有机废料回收正丁醇

设计说明书

设计成员：刘大双 黄尊先 栾洪亭

目 录

分离背景………………………………………………2 工艺流程选择…………………………………………3

一、设计题目……………………………………………1

二、工艺流程设计………………………………2

三、工艺流程模拟 ……………………………… 5

操作压力选择…………………………………………5

理论板数选择………………………………………5 精馏塔进料量选择…………………………………6 进料位置选择…………………………………………7 小结 ………………………………………… 7

四、物料衡算及能量衡算………………………… 8

物料衡算 …………………………………………8 能量衡算 ………………………………………… 11

五、换热方案的选择……………………………………15

综述 ………………………………………………… 15

换热网络设计 …………………………………… 15

六、控制方案 ……………………………………………… 18

塔设备控制方案

…………………………………… 18

换热器控制方案 ……………………………… 21 泵设备控制方案 ……………………………… 21 其它控制方案 ……………………………………22

1

七、工艺设备设计计算………………………………23

塔的设计 ……………………………………… 23 换热器的设计…………………………………… 30 泵的设计…………………………………………… 38

八、岗位操作法……………………………………………39 九、设计总结………………………………………………45

产品规格…………………………………………45

设计创新点设计…………………………………45 自动控制系统………………………………………46 总结 ………………………………………………47

十、参考资料……………………………………………47

设计题目

现某厂的生产过程中产生一股高浓度有机废料20吨，主要组分为正丁醇与水，其中正丁醇含量为5wt%，水为95wt%。现有一套精馏塔，试设计合理的分离步骤、确定相关的工艺参数并对塔进行简单改造，实现由该有机废料回收制取高纯度正丁醇的方法。 已知：（1）现有热公用工程为0.4MPa（表压强）的蒸汽。（2）冷公用工程为循环水（20℃→30℃）。（3）精馏塔为填料塔，填料为CY700，塔径为600mm。

要求：

（1）产品正丁醇的纯度大于98.0wt%。（2）正丁醇回收率大于95%。（3）利用现有的一套精馏塔，不增加新精馏塔，可根据需要对该精馏塔进行适宜改造。（4）产品均需要冷却到40℃。（5）操作成本尽可能要小。（6）阐述工艺选择的依据，给出详细的模拟计算结果，绘制带控制点的工艺流程图，绘制主要设备的设计条件图，编写岗位操作法。

1

工艺流程设计：

一、分离背景

正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，也是有机合成中制丁醛、丁酸、丁胺和乳酸丁酯等的原料。生产中性染料的工艺过程中产生大量含正丁醇等有机溶剂的废水，正丁醇的回收具有非常重要的意义。进行正丁醇的回收，不仅可以节约资金消耗，且减少其对环境和生物造成的污染，具有重要的经济和环保意义。

正丁醇与水在低温下部分互溶，２０℃时水中能溶解７．７％（质量分数）的正丁醇，正丁醇中能溶解２０．１％的水，蒸馏时形成共沸物（共沸点９３．０℃，正丁醇含量为５５．５％），因此给正丁醇－水体系的分离带来困难［１］。本设计选用水为自夹带剂的共沸精馏法，采用ASPEN PLUS模拟软件，对回收正丁醇过程进行了工艺设计与模拟，并对该装置进行优化节能。

2

图1：水与正丁醇相图

物相 沸点K 水 水 正丁醇 共沸物 355 372 364 100% 0 76.1% 摩尔组成 正丁醇 0% 100% 23.9% 相图分析表

二、工艺流程选择

根据ASPEN PLUS模拟正丁醇和水在0.5atm下的相图：（如图1)以及汽液平衡图（如图2）容易看出正丁醇与水在93摄氏度时形成共沸物，因此采用常规精馏无法分离到纯度较高的正丁醇。在这里我们使用双塔共沸精馏设计。原料经预热器预热E101加热后经过泵P101输送到塔T101中部进料，在塔内共沸后，塔顶共沸物经过冷凝器E103

