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摘 要
丁辛醇是一种重要的基本有机化工原料。本设计是关于年产80000吨丁辛醇丁醛缩合制辛烯醛车间设计。查阅有关丁辛醇生产辛烯醛车间设计的资料后。首先叙述了丁辛醇生产的意义与应用、市场分析、国内外发展现状及生产方法的选择，确定了辛烯醛合成工艺路线。然后进行物料衡算、热量衡算、关键设备的详细计算以及其他设备的计算与选型。通过车间平立面布置原则对车间与设备进行合理的布置。对自动控制、环境保护及公用工程中的给排水、供热、供电做了详细的说明。之后绘制了带控制点的流程图，车间及设备的平立面布置图和关键设备装配图，顺利的完成了毕业设计说明书。
关键词：丁辛醇；辛烯醛； 物料衡算； 热量衡算
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Abstract
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 meaning 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 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 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
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目 录
摘 要 ......................................................................................................................................... I Abstract ...................................................................................................................................... II
第1章 总论 ............................................................................................................................ 1 1.1 概述 ............................................................................................................................. 1 1.1.1 辛烯醛的意义与作用 .......................................................................................... 1 1.1.2 国内外现状及发展前景 ...................................................................................... 1 1.1.3 产品的性质与特点 .............................................................................................. 2 1.2 设计依据 ..................................................................................................................... 3 1.3 厂址选择 ..................................................................................................................... 3 1.4 设计规模与生产制度 ................................................................................................. 4 1.4.1 设计规模 .............................................................................................................. 4 1.4.2 生产制度 .............................................................................................................. 4 1.5 原料及产品规格 ......................................................................................................... 5 1.5.1 主要原料规格及技术指标 .................................................................................. 5 第2章 工艺设计与计算 ........................................................................................................ 6 2.1 工艺原理 ..................................................................................................................... 6 2.2 工艺路线的选择 ......................................................................................................... 6 2.3 工艺流程简述 ............................................................................................................. 6 2.3.1 丁醛精馏塔 .......................................................................................................... 7 2.3.2 混合器 .................................................................................................................. 7 2.3.3 缩合反应器 .......................................................................................................... 7 2.3.4 层析器 .................................................................................................................. 7 2.3.5 辛烯醛精馏塔 ...................................................................................................... 7 2.4 工艺参数 ..................................................................................................................... 7 2.5 物料衡算 ..................................................................................................................... 8 2.6 热量衡算 ................................................................................................................... 11 2.6.1 概述 .................................................................................................................... 11 2.6.2 辛烯醛精馏塔的热量衡算 ................................................................................ 11 2.6.3 异丁醛冷却器的热量衡算 ................................................................................ 12 2.6.4 氢氧化钠预热器热量衡算 ................................................................................ 13
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2.6.5 混合器热量衡算 ................................................................................................ 14 2.6.6 反应物预热器热量衡算 .................................................................................... 14 2.6.7 反应器热量衡算 ................................................................................................ 15 2.6.8 辛烯醛精馏塔热量衡算 .................................................................................... 15 2.7 化工软件模拟 ........................................................................................................... 17 第3章 设备计算与选型 ...................................................................................................... 19 3.1 缩合应器设备计算 ................................................................................................... 19 3.1.1 确定反应器及各种条件 .................................................................................... 19 3.1.2 反应器体积 ........................................................................................................ 19 3.1.3 筒体直径和高度的计算 .................................................................................... 19 3.1.4 内筒的壁厚 ........................................................................................................ 