择形状。

厂房的柱网布置，根据厂房的结构而定，宜采用筐加结构。在一幢厂房中不

宜采用多种柱距，厂房的宽度，生产厂房为了尽可能的利用自然光和通风以及建筑经济上的要求，一般采用单层厂房宽度不宜超过30米，多层的厂房宽度不宜超过24米。

进行车间布置时，考虑厂房的安全出入口，一般不少于2个，对防火安全问题必须慎重的考虑。

5.1.3车间设备立面布置原则

化工厂的厂房，以工艺流程的需要，设计成单层，多层或者单层和多层两者相结合的形式。工程设计中由于单层厂房建设的费用比较低，所以大多采用单层，但是有时候为了节约用地或者因为建设用地的用多层。

化工厂房的高度，主要又工艺设备布置的要求所决定。厂房的垂直布置充分利用空间，每层高度取决于设备的高低，安装的位置，检修的要求及安装卫生等条件。有爆炸危险的车间宜用单层，厂房内设置多层的操作台以满足工业设备位差的要求。

5.2车间设备布置

一般情况可采用室内露天联合布置，在条件许可的情况下，采取有效措施最大限度的采取化工厂的联合露天化布置。设备露天布置有下列优点：增加可用建筑面积，节约建筑投资，节约土建施工工程量，加快基建进度，对于容易爆炸危险性的设备，露天布置可降低厂房耐火等级，降低厂房造价，有利于化工生产的防火、防爆和防毒，对厂房的扩建，改建具有较大的灵活性。

第六章环境保护

工业“三废”主要是指废气、废水、废渣。“三废”对环境的危害很大，如果不及时地加以处理直接排放，将会对环境造成很大的破坏，因此应予以高度重视。

6.1三废的产生情况

废气：稳定塔受槽中气相组分通过除沫网排放至燃料气网。 废液：1123水洗塔在洗涤后产生的废液。 废渣：1120净化槽含有活性碳废催化剂。

1121净化槽中含浸苛性钠活性氧化铝，氧化锌等废催化剂。

6.2三废处理情况

废气的处理方法通常有吸收法和燃烧法。在本设计中用燃烧法，由火炬系统燃烧除掉。

废液的处理方法有控制PH值法、油和油脂的处理和有机废水生化处理。在本设计中送至废冷凝液贮槽1118。

废渣的处理方法有焚烧法和安全填埋法[14]。本设计中将废渣送至工业垃圾厂，进行填埋和焚烧。

第七章公用工程

7.1供水

用水种类随着水的用途而异分为生产用水、生活用水、消防用水三类。 （1）水源选择：可供工业用的水源有地面水（河水、湖水、水库等等），地下水（如井水）以及自来水，如果有自来水可有限考虑自来水。

（2）净水循环系统利用：循环水的冷却可用以节能。

（3）排水：工业废水的排放比较的大，危险也比较大。还有生活污水和雨水雾水，采用系统的引流，布置合理的排放。 本设计采用的生产用水是自来水，源于水库。

7.2供电

供电的重要性在化工生产中起着举足轻重的作用。

（1）厂区的变配电工程：变压器容量，总配电所以及总压所的主结线圈和二次线圈总变电所的测量，信号控制，继电保护，电器设备的选择，导线截面的选择，主要设备材料表。

（2）车间电力设计：车间配电系统图，车间电力平面图，车间电力设备以及材料表。

（3）车间照明设计：光源和照明方式的选择，照明器的布置，照度计算，照明供电系统，导线选择以及线路的铺设方式。

（4）车间配变电设计：车间配电柜的数量，位置。车间配电柜的主结线，电器设备的选择，防雷保护，接地装置和保护接零安全措施

（5）电气防爆：生产中需要使用一些易燃易爆的介质，可能完全混合形成

爆炸性的混合物，到一定的浓度和比例引起火灾。为了防止电器设备和线路引起的火灾事故，按照发生的各种程度的不同，将其分为各个等级以便采取相应的措施。

7.3供暖

主要以锅炉方式提供能量，使在比较低的环境温度下仍然能保持适合的工作或者生活条件的一种技术手段。

（1）凡是日均温度≤5℃的天数历年平均在九十天以上的地区应该集中取暖。 （2）采暖的介质：对于成片集中布置的厂区建筑物，应该尽量采用热水采暖，以利用蒸汽凝结水的回收和利用；对于厂区内分散布置的建筑物，可用热水采暖或者蒸汽采暖；厂房的单元体积大于3000m2时，以热风采暖为好；单元体积比较小的多半用蒸汽采暖；有空调以及通风设备的厂房，尽可能的采取空调，通风相结合的热风取暖；对于有爆炸性危险的气体或者有粉尘的房间应该采用防爆性的暖风机；一般的情况下均可用散热器采暖。

本设计采用锅炉方式供暖。

7.4通风

为保证操作人员的正常环境的卫生条件，有余热、余温、有害气体或者蒸汽，粉尘等排除的车间，必须采取通风。

（1）自然通风：经济有效，选择有组织的自然通风可以调节。

（2）机械通风：当自然通风不能满足车间的通风需要时，就采用机械通风，机械通风又分为局部通风和整体通风两种。

（3）全面通风的确定：全面通风分别计算以下通风量，取其中最大值作为设计通风量。采用自然通风。