3

冷凝后进入分离器D101分层后，富水相回流，富油相经过泵P201打入塔顶（塔T201），在塔内共沸精馏，共沸物从塔顶送出经过冷凝器E202冷凝进入分离器D201分层，富醇相回流入塔T201，富水相采出。塔T201塔底采出正丁醇。全流程图参照附录：全流程PFD图。

第一阶段富水相回流。第二阶段富油相回流。

4

工艺流程模拟

本部分以第一工段T101为例进行模拟优化。

一、操作压力选择

用ASPEN PLUS 分别模拟了塔的操作压力与塔底再沸器热负荷的灵敏的分析。由灵敏度分析结果得到如下图表：

从图中我们可以看到操作压力从0.2atm变化到1.0atm时，热负荷先下降后增加，在0.5atm时热负荷最低。综合考虑设备费用选择操作压力0.5atm。

二、理论板数选择

(1）为得到适宜的理论板数用ASPENPLUS 进行灵敏度分析，分析塔底再沸器热负荷REBDTUY和理论板数NSTAGE的关系。 (2)由于本设计题目中已经规定塔径为600mm,因此我们同时对理论板数NSTAGE与塔径PR-DIMA的关系进行灵敏度分析。分别得到如下，

5

理论板数从10增加到20再沸器热负荷先降低后升高。在塔理论板数为13时热负荷最低。

灵敏度分析塔理论板数与塔径的关系得到如下图：当理论板数从10增加到20时，塔颈先增加到13时开始趋于平缓后。 综合考虑，选择理论板数13进行模拟计算。

三、精馏塔进料量的选择

用ASPEN PLUS灵敏度分析进料量F与塔径的关系得到下图 随着进料量从3178Kg/H增加到4100Kg/H。可以看出塔径从564.74mm变化到640.04mm。由于本设计中已经规定塔径为600mm。所以选择进料量为3586.6Kg/H。

6

四、进料位置的选择

用ASPENPLUS。模拟了进料位置与塔底再沸器热负荷的关系，有图中可以看出进料位置在第八块板时热负荷开始升高。

综合考虑选择第八块板为进料板。

五、小结：

由以上模拟分析最终确定操作压力P=0.5atm ,进料量F=8000LB/H，进料位置为第8块板，理论板数NSTAGE=13，选择UNIQUAC物性方法进行模拟计算。

7

物料衡算及能量衡算

一、物料衡算

物料衡算是根据质量守恒定律，利用进出化工过程中某些一直物流的流量和组成，通过建立有关无聊的平衡式和约束式，求出其他未知物流量的流量和组成的过程。系统中无聊衡算的一般表达式：

系统中的积累=输入-输出+生成-消耗

式中生成或者消耗项是由于化学反应而生成或者消耗的量；积累量可以是正值也可以是负值，当系统中积累量不为零时成为非稳态过程；积累量为零时，称为稳态过程，稳态过程表达式为：

输入=输出-生成+消耗

若无化学反应又可表示成：

输入=输出

物料衡算包括总质量衡算、组分衡算和元素衡算，这里是无化学反应的相平衡过程，我们采用总质量衡算。

工艺流程的物料衡算以ASPEN PLUS 的流程模拟为基础得到的。以工段为单位进行无聊衡算，全流程分为两个工段：第一共沸精馏工段和第二共沸精馏工段。下面为两个工段的物料平衡表。

8

（一）第一共沸精馏工段的物料衡算

此工段主要包括缓冲罐V101、 预热器E101 、进料泵P101 、精馏塔T101 、再沸器E102 、冷凝器E103 、分离器D101

进料为原料富正丁醇的水（1物流）， 出料主要为塔底排出的纯水（物流W）和分离器采出的粗正丁醇（物流D）。

第一精馏工段物料衡算

物流编号 FROM 1 上游原料 E101 2 D F H L V W T101 E101 0.51 E101 D101 P101 P101 V101 T101 1.01 0.51 0.61 0 193.802 3628.74 0 0 193.84.139 02 209.33628.05 74 D101 E103 T101 T101 D101 E103 0.51 0.51 0.51 0 5.286 103.866 0 1 TO Pressure 1.01 bar Vapor Frac 0 Mole Flow 193.8kmol/hr 02 Mass Flow 3628.kg/hr 74 Volume Flow 3.686 cum/hr Enthalpy -52.6MMBtu/hr 38 Mass Flow kg/hr 3447. WATER 3 181.4 C4H10-01 37 Mass Frac WATER 0.95 C4H10-01 0.05 Mole Flow kmol/hr 191.3 WATER 54 C4H10-01 2.448 Mole Frac WATER 0.987