20 3.1.5 夹套的内径和高度 ............................................................................................ 20 3.1.6 夹套的壁厚 ........................................................................................................ 21 3.1.7 附属结构的选择 ................................................................................................ 21 3.2 辛烯醛精馏塔设备计算 ........................................................................................... 22 3.2.1 塔板塔径设计 .................................................................................................... 22 3.2.2 塔板结构设计 .................................................................................................... 23 3.2.3 塔的附件 ............................................................................................................ 26 3.2.4 塔高的确定 ........................................................................................................ 27 3.3 换热器设计计算 ....................................................................................................... 27 3.3.1 选择换热器的类型 ............................................................................................ 27 3.3.2 流程安排 ............................................................................................................ 28 3.3.3 传热过程工艺计算 ............................................................................................ 28 3.3.4 工艺结构尺寸计算 ............................................................................................ 29 3.3.5 换热器主要传热参数核算 ................................................................................ 30 3.4 其他设备工艺计算与选型 ....................................................................................... 35 3.4.1 丁醛精馏塔 ........................................................................................................ 35 3.4.2 异丁醛冷却器 .................................................................................................... 36 3.4.3 氢氧化钠预热器 ................................................................................................ 37 3.4.4 层析器前冷却器 ................................................................................................ 37 3.4.5 辛烯醛精馏塔冷却器 ........................................................................................ 38 3.4.6 辛烯醛精馏塔再沸器 ........................................................................................ 39 3.4.7 丁醛精馏塔冷凝器 ............................................................................................ 40 3.4.8 丁醛精馏塔再沸器 ............................................................................................ 40
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3.5 泵的选型 ................................................................................................................... 41 3.6 储罐的计算与选型 ................................................................................................... 42 第4章 设备一览表 .............................................................................................................. 44 第5章 车间布置 .................................................................................................................... 46 5.1 反应器的布置 ........................................................................................................... 46 5.2 精馏塔的布置 ........................................................................................................... 46 5.3 换热器的布置 ........................................................................................................... 47 5.4 泵和回流罐的布置 ................................................................................................... 47 第6章 自动控制 .................................................................................................................... 48 6.1 流量控制 ................................................................................................................... 48 6.2 液位控制 ................................................................................................................... 48 6.3 温度控制 ................................................................................................................... 49 6.4 压力控制 ................................................................................................................... 49 第7章 环境保护 .................................................................................................................. 50 7.1 三废的产生情况 ....................................................................................................... 50 7.2 三废处理情况 ........................................................................................................... 50 第8章 公用工程 .................................................................................................................. 51 8.1 给水排水 ................................................................................................................... 51 8.2 供热 ........................................................................................................................... 51 8.3 供电 ........................................................................................................................... 51 结束语 ...................................................................................................................................... 53 参考文献 .................................................................................................................................. 54 致 谢 ........................................................................................................................................ 55