3.743 0.262 3.743 0.112 -52.4-1.18-52.432 7 32 3447.3 181.437 0.95 0.05 191.354 2.448 0.987 31.301 178.004 0.15 0.85 1.737 3447.3 181.437 0.95 0.05 -1.422 92.464 11.402 0.89 0.11 0 189.69.425 9.425 63 313.1313.13419.71 76 43 554.00.374 3.673 9 -2.60-2.21-50.59 1 28 123.765 189.405 0.395 0.605 123.757 189.419 0.395 0.605 3416.01 3.419 0.999 0.001 191.354 2.401 2.448 0.42 0.987 9

189.617 0.154 2.555 2.555 0.046 0.971 0.729 0.729 1 5.133 6.87 6.87

C4H10-01 0.013 0.013 0.58 0.013 0.029 0.271 0.271 0 （二）第二精馏工段物料衡算

第二精馏工段主要设备有进料泵P102 、精馏塔 T201、 再沸器E201 冷凝器E202 、分离器D201 、 储罐 V201 。进料为上游第一精馏分离器出料（物流D），出料为第二精馏塔塔底产品正丁醇（物流W2）和分离器出料工艺废水（物流D2）。

物流编号 D FROM TO Temperature C 71.7 Pressure 0.51 bar Vapor Frac 0 Mole Flow 4.029 kmol/hr Mass Flow 203.53 kg/hr Volume Flow 0.255 cum/hr Enthalpy -1.155 MMBtu/hr Mass Flow kg/hr WATER 30.53 173.00 C4H10-01 4 Mass Frac WATER 0.15 C4H10-01 0.85 Mole Flow kmol/hr WATER 1.695 C4H10-01 2.334 Mole Frac WATER 0.421 C4H10-01 0.579 D2 70.9 0.51 0 1.599 F 71.7 0.51 0 H2 70.9 0.51 0 L2 74.7 0.51 0 V2 85.7 0.51 1 W2 103.9 0.63 0 2.43 4.029 0.993 2.592 2.592 31.446 203.53 50.211 81.659 81.659 172.97 0.034 -0.43 0.255 0.063 0.097 152.60 0.235 -1.155 -0.285 -0.715 -0.606 -0.71 7.513 27.949 30.53 173.003.497 4 0.889 0.15 0.111 0.85 1.551 0.047 0.97 0.03 1.695 2.334 0.421 0.579 35.462 35.462 2.581 169.5042.699 46.197 46.197 5 0.15 0.434 0.434 0.015 0.85 0.566 0.566 0.985 0.417 0.576 0.42 0.58 1.968 0.623 0.76 0.24 1.968 0.623 0.76 0.24 0.143 2.287 0.059 0.941 由此表可以明显看到产品物流W2的纯度达到了98.5%。

10

计算回收率：

二、能量衡算 （一）概述

本工艺所需主要设备有泵 、换热器、精馏塔等。输入整个工艺流程的能量主要有电能、加热介质所带入能量和进入物料的焓，输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓，以及热损失。

基本原理

能量衡算的依据是能量守恒定律，即：

输入能量=输出能量+积累的能量

对于连续系统：Q+W=?Hout??Hin

Q-------设备的热负荷 W-------输入系统的机械能

?Hout---离开设备的各物料的焓之和 ?Hin------进入设备的

各物料焓变之和

本衡算书以单元设备为对象，计算由机械能、和单纯的物理变化带来的热量变化。

（二）第一阶段热量衡算

预热器E101

物流焓变计算表

物流编号

1 11

2

Temperature F Pressure psia Vapor Frac Mass Flow lb/hr Enthalpy MMBtu/hr 77 14.7 0 8000 -52.638 104 14.7 0 8000 -52.432 热量平衡表