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第1章 总论
1.1 概述
1.1.1 辛烯醛的意义与作用
丁醇主要用于制造邻苯二甲酸、脂肪族二元酸及磷酸的正丁酯类增塑剂，它们广泛用于各种塑料和橡胶制品中，也是有机合成中制丁醛、丁酸、丁胺和乳酸丁酯等的原料。 辛醇主要用于制邻苯二甲酸酯类及脂肪族二元酸酯类增塑剂如邻苯二甲酸二辛酯、壬二酸二辛酯和癸二酸二辛酯等，分别用作塑料的主增塑剂和耐寒辅助增塑剂、消泡剂、分散剂、选矿剂和石油填加剂， 也用于印染、油漆、胶片等方面。我国丁辛醇自产率不足，国内产量不能满足实际生产的需求，是世界上最大的丁辛醇进口国，丁辛醇在我国发展前景十分开阔。而我所研究的课题中的辛烯醛是生成辛醇的中间产物，所以这一课题的研究对生产丁辛醇这个总课题有着十分重要的作用[1]。
1.1.2 国内外现状及发展前景
丁辛醇合成方法有几种。乙醛缩合法，发酵法，齐格勒法，羰基合成法。前前几种方法被羰基合成法所取代。羰基合成法又分为高、中、低压合成法，同样高压和中压合成法又被低压合成法所取代。
国外现在主要使用的是以铑基做为催化剂的低压合成工艺方法，在这其中国外以戴维工艺，三菱化成工艺、巴斯夫工艺和伊士曼的工艺最具代表性[2]。催化剂具有低温活性高、稳定性好、正异构比例可调节的特点。Hoeches/Uhde是以硫化的三苯基膦作为配位体，目前为止使用该技术的较少。纵观国内外工艺技术发展的情况来看，这四个工艺都具有自已的优势，均处于世界领先地位。从流程的长度和装置的简易程度来说，戴维工艺最短、最简单；从使用情况来看，戴维的合成工艺在全球的使用最多；从原材料消耗情况来说，巴斯夫、伊士曼和戴维原材料消耗量较低，从对设备所用材质的要求来看，戴维工艺对设备材质的要求最低，大部分为碳钢，一小部分为304不锈钢；伊斯曼的工艺技术可同时生产丁醛和丙醛，产品多样灵活，对市场变化有强的适应性。在市场变化较大的情况下，可以通过调整产品结构的方法为企业的生存和发展赢得先机[3]。每个工艺具有不同的优点。
国内北京化工研究院研制成功丙烯低压羰基合成铑膦络合催化剂、合成气净化催化剂等达到国外同类催化剂水平。吉林石化公司研究院在2001年成功开发了国内首创的辛烯醛高压液相加氢制辛醇催化剂，经过吉化化肥厂丁辛醇装置的多年应用的有效证明，可以完全取代进口方法[4]。北京化工大学开发出来的“负载型水相催化剂”，其膦/
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铑比由工业上的250-300下降到25，正异比由10提高到28.7，铑流失量由3-5×10-6下降至1.2×10-6，很好地解决了铑的流失问题[5]。2003年中石化南化公司成功开发了丁醛和辛烯醛气相加氢反应可替代进口催化剂的催化剂，其中NCH6-2辛烯醛加氢催化剂与NCH6-1丁醛加氢催化剂分别在2003年上、下半年在齐鲁石化第二化肥厂丁辛醇装置上完成1000小时的工业侧线试验，结果表明该催化剂的醛转化率、醇选择性及产品硫酸色度等性能指标均达到或超过进口催化剂水平[6]。
铑催化技术是当前丁醛衍生醇领主导催化剂。今后的研究方向为新型高效配位体改性铑催化剂和开发单程不循环工艺。UCC/KPT的以双亚磷酸盐做配位体的羰基合成技术是至今为止全球最先进的羰基合成生产技术。由于铑金属资源贫乏，价格昂贵，还将迸一步开发使用高效非铑催化剂的羰基合成技术。据报道，UCC公司开发出非金属钼系催化剂；日本工业技术研究所开发出在SnCL2的条件下，以环烷基连结的双磷配位体的铂系催化剂；Shell公司开发出铂系络合物催化剂；Hoechst公司最近开发了一种水溶性钴族化合物催化剂，可使烯烃在聚乙二醇作极性相的两相溶剂体系中有效地进行氢甲酰化[7]。高碳烯烃对聚乙二醇的亲和力比水好，因此可提高反应速率。
1.1.3 产品的性质与特点
本设计中产品为辛烯醛，它是作为生产辛醇的中间物。
正丁醛（butyraldehyde）分子式C4H8O，无色透明液体，有窒息性气味。熔点-100℃，沸点75.7℃，当水的密度为1时相对密度0.80，微溶于水，溶于乙醇、乙醇、乙醚等多数有机剂，用作树脂、塑料增塑剂、硫化促进剂、杀虫剂等的中间体。
异丁醛（Isobutyraldehyde）分子式C4H8O，无色透明液体，有刺激性气味。熔点为-65℃，沸点64℃，当水的密度为1时相对密度0.79，在空气中逐渐氧化成异丁酸。微溶于水，能与乙醇、苯、氯仿、乙醚、甲苯、丙酮、二硫化碳混溶。用于制备橡胶硫化促进剂和防老剂、异丁酸、异丁胺、新戊二醇及异丁叉二脲缓效肥料等。
辛烯醛（2-ethyl-2-hexenal）分子式C8H14O，熔点沸点175℃，相对密度0.85。不溶于水，溶于醇、醚等。除能与烯键试剂和羰基试剂发生1,2-加成反应外，还可发生1,4-加成反应。易被氧化成酸，烯键也可被化学还原剂还原，最终产物为饱和醇。由正丁醛在稀碱或稀酸作用下，生成β-羟基醛再脱水制得，用作有机合成试剂。
氢氧化钠（sodium hydroxide）分子式NaOH，相对分子质量40.1，相对密度2.13，熔点318℃，沸点1390℃，有腐蚀性。其水溶液有涩味和滑腻感，溶于水、乙醇时或溶液与酸混合时产生剧热。广泛应用的污水处理剂、基本分析试剂、配制分析用标准碱液、少量二氧化碳和水分的吸收剂、酸的中和钠盐制造。制造其它含氢氧根离子的试剂；在造纸、印染、废水处理、电镀、化工钻探方面均有重要用途；国内品牌有：天惠牌、天工牌、金达牌。氢氧化钠还是许多有机反应的良好催化剂。
水（water）分子式H2O，相对分子质量18，沸点100℃，比热容：4.186J/（g·℃），
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密度1000 kg/m3。
1.2 设计依据
齐齐哈尔大学化学与化学工程学院化工系颁发的《化工系毕业教学环节文件汇编》。
首选依据是老师布置的任务书“年产80000吨丁辛醇丁醛缩合制辛烯醛车间工段”的初步设计。
依据aspen软件模拟所得数据。 依据化工设计手册。
齐齐哈尔大学实践教学与设备管理处颁发的《齐齐哈尔大学本科毕业生设计(论文)工作手册》。
1.3 厂址选择
厂址选择是化工装置建设的一个重要环节，也是一项政策性、技术性很强的工作。厂址选择不仅影响到生产成本、利润，而且还关系到生产是否能够安全稳定进行。选择厂址时需要综合考虑原料来源、运输条件、优惠政策、基础设施、社会效益等等方面，以有效降低公司产品成本，提高市场竞争能力[8]。本设计选址拟建在大庆市高新技术开发区林源园区。
大庆高新技术产业开发区林源园区，位于大庆市庆南新城林源工业区，东邻大庆
油田有限责任公司采油七厂、八厂、九厂，西依大庆炼化公司林源生产区，是大庆南部接续产业发展的平台，土地资源丰富。总规划面积83平方公里，园区规划占地25.67平方公里，园区内有成片的发展用地，大规模开发建设不占用耕地、无移民搬迁、土地开发成本低，为工业建设提供了广阔的土地资源。林源园区作为大庆市庆南新城林源工业区建设的重要载体，是高新技术企业成长和发展的摇篮。它的运输十分便利，东北地区主要铁路线-让通铁路线在林源园区通过，林源车站跨沈、哈两局，运输成本较低。在原料方面，区内的石化企业主有林源炼油厂、大庆联谊石化股份有限公司、上海中油锦华实业有限公司和大庆久隆精细化工有限公司。所以原料来源十分充足和方便。园区位于被称为百湖之城的大庆，水资源十分丰富。在自然条件方面，高新区地处寒温带，属于大陆性季风气候，区内海拔高度在143.0～148.8米之间，地势较平坦，高度起伏不大。年平均气温为3.9℃，冬季最低温度为-32.4℃，夏季最高温度35.4℃，年平均日照时数2600小时，年平均相对湿度63.1%，年平均风速3.3米/秒，主导风向冬季为西北风，夏季为西南风，年平均降雨量476.9毫米，年平均蒸发量1517.9毫米，最大积雪深度220毫米，最大冻土深度为-2.09米，全年无霜期为173天，地震烈度6度。在厂区
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环境方面，园区的化学需氧量、氮氨、烟尘、工业粉尘和工业固体废弃物排放量全部控制在国家指标以内，二氧化硫排放量通过采取措施可控制在国家指标以内。人居环境优美。国家森林公园和红旗林场环绕周围，这里空气清新，绿树成荫，风景秀丽。
1.4 设计规模与生产制度
1.4.1 设计规模
辛烯醛生产装置以丁醛为原料，氢氧化钠溶液为催化剂，先进行正丁醛提纯，然后使之与氢氧化钠溶液混合，之后丁醛在搅拌釜式反应器中进行反应生产辛烯醛。其中生产能力为55000吨辛烯醛。
1.4.2 生产制度
员工要树立“安全第一”的思想，自觉接受安全教育，学习安全知识，提高技术水平，保证生产的安全性。生产中要严格按照工艺要求进行操作，避免各类事故发生。生产岗位员工必须按规定穿戴劳动保护用品。车间安全员工要切实履行职责，随时检查安全生产制度，落实情况，制止违章操作和冒险作业。电器和机械设备故障应有专业人员排除，非专业人员严禁自己动手处理。厂区内原则上禁止动用明火，需要动火时要请示领导并做好安全工作。为防止火灾与爆炸的发生，要在思想上高度重视，要贯彻“安全生产，重在预防”的方针[9]。
生产口号为“安全生产，一次完成”。
表1-1 三班两倒制人员组成
人员名称 车间主任 班长 丁醛提纯岗位工人 丁醛反应岗位工人 辛烯醛提纯岗位工人
技术工人
人数 1 4 4 4 4 若干
倒班制 8小时工作制 四班三倒制 四班三倒制 四班三倒制 四班三倒制 8小时工作制
在职工人共计25人，临时工人若干。车间主任白天在车间主持工作，每班由一个班长带领倒班人员进行倒班。日常交接班是传递安全生产信息以及发现问题提出问题的重要通道。接班人员提前20分钟由正值班工带领进入交接地点，静心听取交班人员交代全部运行维护情况和注意事项。有疑问时应询问清楚，然后由交班人员陪同，对设备进行检查，确认无问题后签字接班。
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1.5 原料及产品规格
1.5.1 主要原料规格及技术指标
表1-2 主要原料规格及技术指标
指 标
项 目 丁醛原料 氢氧化钠溶液原料
分子量 70~75 35~45
粘度 cp 0.29 0.50
密度 g/ml 0.77 1.01
表1-3 辛烯醛质量指标
指标名称 主含量 灰分 水分 色度 密度 外观
电池级 ≥99.8 ≤0.01 ≤0.01 ≤10
优级品 ≥99.7 ≤0.01 ≤0.1 ≤10
1.200±0.005 无透明无机械杂质液体
一级品 ≥99.5 ≤0.03 ≤0.2 ≤10
合格品 ≥98.5 ≤0.3 ≤0.3 ≤30
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第2章 工艺设计与计算
2.1 工艺原理
辛烯醛的制备是正丁醛在0.02wt氢氧化钠溶液作为催化剂作用下在反应器中进行自缩合反应生成辛烯醛。
NaOH 120℃
反应式为： 2CH3CH2CH2CHO CH3CH2CH2CH=CCHO+H2O
2.2 工艺路线的选择
目前丁辛醇合成方法有几种。乙醛缩合法，发酵法，齐格勒法，羰基合成法。前前几种方法被羰基合成法所取代。羰基合成法又分为高、中、低压合成法，同样高压和中压合成法又被低压合成法所取代[10]。国外现在主要使用的是以铑为催化剂的低压合成工艺，其中国外以戴维，三菱化成和巴斯夫和伊士曼的工艺具代表性。具有低温活性高、稳定性好、正异构比例可调节的特点。本设计所用的方法为羰基合成法，而我所设计的是羰基合成法年产8万吨丁辛醇工艺中正丁醛缩合制辛烯醛车间的设计。
2.3 工艺流程简述
图2-1 工艺流程图
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2.3.1 丁醛精馏塔
原料正丁醛和异丁醛的混合物首先进入精馏塔中进行提纯，经过模拟后所选正丁醛精馏塔塔板为130块，进料板为第43块塔板，经过精馏塔后正丁醛纯度能够达到99.8%，而从塔顶出来的异丁醛经过冷却后被送入下一工段或者放入异丁醛储罐，作为生产异丁醇的原料。
2.3.2 混合器
混合器的作用是使不同的物质进行混合，而本设计中的混合器是使原料正丁醛与反应催化剂0.02wt的氢氧化钠溶液混合，当然，氢氧化钠溶液要经过预热处理，最终90.5℃的正丁醛与60℃的氢氧化钠溶液混合为87.7℃的溶液，由泵输送到反应器预热器。
2.3.3 缩合反应器
从混合器输送过来的混合溶液经过预热器预热到120℃，4.6bar条件下进入反应器进行反应，反应的正丁醛转化率为98%，最终在反应器中生成辛烯醛和水，同时反应器中还有没反应完全的正丁醛，所以为了得到比较纯的辛烯醛，这些混合物应该被提纯。
2.3.4 层析器
辛烯醛被冷却后进入层析器，层析器在本设计中是通过两相分离器进行模拟的，在层析器中只是进行了油水分层进而分离的操作。水相经过处理后并补充一定量的氢氧化钠再次与正丁醛原料混合，已达到氢氧化钠溶液的循环利用。
2.3.5 辛烯醛精馏塔
层析器分理出的油相进入精馏塔中，精馏塔具有13块塔板进料板为第7块，最终达到辛烯醛的质量纯度为99.8%，接着辛烯醛送入储罐或者泵送入制辛醇工段。
2.4 工艺参数
辛烯醛生产工艺参数如下表：
表2-1 工艺参数表
序号 1 2 3
工艺参数 T101塔顶出口压力 T102塔底出口压力 R101出口温度
位号 PIC101 PIC102 TIC106
单位 Mpa Mpa ℃
指标 0.1-0.15 0.15-0.2 115-120
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2.5 物料衡算
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。所以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[11]。
本设计为年产55000吨辛醇，辛烯醛气相加氢转化率为98％，辛烯醛纯度99.8％，正丁醛缩合转化率98％，年工作时间为244天。正丁醛占进料量89.5％，由此可以计算： 年产辛烯醛质量：
m辛=
年需要正丁醛的量：
m正=
每小时原料进料量：
m原=
物料流程图及计算为：
55000?126?99.8%=54276.94t
130?98T276.94?72?2=63296.82t
126?98c296.82=12.089t
5850?89.5% ↑ F 4 F1丁醛 图2-2 物料衡算计算简图
丁醛精馏塔F2 F3 F5 混合器缩合反应器 F7 F9轻组分 塔F6 层析器F8 辛烯醛精馏 F10辛烯醛 丁醛精馏塔塔顶轻组分回收率98.9%，原料进料轻组分质量占10.5%，塔底轻组分回收率0.2%，F1为12.089t，
所以可列式：
F=D1+W1 FΧF=D1ΧD+W1ΧW 12.089=D1+W1
12.089×0.105=D1×0.989+W1×0.002
由此可得：
D1=F4=1.262t
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W1=F2=10.827t
F3是氢氧化钠溶液的进料量，在本设计中氢氧化钠溶液是作为催化剂使用的，所 以氢氧化钠溶液的量是少量的，并且是已知量，F3=0.137t。
混合器时将两种物料进行混合所以混合前后忽略损失下可以认为混合前后物料质量没有发生变化，所以F5=10.424t。
缩合反应器中正丁醛转化率98%，假设系统损失1%，可得：
F6=???10.827?99.8%?0.137??98%?10.827?0.2%????1?1%?=10.638t
层析器是将油水进行分离，分离前后物料量没有发生变化。
F7=9.612t F8=1.026t
辛烯醛精馏塔进料轻组分质量占3.8%，塔顶轻组分回收率为79.7%，塔底轻组分回收率0.2%，F7=9.612t，则可列式：
F7=D7+W7 F7ΧF=D7ΧD+W7ΧW
9.612=D7+W7
9.612×0.038=D7×0.797+W7×0.002
由此可得：
D7=F9=0.435t W7 = F10=9.177t
总物料衡算：
总进料量为：F1+F3=12.089+0.137=12.226t
总出料量为：F4+F8+F9+F10=1.262+1.026+0.435+9.177=11.9t 根据以上数据系统物料守恒
表2-2 总物料恒算表
进料
物流 F1 F3 — — 合计
流量kg/h 12089 137 — — 12226
物流 F4 F8 F9 F10 合计
出料
流量 kg/h 1262 1026 435 9177 11900
各设备物料恒算表如下：
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丁醛精馏塔恒算结果见表2-3：
表2-3 丁醛精馏塔物料恒算表
进料
物流 F1 — 合计
流量kg/h 12089 — 12089
物流 F2 F4 合计
出料
流量kg/h 10827 1262 12089
混合器恒算结果见表2-4：
表2-4 混合器物料恒算表
进料
物流 F2 F3 合计
流量kg/h 10827 137 10964
物流 F5 — 合计
出料
流量kg/h 10964 — 10964
缩合反应器恒算结果见表2-5：
表2-5 缩合反应器物料恒算表
进料
物流 F5 合计
流量kg/h 10964 10964
物流 F6 合计
出料
流量kg/h 10638 10638
层析器恒算结果见表2-6：
表2-6 层析器物料恒算表
进料
物流 F6 — 合计
流量kg/h 10638 — 10638
物流 F7 F8 合计
出料
流量kg/h 9612 1026 10.638
辛烯醛精馏塔恒算结果见表2-7：
10
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表2-7 辛烯醛精馏塔物料恒算表
进料
物流 F7 — 合计
流量kg/h 9612 — 9612
物流 F9 F10 合计
出料
流量kg/h 435 9177 9612
2.6 热量衡算
2.6.1 概述
拟建年产55000吨辛烯醛生产装置，在全工艺段中伴随着物料从一个体系或单元进
入另一个体系或单元，在发生质量传递的同时也伴随着能量的消耗、释放和转化。其中的能量变换关系可以从能量衡算求得，对于新设计的车间，可以由此确定设备的热负荷。再根据设备的热负荷的大小、所处理的物料的性质及工艺要求选择恰当的设备。总之，通过下述的能量衡算，可以为后续的设计工作中提高热量的利用率，降低能耗提供主要依据[12]。
2.6.2 辛烯醛精馏塔的热量衡算
图2-3 丁醛精馏塔热量衡算简图
由Aspen模拟可知如下数据：已知比热容C1=2.417kJ/kg·K ，C2=2.354kJ/kg·K，C4=C6=2.313kJ/kg·K，C3=2.545kJ/kg·K，C5=C7=2.704kJ/kg·K；质量流量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，温度T1=323.15K，T2=336.85K，T3=363.55K，T4=336.75K，T5=363.65K，
11
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T6=336.75K ，T7=363.65K。
所需热量计算如下：
Q1=C1m1T1=2.417×12089×323.15=9.442×106kJ/h Q2=C2m2T2=2.354×28814.132×336.85=2.284×107kJ/h Q3=C3m3T3=2.545×44141.689×363.55=4.084×107kJ/h Q4=C4m4T4=2.313×26282.787×336.75=2.047×107kJ/h Q5=C5m5T5=2.704×33322.034×363.65=3.277×107kJ/h Q6=C6m6T6=2.313×1262×336.75=9.830×105kJ/h Q7=C7m7T7=2.704×10827×363.65=1.065×107kJ/h 丁醛精馏塔冷凝器、再沸器热负荷：
Q冷=Q4+Q6-Q2=2.047×107+9.830×105-2.284×107=-1.387×106kJ/h Q沸=Q5+Q7-Q3=3.277×107+1.065×107-4.084×107=2.59×106kJ/h 丁醛精馏塔热量衡算如下表：
表2-8 丁醛精馏塔热量衡算表
进料热量kJ/h Q1 Q4 Q5 — 合计
9.442×106 2.047×107 3.277×107
— 6.268×107
Q2 Q3 Q6 Q7 合计
出料热量kJ/h
2.284×107 4.084×107 9.830×105 1.065×107 7.531×107
表2-9 丁醛精馏塔热负荷表
热负荷kJ/h
再沸器 2.59×106
冷凝器 -1.387×106
Q 1.203×106
2.6.3 异丁醛冷却器的热量衡算
图2-4 异丁醛冷却器热量衡算简图
12
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已知比热容C1=2.313kJ/kg·K，C2=2.22kJ/kg·K，温度T1=336.75K，T2=313.15K，质量流量为m1= m2=1262kg/h。 所需热量计算如下：
Q1=C1m1T1=2.313×1262×336.75=9.830×105kJ/h
Q2=C2m2T2=2.22×1262×313.15=8.773×105kJ/h 冷却器的热负荷：
Q冷=Q2-Q1=8.773×105-9.830×105=-1.057×105kJ/h 异丁醛冷却器热量衡算如下表：
表2-8 冷却器热量衡算表
进料热量kJ/h 9.830×105
出料热量kJ/h 8.773×105
热负荷kJ/h -1.057×105
2.6.4 氢氧化钠预热器热量衡算
图2-5 氢氧化钠预热器热量衡算简图
已知比热容C1=4.082kJ/kg·K ，C2=4.068kJ/kg·K，质量流量m1= m2=137kg/h，温度为T1=288.15K，T2=333.15K。 所需热量计算如下：
Q1=C1m1T1=4.082×137×288.15=1.671×105kJ/h
Q2=C2m2T2=4.068×137×333.15=1.857×105kJ/h 冷却器的热负荷：
Q冷=Q2-Q1=1.857×105-1.671×105=2.46×104kJ/h 氢氧化钠预热器热量衡算如下表：
表2-9 冷却器热量衡算表
进料热量kJ/h 1.671×105
出料热量kJ/h 1.857×105
热负荷kJ/h 2.46×104
13
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2.6.5 混合器热量衡算
图2-6 混合器热量衡算简图
已知比热容C1=2.704kJ/kg·K，C2=4.068kJ/kg·K，C3=2.703kJ/kg·K，温度T1=363.65K， T2=333.15K，T3=360.85K，质量流量m1=10827kg/h，m2=137kg/h，m3=10964kg/h。
所需热量计算如下：
Q1=C1m1T1=2.704×10827×363.65=1.065×107kJ/h Q2=C2m2T2=4.068×137×333.15=1.857×105kJ/h Q3=C3m3T3=2.703×10964×360.85=1.0694×107kJ/h 混合器热量衡算如下表：
表2-10 混合器热量衡算表
进料热量kJ/h Q1 Q2 合计
1.065×107 1.857×105 1.0835×107
Q3 — 合计
出料热量kJ/h
1.0694×107
— 1.0694×107
2.6.6 反应物预热器热量衡算
图2-7 反应物预热器简图
已知比热容C1=2.727kJ/kg·K，C2=2.916kJ/kg·K，温度T1=364.45K ，T2=393.15K， 质量流量为m1= m2=10964kg/h。
14
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所需热量计算如下：
Q1=C1m1T1=2.727×10964×364.45=1.0897×107kJ/h
Q2=C2m2T2=2.916×10964×333.15=1.2569×107kJ/h 冷却器的热负荷：
Q冷=Q2-Q1=1.2569×107-1.0897×107=1.627×106kJ/h 冷却器热量衡算如下表：
表2-11 冷却器热量衡算表
进料热量kJ/h 1.0897×107
出料热量kJ/h 1.2569×107
热负荷kJ/h 1.627×106
2.6.7 反应器热量衡算
图2-8 反应器简图
由于反应为恒温反应，所以反应前后温度，比热容相同，则已知数据如下：比热容C1=C2=2.884kJ/kg·K，温度T1=T2=393.15K，质量流量m1=10964kg/h，m2=10638kg/h。 所需热量计算如下：
Q1=C1m1T1=2.884×10964×393.15=1.243×107kJ/h
Q2=C2m2T2=2.884×10638×393.15=1.206×107kJ/h Q反=nΔH=3.156×106kJ/h 反应器热量衡算如下表：
表2-12 反应器热量衡算表
进料热量kJ/h 1.243×107
出料热量kJ/h 1.206×107
反应热kJ/h 3.156×106
2.6.8 辛烯醛精馏塔热量衡算
已知比热容C1=2.395kJ/kg·K，C2=2.527kJ/kg·K，C4=2.452kJ/kg·K，C6=2.452kJ/kg·K，C3=2.462kJ/kg·K，C5=C7=2.545kJ/kg·K，质量m1=10638kg/h，m2=584kg/h，m3=15177kg/h，
15
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m4=151.4kg/h，m5=5996.9kg/h，m6=435kg/h，m7=9177kg/h，温度T1=383.15K，T2=385.35K， T3=452.15K，T4=365.55K，T5=463.35K，T6=365.55K，T7=463.35K。
图2-9 辛烯醛精馏塔简图
所需热量计算如下：
Q1=C1m1T1=2.395×10638×383.15=9.803×106kJ/h Q2=C2m2T2=2.527×584×385.35=5.684×105kJ/h Q3=C3m3T3=2.462×15177×452.15=1.683×107kJ/h Q4=C4m4T4=2.452×151.4×365.55=1.357×105kJ/h Q5=C5m5T5=2.545×5996.9×463.35=7.072×106kJ/h Q6=C6m6T6=2.452×435×365.55=3.899×105kJ/h Q7=C7m7T7=2.545×9177×463.35=1.0822×107kJ/h 辛烯醛冷凝器、再沸器热负荷：
Q冷=Q4+Q6-Q2=1.357×105+3.899×105-5.684×105=-4.28×104kJ/h Q沸=Q5+Q7-Q3=7.072×106+1.0822×107-1.683×107=1.064×106kJ/h
表2-13 丁醛精馏塔热负荷表
热负荷kJ/h
再沸器 1.064×106
冷凝器 4.28×104
Q 1.021×106
表2-14 丁醛精馏塔热量衡算表
进料热量kJ/h Q1 Q4 Q5
9.803×106 1.357×105 7.072×106
Q2 Q3 Q6
出料热量kJ/h
5.684×105 1.683×107 3.899×105
16
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2.7 化工软件模拟
本设计所采用的化工模拟软件是Aspen软件，用其对设计流程进行模拟。在模拟中输入工艺参数，计算机会自动进行计算得出相应结果，它在本设计中的重要作用是同手算进行对比以此进行校正修改。 丁醛精馏塔模拟结果：
图2-10 丁醛精馏塔模拟结果图
丁醛精馏塔的模拟进料情况如下表：
表2-15 丁醛精馏塔物料进出表
项目 进料
正丁醛 异丁醛 正丁醛 异丁醛 正丁醛 异丁醛
流量kg/h 10819.65 1269.35 7.24 1262.11 10812.42 7.24
温度℃ 50.0 50.0 63.5 63.5 90.5 90.5
压力Mpa 0.20 0.20 0.10 0.10 0.16 0.16
塔顶出料
塔底出料
辛烯醛精馏塔模拟结果：
图2-11 辛烯醛精馏塔模拟结果图
17
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辛烯醛精馏塔的模拟进料情况如下表：
表2-16 辛烯醛精馏塔物料进出表
项目 进料
正丁醛 异丁醛 辛烯醛 水 正丁醛
塔顶 出料
异丁醛 辛烯醛 水 正丁醛
塔底 出料
异丁醛 辛烯醛 水
流量kg/h 205.44 6.88 9253.94 145.79 205.21 6.88 79.72 140.74 0.23 0.001 9174.22 5.06
温度℃ 110 110 110 110 71.4 71.4 71.4 71.4 193 193 193 193
压力Mpa 0.44 0.44 0.44 0.44 0.1 0.1 0.1 0.1 0.16 0.16 0.16 0.16
氢氧化钠预热器热量模拟结果：
图2-12 氢氧化钠预热器模拟结果图
氢氧化钠模拟进料情况如下表：
表2-17 氢氧化钠预热器物料进出表
项目
进料 出料
氢氧化钠溶液 氢氧化钠溶液
流量kg/h 137 137
温度℃ 15 60
压力Mpa 0.2 0.2
热量kJ/h -2169372 -2144277
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第3章 设备计算与选型
3.1 缩合应器设备计算
3.1.1 确定反应器及各种条件
选用连续搅拌釜式反应器（CSTR），选用螺旋导流板，Xf=0.8，查资料可知反应温度为120℃，反应动力学方程rA=kCA2，（k=19.8L/(kmol.min)）(A为正丁醛)搅拌釜内操 作压力pcr=0.46Mpa；夹套内为冷却水，入口温度为20℃，出口温度为30℃，p=0.47Mpa 反应方程式：2CH3CH2CH2CHO CH3CH2CH2CH=CCHO+H2O
3.1.2 反应器体积
由于该反应为液相反应，物料的密度变化很小，故可近似的认为是恒容过程。 原料处理量：Q0=263.73L/min 反应物浓度：CA0=
n149.95??0.00933kmol/L V16.064 反应器出料口物料浓度：CA=CA0(1-Xf)=0.00933?(1?0.8)?0.001866kmol/L 反应釜内反应速率：rA=kCA2=19.8?0.0018662=6.89?10-5kmol/L.min 空时：
Vvc?0A0?cA(rA)?cAoxA?rA0.00933?0.8?108.33min
6.89?10?5 理论体积：Vr?Q0t=267.73?108.33=29003.2L
取装填系数为0.85，则反应器的实际体积为：
V29003.2 V?r??34121.4?10.850.853
123m4.3.1.3 筒体直径和高度的计算
反应釜的H/D值如表3-1所示
表3-1 不同种类反应釜的H/D值
种类 一般 搅拌釜 发酵罐类
设备内物料类型 液固相或液液相物料
气液相物料 气液相物料
H/D 1-1.6 1-2 1.7-2.5
19
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
本反应为液相反应，故取H/D值=1.3 筒体的直径 D?34V 圆整：D=3m
高度：H=1.3D=1.3×3000=3900mm
查得DN=3000mm时，椭圆形封头曲面高度h1=750mm[13]，直边高度h2=50mm，内表面积Ah=10.2271m2，容积Vh=3.8879m3
?HD
=3.22m
=34?34.123.14?1.33.1.4 内筒的壁厚
选Q235-A为筒体材料，120℃时Q235-A材料的弹性模量为E1=2.03×105，取有效壁厚为15mm，负偏差为0.8mm，腐蚀裕度为2mm，因此名义厚度：d=15+0.8+2=17.8mm 外径D0=3000+2×17.8=3025.6mm
de2.5 临界压力Pcr=2.59ED0?2.59?2.03?105?3025.6?0.69Mpa H3900D03025.6152.5 Pc=1.1×0.46=0.506<0.69 故设计合理
3.1.5 夹套的内径和高度
表3-2夹套直径与筒体直径关系表
Di mm Dj mm
500-600 Di+50
700-1800 Di+100
2000-3000 Di+200
由于Di=3000，Dj=3000+200=3200mm夹数η=0.6至0.85，因此计算得：
Hj=4（ηV－Vh）/πDj2 =
29.00-3.8877=3.12m
3.14?3.224Hj=4（ηV－Vh）/πDj2 通常装料系
取夹套高度为3100mm
查得DN=3200mm时，椭圆形封头曲面高度h1=800mm，直边高度h2=50mm，内表面积Ah=11.60m2，容积Vh=4.69m3
20
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
3.1.6 夹套的壁厚
许用应力σ=113MPa，因为夹套有安全阀，所以设计压力P=1.1p=0.517Mpa 焊接系数Φ=0.8，偏差C2=2mm。根据公式：
P?D0.517?3200 d?+C2= ?2=11mm
2???P2?113?0.8?0.517 所以设计厚度d1=d+0.8=11.8mm
P?D0.517?3200 标准椭圆形夹套封头厚度a?=?2=11.16mm 2???0.5P2?113?0.8?0.5?0.517所以设计厚度a1=a+0.8=11.96 mm 圆整至钢板规定尺寸，选取夹套和封头壁厚均取12mm
3.1.7 附属结构的选择
釜体法兰的选取：
根据D=3000，选取平面乙型容器法兰，D=3160mm，D1=3115mm，D2=3076mm，D3=3053mm，H=355mm。 搅拌器搅、拌轴的选择：
根据工艺条件要求，选取平桨式搅拌器。
表3-3 常用轴材料的许用应力值表
轴材料 许用应力MPa
Q235/20 12-20
Q275/35 20-30
45 30-40
结合工艺要求及表格选用45钢轴材料 容器支座的选择：
反应釜因需另外保温，故选用B型耳式支座。又因为容器的直径为3000mm，所以支座尺寸H=400mm，支座本体允许载荷150KN，底板l3=315mm，b1=230mm，厚度20mm，s1=115。筋板l2=380mm，b2=250mm，厚度14mm。垫板l3=580mm，b3=400mm，厚度12mm[14].
手孔和工艺接管：
表3-4 管口表
符号 a b
连接尺寸及标准 PN0.25 DN25 HGJ45-1991 PN0.25 DN25 HGJ45-1991
密封面形式
RF TG
用途及名称 冷却水出口 液碱入口
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续表3-4 关口表
c d e f g h i j
PN1.6 DN4000 HGJ45-1991 PN0.25 DN65 HGJ45-1991 PN0.25 DN40 HGJ45-1991 PN0.25 DN25 HGJ45-1991 PN0.25 DN40 HGJ45-1991 PN0.25 DN100 HGJ45-1991 PN0.25 DN40 HGJ45-1991 PN0.6 DN25 HGJ45-1991
RF RF RF RF RF RF RF RF
人孔 温度计接口 硝基苯入口 压缩空气管 压料管 压料管套管 出料管 冷却水入口
3.2 辛烯醛精馏塔设备计算
3.2.1 塔板塔径设计
Aspen模拟气液负荷计算：
根据Aspen模拟的结果可得到以下数据：取气液两相流量最大的板上的负荷量
VS?1252.44m3?h-1?0.3479 m3?s-1 ?v?2.3062 kg?m-3
Ls?59.76m3/h?0.0166m3/s ?L?94.816kg?m-3
液相表面张力和黏度：
由ASPEN给出的液相表面张力数据，得：
??0.02837 N?m-1
由ASPEN给出的液相黏度数据，得：
??2.971?10?4 pa?s 塔径估算：
根据经验可选塔板间距 HT=0.5m,hL?0.1m，且根据已知条件可以算出两相流动参
22
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
数： HT?hL?0.4 m
FLVL????S?L?VS??v?0.5
0.0166?94.816????0.3479?2.3062?0.5?0.3059
由史密斯关联图查得 c20?0.052 m?s-1
???则气相负荷因子：c?c20???0.02? 则泛点气速uf?c0.2?2.837??0.052????20?0.2?0.0558
?L??v94.816?2.3062?0.0558??0.3534 m?s-1?v2.3062
选取uop?0.75uf?0.2651 m?s-1 则塔径： D?4VS4?0.3479??1.672m ?u3.14?0.2651 按标准，塔径圆整为1.7m 1 塔截面积AT?πD2?2.269 m2
4实际空塔气速u?0.3429/2.269?0.1511m?s-1
3.2.2 塔板结构设计
流型选择：
液体在塔板上的流动路径是由降液管的布置方式决定的。常用的布置方式有以下几种形式：U型流、单溢流、双溢流、多溢流。本设计选择单溢流。单溢流的特点：降液管结构简单，加工制造方便，在塔板直径小于2.2m 的塔中被广泛应用[15]。 溢流装置详细设计：
降液管的计算：
堰长lW：取堰长lW?0.8D?1.36m， 出口堰高hW：采用平直堰，因为
LSlW2.523?59.76?27.705，查得E?1.048 2.51.3623 堰上液层高度：hOW
2.84?Lh?2.84?59.76??E????1.048????0.0378 m 1000?lW?10001.36??则hW?hL?hOW?0.1?0.0378?0.0622 m
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齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
弓形降液管面积Af和宽度Wd
由lw/D=0.8查弓形降液管宽度与面积图，得WdD?0.190,AfAT?0.140 所以Wd?0.190D?0.190?1.7?0.323m Af?0.140D2?0.?14?044液体在降液管中停留时间?
????2?1.7 3176m0.2AfHT0.3176?0.5?9.566??5s符合要求? LS0.0166降液管底隙高度ho：
取液体通过降液管底隙的流速 u0?0.25m/s 则：h0?LS0.0166??0.0503m lWu01.32?0.25 hW?hO?0.062?20.0?503,其满足要求，设计合理。 0.?0119m塔板的布置及筛孔数与开孔率：
取边缘区宽度Wc=0.06m ，安定区宽度Ws=0.09m 依下式计算开孔区面积：
D1.7 x???Wd?WS????0.32?30.09??22
D1.7 R??WC??0.0?60.7 9m220. 437m?x??Aa?2?xR2?x2?R2si?n1?180R? ?
=2(0.4?37220.79- 0.4372+180??0.14370.79sin0.79 2)=1.308m取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚?为3mm, 取t/d0?3.5 则孔中心距t?3.5?5?17.5mm 筛孔数：
?1158000??1158000?A? N???????1.308?4946个孔 22t1.75????
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塔板上开孔区的开孔率：
A0.9070.?9075%?%?7.4 ??0%? "A?17.5?td0?2 开孔率应在5~15%范围内，设计合理
每层板上的开孔面积A0???A??0.074?1.038?0.0768m2 气孔通过筛孔的气速:u0?进料管： 进料速度取10 m/s 进料管dR?4LS?πuV4?2.670?0.583m
π?10VS0.3479??4.53ms A00.0768选取规格?600?5 釜液出料管：
塔釜出料速度取10 m/s 塔釜出料管dR?4LS4?2.55??0.57 m πuVπ?10选取规格?600?5 回流管：
由ASPEN模拟计算得回流量为LS?0.0421 m3?s-1 利用回流泵进行回流，蒸汽管管道流速取2 m/s
dv?4LS4?0.0421??0.164 m πuVπ?2选取规格?200?10 塔顶上升蒸汽管：
塔顶出料上升蒸汽取u=20 m/s 塔顶上升蒸汽管dD?选取管子规格?50?5 塔釜蒸汽管：
塔釜进料蒸汽速度取u=20 m/s
4VS4?0.162??0.0324 m πuπ?20
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齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
塔釜进料蒸汽管dW?选取管子规格?350?5
4VS4?1.666??0.325 m πuπ?203.2.3 塔的附件
法兰：
由于是中压操作，故所有法兰均可采用压力容器法兰。本设计采用对焊法兰，根据不同的公称直径，可采用相应法兰。
进料管接管法兰JB/T4703-600 釜液出料管法兰JB/T4703-600 回流管接管法兰JB/T4703-200 塔顶蒸汽管法兰JB/T4703-50 塔釜蒸汽管法兰JB/T4703-350 筒体与封头：
因计压力为低压，操作温度在353K附近，介质无特别腐蚀性，故综合考虑，筒体与封头决定选用16MnR（Q345R）。封头选取椭圆形封头，DN=1700mm，曲面高度h1=450mm，直边高度h2=40mm，内表面积A=3.34m2，容积V=0.734m3，名义厚度取16mm,有效厚度13mm。 裙座：
塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。本设计采用圆筒形裙座，材料选用Q235-A，裙座高度选取为4m。
吊柱：
对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶安装吊柱，为了补充和更换填料、安装和拆卸内件。一般取15米以上的塔物设吊柱，本设计因塔高度要求，故设计安装吊柱。根据塔径，可选用吊柱的尺寸为s=800 mm，L=3150mm，H=900 mm，材料为Q235-A。 人孔：
一般来说，对于塔设备，塔径小于800 mm时设置手孔，而大于800 mm时应设置人孔，以利于设备的检修。本设计中塔径大于800 mm，故设置人孔。每个3m开设人孔，也就是每隔6个板开一人孔，共需2个人孔。在设置人孔处应当把塔板距离增加到0.7m的高度，本设计采用HG 21514 标准，该标准压力范围为0.6~6.4Mpa，公称直径取500 mm。
26
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3.2.4 塔高的确定
全塔效率：
ET?0.17?0.616lg?m (?m?0.1434MPa?s)
ET?0.17?0.616?lg0.1434=0.69
实际塔板数：
N?NT?211?2??10.1ET0.69
取N?10
塔顶空间高度：H1?1m
塔底空间高度：为保证塔底有2min的液体储量，塔底空间高度：
H2?0.0910?120=4.81 m
3.14?0.852裙座高度：H3?4 m 人孔增加高度：
H4?2?(0.7?0.5)?0.4 m
所以塔高：H?(10?1)?0.5?1?4.81?4?0.4?14.71 m
圆整后塔高取15m
3.3 换热器设计计算
本设计中所选设计的换热器为反应物预热器。
3.3.1 选择换热器的类型
两物流的温度变化情况：热物流的进口温度150℃，出口温度140℃；冷流体进口温度91.3℃，出口温度120℃。该换热器用循低压蒸汽换热，冬季操作时，其进口温度会降低考虑到这一因素，估计该换热器管壁温和壳体壁温之差较大，因此选用浮头式换热器。
采用折流挡板，可使塔顶混合气体易形成湍流，可以提高对流表面传热系数，提高传热效率。
27
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本设计中的浮头式换热器采用的材料为16MnR碳钢。
3.3.2 流程安排
考虑到低压蒸汽加热，同时为了防止热量的散失，达到最佳的换热效果，所以从总体考虑，应使反应物走管程，低压蒸汽走壳程。
3.3.3 传热过程工艺计算
设计条件及主要物性参数：
反应物在定性温度106℃,4.6bar下的物性数据： 密度：?i?711 kg?m-3 粘度：?i?2.147?10?4 Pa?s 热容：cpi?2.679 kJ?kg-1?K-1 导热系数：?i?0.126w?m-1?K-1 流量：mo?1.0638?104 kg?h-1
低压蒸汽液体在定性温度145℃时的物性数据：
密度：?o?2.5 kg?m-3 粘度：?o?1.41?10-5 Pa?s 导热系数：?o?0.028 w?m-1?K-1 热容：cpo?1.907kJ?kg-1?℃-1传热面积估算： 热负荷：
总热流量Qi?10638?2.679??120-91.3?=234.2 kw 计算平均温度差：
先按纯逆流计算
?t1?140?91.3?48.7 ℃ ?t2?150?120?30 ℃
因此平均传热温差为 ?tm逆? 低压蒸汽的用量：
48.7?30?39 ℃ 48.7In3028
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mi? 传热面积：
Qi234200??4.421?104 kg?h-1 3?H1.907?10??150-140?根据换热条件，可选取适当的K值，假设Ki?300w?m-2?K 则估算的传热面积为：
Si?Qi234.2?10??20.02m2 Ki?tm300?393考虑到估算性质的影响，根据经验，取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传热面积为：
S?1.15?20.02?23 m2
3.3.4 工艺结构尺寸计算
管径和管内流速：选用?25×2.5的传热管，管内流速为ui=1.5m/s 管程数和传热管数：
ns?V1.0964?104??4di2ui(3600?711)?10 20.785?0.02?1.5按单管程计算，所需的传热管长度为L?S23??29.3 m ?d0ns3.14?0.025?10取非标准传热管长l?7 m,则换热器的管程数为：
L29.3?4 （管程） Np??l7则传热管总根数 NT?10?4?4 0（根） 平均传热温差校正及壳程数：
平均传热温差校正系数： 由R?R?T1?T2t?tP?21代入数据得
t2?t1 T1?t1150-140120-91.3?0.348P??0.489120-91.3150-91.3 查得温差校正系数为0.96
传热温差为?tm???t?tm逆=0.96?39=37.44℃
29
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由于传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程Ns=1合适。
传热管排列和分程方法：
采用组合排列法，每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。 取管心距t?1.25d0，则
t?1.25d0?1.25?25?31.25?32 mm
隔板中心到离其最近的一排管中心距离由S?S?t?6计算得： 2t32?6??6?22 mm 22则各程相邻的管心距为22?2=44 mm
管束分程方法每程10根管
壳体内径：采用多管程结构，取管板利用率为0.6，则壳体内径为：
D?1.05tNT/??1.05?3240/0.6?274.3 mm
圆整可取D?325 mm
折流板：采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：
h?0.25?325?81.25 mm
圆整后h=80mm
取折流板间距B?0.3D，取B?0.3?325?97.5 mm，取B?200 mm 折流板数NB NB?则 NB=折流板圆缺面水平装配。
传热管长-1
折流板间距7000-1=3 （块） 2003.3.5 换热器主要传热参数核算
壳程表面传热系数：
壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式：
?o?0.36其中：
?1deReo0.55?Pr(13?0.14) ?w
30
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粘度校正系数(?0.14)=1.0 ?w量直径，由正三角形排列得
?3??2232?24(t?do)4?2?0.032?4?0.025???0.020 m 24de????do0.025?壳程流通截面积：
?d??0.025?2So?B?D?1?0??0.2?0.325??1???0.0142 m
t???0.032?壳程流体流速及其雷诺准数分别为：
uo?Vo12281?3600?2.5???96.09 m?s-1 So0.0142Reo??ouodo2.5?96.09?0.020?=340744 ?o1.41?10-5普朗特准数：
1.907?103?1.41?10-5Pr??0.9603
0.0280.028.55则 ?0?0.36??3400744?0.020.9?60313-215?44℃.7? -wm 管内表面传热系数：
?i=0.023 管程流体流通截面积：
?idiRe0.8Pr0.4
Si?0.785?0.022?10?0.0031
管程混合气体的流速及其雷诺准数分别为：
ui?Vi10638?3600?711???1.341 m?s-1
Si0.0031uidi Re? 普朗特准数：
?i?i?1。341?0.02?89108 -42.147?1071131
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
2.679?103?2.147?10?4Pr??4.56
0.1260.126?891080.8?4.560.4?2425w?m-2?℃-10.02
基于管内表面积的总传热系数K：
?i?0.023?查阅《传热传质过程设备设计》取管外侧的热阻：
Ro?0.0004 m2?℃?w-1
取管内侧污垢热阻：
Ri?0.0006 m2?℃?w-1
钢的导热系数：
??50 w?m-1?℃-1
则： Rw? 计算总传热系数：
0.00252?0.00005? ℃m?50-1
wK?1?349w?m-2?℃-1
?doRidoRwdo1????R???odidm?0???idi 传热面积：
由Qi?KiSi?tm得
Si?Qi234200??17.9 Ki?tm349?37.44该换热器的实际传热面积：
S??dilNT?3.14?0.025?7?40?22m2
则该换热器的面积欲度为：
H?Sp?SiSi?22?17.9?18.6% 22该换热器能够完成生产任务。 壁温核算：
因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按《化工单元过程及设备课程设计》P77，公式3-42计算。该换热器低压蒸汽加热反应物，反应物进口温度91.3℃，出口温
32
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
度为120℃来计算传热管壁温。冬天进行换热时，反应物进口温度会降低，取80℃进行计算。由于传热管内部的污垢热阻非常大，传热管管壁的温度会升高，这样就降低了壳体和传热管管壁的温差。但是在操作初期，污垢热阻还是很小的，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中应按最不利的操作条件考虑。因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温[15]。
于是按式3-42有
tw?Tmhc?tmhh
1hc?1hh式中，反应物的平均温度tm和低压蒸汽的平均温度Tm分别按《化工单元过程及设备课程设计》P77，公式3-44、3-45计算
tm?0.4?120?0.6?80?96℃
Tm?0.5??140?150??145℃
hc=?i=2425w?m-2?℃-1
hh=?0=544.7 w?m-2?℃-1
传热平均壁温：
145+96Tmhc?tmhh2425544.7=107 ℃ tw?=11hc?1hh+12425544.7壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即
tm?0.5??150+140??145℃
则壳体壁温与传热管壁温之差为
?t?145-107?38℃?50 ℃
该温差不大，故不需要设置温度补偿装置。 换热管内流体流动阻力（压降）： 管程流动阻力：
Re?89108?104且选择光滑管， 管内流体：相对粗糙度为
0.2查表得?i?0.05 =0.01，
20直管部分的压降：
lui271.3412?i?0.04???711?11187.6 Pa ?p1?fidi20.022弯管回路中的压降：
33
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
ui21.3412 ?p2???i?3??711?1917.9Pa
22总压降：
??p??i?p??pF?1187.6?19?17.?9?1?412?tNsNp?1 52422Pa 符合设计要求
其中，Ft为污垢校正系数，取1 Ns为壳程数，取1 Np为管程数，取4 壳程阻力：
由《化工单元过程及设备课程设计》P30，公式1-56、1-57以及《化工单元过程及设备课程设计》的公式，得：
流体横过管束的压降，
uo2?p?Ffonc(NB?1)?o
2'1其中： F?0.5
0.228 fo?5?4804?77?0. 25330.5 nc?1.N1T0.5?1?.14?0 6.96 NB?3 uo?96.09m?s-1
96.092?p?0.5?0.2533?6.96?(3?1)??2.5?40695Pa
2'12huo2?p2?NB(3.5?)?oD2 22?0.296.09 =3?(3.5-)??2.5?78572 Pa0.3252'总压降：
??p???po'1??p2'?5
=(40695+78572)=1.19?10 Pa
34
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
符合设计要求。
3.4 其他设备工艺计算与选型
3.4.1 丁醛精馏塔
塔径估算：
根据经验可选塔板间距 HT=0.6m，hL?0.1m，且根据已知条件可以算出两相流动参数： HT?hL?0.5 m
FLVL????S?L?VS??v?0.5
0.1644?72.107????2.855?3.101?0.5?0.316
由史密斯关联图查得 c20?0.086 m?s-1
???则气相负荷因子：c?c20???0.02? 则泛点气速uf?c0.2?1.621??0.086????20?0.2?0.0824
?L??v72.107?3.101?0.0824??0.389 m?s-1?v3.101
选取uop?0.75uf?0.2918 m?s-1，则塔径：
D?4VS4?2.855??3.53m ?u3.14?0.2918按标准，塔径圆整为3.5m 塔高估算： 全塔效率：
ET?0.17?0.616lg?m (?m?0.1638MPa?s)
ET?0.17?0.616?lg0.1638=0.65
实际塔板数：
N?NT?285?2??127.6ET0.65
取N?128
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齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
塔顶空间高度：H1?1m
塔底空间高度：为保证塔底有2min的液体储量，塔底空间高度：H2=5.25m 裙座高度：H3?4 m
人孔增加高度：H4=12×(0.7-0.6)=1.2
所以塔高：H?(128?1)?0.6?1?5.25?4?1.2?87.65 m
圆整后塔高取88m。
3.4.2 异丁醛冷却器
热负荷：
总热流量Qi?1262?2.313??63.6-40?=19.14 kw 计算平均温度差：
先按纯逆流计算：
?t1?63.6?30?33.6 ℃
?t2?40?20?20 ℃
因此平均传热温差为： ?tm逆? 冷却水的用量：
33.6?20?26.2 ℃ 33.6In20mi? 传热面积：
Qi191403-1??1.648?10 kg?h 3?H4.18?10??30-20? 根据换热条件，可选取适当的K值，假设Ki?500w?m-2?K
则估算的传热面积为：
Qi19.14?10??1.5m2 Si?Ki?tm500?26.23考虑到估算性质的影响，根据经验，取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传热面积为：
S?1.15?1.5?1.725 m2
3选择型号为BEM-159-1.6-2.6--Ⅰ
19
36
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
3.4.3 氢氧化钠预热器
热负荷：
?总热流量： Qi?139?4.17?7 计算平均温度差：
先按纯逆流计算
6?0-15= 7.2 kw?t1?140?15?125 ℃
?t2?150?60?90 ℃
因此平均传热温差为： ?tm逆? 低压蒸汽的用量：
125?90?106.℃3 125In90Qi7.2?103mi???1359.2 kg?h-1 3?H1.907?10??150-140?传热面积：
根据换热条件，可选取适当的K值，假设Ki?100w?m-2?K
则估算的传热面积为：
Qi7.2?10??0.68m2 Si?Ki?tm100?106.33考虑到估算性质的影响，根据经验，取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传热面积为：
S?1.15?0.68?0.782 m2
1.5选择型号为BEM-159-1.6-1.3--Ⅰ 193.4.4 层析器前冷却器
热负荷：
8总热流量： Qi?1063? 计算平均温度差：
先按纯逆流计算：
2.6??2112?0-110 =77.5 kw?t1?120?30?90 ℃
37
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
?t2?110?20?90 ℃
因此平均传热温差为： ?tm逆? 冷却水的用量：
90+90?90 ℃ 2Qi77.5?103mi???6.675?103 kg?h-1 3?H4.18?10??30-20? 传热面积：
根据换热条件，可选取适当的K值，假设Ki?360w?m-2?K 则估算的传热面积为：
Qi77.5?10??2.4m2 Si?Ki?tm360?903考虑到估算性质的影响，根据经验，取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传热面积为：
S?1.15?2.4?2.75 m2
2.53选择型号为AES-325--6.4--4Ⅰ
1.62.53.4.5 辛烯醛精馏塔冷却器
热负荷：
总热流量Qi?11.9 kw 计算平均温度差：
先按纯逆流计算：
?t1?112.2?30?82.2 ℃
?t2?92.4?20?72.4 ℃
因此平均传热温差为： ?tm逆? 冷却水的用量：
82.2+72.4?77.3 ℃ 2Qi11.9?103mi???1.025?103 kg?h-1 3?H4.18?10??30-20? 传热面积：
38
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
根据换热条件，可选取适当的K值，假设Ki?300w?m-2?K
则估算的传热面积为：
Qi11.9?10 Si???0.5m2
Ki?tm300?77.33考虑到估算性质的影响，根据经验，取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传热面积为：
S?1.15?0.5?0.575 m2
1.5选择型号为BEM-159-1.6-1.3--Ⅰ 19
3.4.6 辛烯醛精馏塔再沸器
热负荷：
总热流量Qi?295.6 kw 计算平均温度差：
先按纯逆流计算：
?t1?210?179?31 ℃
?t2?220?190.2?29.8 ℃
因此平均传热温差为： ?tm逆? 高压蒸汽的用量：
31+29.8?30.4 ℃ 2Qi295.6?103mi???5.5?104 kg?h-1 3?H1.948?10??220-210?
传热面积：
根据换热条件，可选取适当的K值，假设Ki?360w?m-2?K
则估算的传热面积为：
Qi295.6?10??27m2 Si?Ki?tm360?30.43考虑到估算性质的影响，根据经验，取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传
39
齐齐哈尔大学毕业设计（论文）
热面积为：
S?1.15?27?31 m2
4.5选择型号为BEM-400-2.5-32.5--2Ⅰ 253.4.7 丁醛精馏塔冷凝器
热负荷：
总热流量Qi?385 kw 计算平均温度差：
先按纯逆流计算：
?t1?63.6-20?43.6 ℃
?t2?63.7?30?33.7 ℃
因此平均传热温差为： ?tm逆? 冷却水的用量：
3Qi385?104-1??3.316?10 k? mi? gh3?H4.18?01?0?3?0-2043.6?33.7?38.4 ℃ 43.6In33.7 传热面积：
根据换热条件，可选取适当的K值，假设Ki?300w?m-2?K
则估算的传热面积为：Si?Qi385?10??33.4m2 Ki?tm300?38.43考虑到估算性质的影响，根据经验，取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传热面积为： S?1.15?33.4?38 m2
2.56选择型号为BEM-400--43.5--2Ⅰ 1.6253.4.8 丁醛精馏塔再沸器
热负荷：
总热流量Qi?719.4 kw 计算平均温度差：
40
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5先按纯逆流计算： ?t1?150?90.?5℃9 . 5
?t2?140?90.4?49.6 ℃
因此平均传热温差为： ?tm逆?59.?549.6?54.℃4
59.5In49.6Qi719.4?1035-1??1.358?10 kg?h 低压蒸汽的用量：mi? 3?H1.907?10??150-140? 传热面积：
根据换热条件，可选取适当的K值，假设Ki?300w?m-2?K
Qi719.4?10??44m2 则估算的传热面积为：Si?Ki?tm300?54.43考虑到估算性质的影响，根据经验，取实际传热面积为估算值的1.15倍，则实际传热面积为：
?4?4 S?1.15502. 6 m3选择型号为BEM-600-1.6-52.8--2Ⅰ
25
3.5 泵的选型
泵的选型结果如下表所示：
表3-14 泵选型一览表
名称 型号 流量m3·h-1 扬程m 效率% 轴功率kW 电机功率kW 转速r·min-1 汽蚀余量m 质量kg
反应物输送泵 IRGK125-315
200 125 75 110 120 2 900 4.5 _
正丁醛回流泵 SES200-200-250
420 14.5 75 22.1 22 1450 3.0 265
辛烯醛回流泵 SES50-32-125
8.6 8.1 53 0.41 0.55 1 450 1.8 50
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3.6 储罐的计算与选型
丁醛精馏塔回流罐：
由Aspen Plus模拟数据可知，回流液的密度为?=739.275 kg/m3，在设计压力下回流液的质量流量为LS?27385.4 kg/h，回流罐选取卧室回流罐，
则回流罐的容积V?LS??
取停留时间??0.25h， 则V??LS27385.4?0.25??9.261 m3 ?739.275取回流罐的长径比L/D?2
则回流罐的直径D?(2V/?)1/3?1807mm 圆整取D?1800mm，则长度L?3600mm
选用材料为16MnR，查《化工工艺设计手册》（下），封头选椭圆形封头，高度为500 mm[16]。
丁醛精馏塔回流罐：
由Aspen Plus模拟数据可知，回流液的密度为?=808.61 kg/m3，在设计压力下回流液的质量流量为LS?151.39 kg/h，回流罐选取卧室回流罐。
则回流罐的容积V?取停留时间??1h 则V?LS??
?LS1?151.39??0.187 m3 ?808.61取回流罐的长径比L/D?2，
则回流罐的直径D?(2V/?)1/3?492mm 圆整取D?500mm，则长度L?1000mm
选用材料为16MnR，查《化工工艺设计手册》（下），封头选椭圆形封头，高度为
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150 mm。
表3-15 回流罐设计一览表
储存介质 介质流量kg·h-1 储量min 容积m3 选型
丁醛回流罐 正丁醛，异丁醛
27385.4 25 9.261
选用卧式圆筒形储罐，材料为碳钢，直径1800mm，筒体高度3600mm,封头为标准椭圆形封头,封头高度500mm
辛烯醛回流罐 水，丁醛，辛烯醛
151.39 60 0.187
选用卧式圆筒形储罐，材料为碳钢，直径500mm，筒体高度1000mm,封头为标准椭圆形封头,封头高度150mm
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第4章 设备一览表
精馏塔和回流罐还有反应器设备一览表如下：
表4-1 塔及回流罐一览表
编号 T101 T102 V101 V103 R101
名称 丁醛精馏塔 辛烯醛精馏塔 T101回流罐 T102回流罐 缩合反应器
数量 台 1 1 1 1 1
温度 ℃ 100 200 64 71 120
压力 MPa 0.2 0.44 0.1 0.1 0.46
规格 Φ3500×88 000×8 Φ1700×15000×10 Φ1800×4600×3 Φ500×1300×3 Φ×3000×3900×18
材质 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢
换热器一览表如下：
表4-2 换热器一览表
位号
名称 T101 冷却器 T101 再沸器 氢氧化钠 预热器 反应物 预热器 层析器前 冷却器 异丁醛 冷却器 T102 再沸器
型号
温度℃ 管 30/ 20
壳 63.7/63.6
热负荷 kJ·h-1 1386 000
数 量 1
材 质 碳 钢 碳 钢 碳 钢 碳 钢 碳 钢 碳 钢 碳 钢
E101
2.56BEM-400--43.5--2Ⅰ
1.625
E102
3BEM-600-1.6-52.8--2Ⅰ 25
90.5/90.4
150/140 2589 840 1
E103
1.5BEM-159-1.6-1.3--Ⅰ 19
BEM1000-0.6-259-4.5/25-1Ι
60/ 15 150/l40 25 920 1
E104 120/ 91.3 150/140 843120 1
E105
2.53AES-325--6.4--4Ⅰ
1.62.5
BEM-159-1.6-2.6-
30/ 20 120/110 279 000 1
E106
3-Ⅰ 1930/ 20 63.6/40 68 904 1
E107
4.5BEM-400-2.5-32.5--2Ⅰ 25
190.2/ 179 220/210 1064 160 1
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续表4-2 换热器一览表
E108
T102 冷凝器
1.5BEM-159-1.6-1.3--Ⅰ 19
30/ 20 112.2/92.4 42840 1
碳 钢
泵一览表如下：
表4-3 泵设备一览表
位号 P101 P102 P103
名称 T101回流泵 反应物输送泵 T102回流泵
型号 SES200-200-250 IRGK125-31
5
SES50-32-12
5
操作介质 丁醛 正丁醛等 辛烯醛等
流量 m3·h-1 420 200 8.6
温度 ℃ 64 90 150
压力 MPa 0.1 0.7 0.1
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