IN（kW） -17005.12 OUT（kW） ERROR 热负荷Q 66.8171764 -16938.302 -0.0039292 由表可知预热器热负荷66.82KW 冷凝器 E103

物流焓变计算表

物流编号 L V 184.5 7.35 1 740.074 20548.038 -2.327 Temperature F 166.4 Pressure psia 7.35 Vapor Frac 0 Mass Flow lb/hr 740.01 Volume Flow cuft/hr 14.202 Enthalpy MMBtu/hr -2.745 热量平衡计算表

热负荷 Q（kW） -122.69003 In（kW） -681.96241 Out（kW） -804.58686 Rel. diff 0.15240673 由表可知冷凝器热负荷-122.69KW 精馏塔T101

热量平衡表

12

热负荷 Q（kW） In（kW） -17359.537 Out（kW） -17005.333 Rel. diff -0.0204039 325.20 由表可知精馏塔101塔底再沸器热负荷为325.20KW

（三）第二精馏阶段热量衡算

精馏塔T201再沸器E202热负荷

热量平衡计算表

Q（kW） 37.5919317 In（kW） -433.97764 Out（kW） -396.38569 Rel. diff -0.0866218 由表可知塔T201塔底再沸器（E202）热负荷为36.55KW 冷凝器E202

热量平衡计算表

Q（kW） -32.947377 In（kW） -182.51912 Out（kW） -215.4665 Rel. diff 0.15295805 冷凝器热负荷为-32.95KW。

（四）能量衡算结果

设备名称 预热器E101 冷凝器E103 再沸器E102 再沸器E201 热负荷 66.82KW -122.69KW 325.20KW 36.55KW

13

冷凝器E202

经核算全流程热负荷为401.54KW 冷负荷为155.60KW -32.95KW

一、综述

换热方案的选择

14

本设计中用到的换热设备主要有：第一工段预热器，塔底再沸器，冷凝器，第二工段中再沸器，冷凝器，冷却器。

为了能提高能量利用率，必须增加热集成水平，由于工艺中塔底再沸器加热原料使之共沸，塔顶冷凝器又对出塔上升蒸汽进行冷凝，最终产品也要冷却至40摄氏度。这样一热一冷使得我们可以做换热优化。

二、换热网络设计 （一）换热方案

T101塔底采出的热水温度达到87℃，去预热器E101与冷物料换热，之后热水温度降低到53.63℃，之后，进入塔顶冷凝器E103作为冷物流，与塔顶蒸汽换热，使其降温，再进入与T201塔顶采出共沸热蒸汽换热。其余废热进入废热锅炉回收。充分利用热量。 如图是全流程的换热网络图，

15

（二）节能分析

未进行换热网络设计时，本设计需要三股热蒸汽加热，分别加热

E101、E201、E103，

总流量为：0.0008Kg/s +0.002Kg/s + 0.0006Kg/h=0.0034Kg/s. 需要三股冷公用工程循环水，分别冷却E102、 E202 、E203，总流量为：0.0181Kg/s+0.1271Kg/s+0.5277Kg/s=0.6730Kg/s.

进行换热网络设计后，

设计仅需要一股加热蒸汽，加热E103、 E202 流量为: 仅需要一股公用工程循环冷却水，流量为：

16

全流程不排放废弃热水，废弃热水进入废热锅炉。

(0.0181?0.1271?1900)?190036003600?100%?36.84 节省冷却水

1900?0.0181?0.12713600 节省蒸汽 0.0008?100%?23.63%

0.002?0.0006?0.0008

综合费用降低 24%。

17

控制方案选择

一、塔设备控制方案

精馏塔控制流程应该需要的问题 ①塔的进料量由进料罐液控制 ②塔的回流量由回流罐液控制 ③塔底液面控制塔底出料泵的调节阀

④有蒸汽量和塔温度控制再沸器的加热蒸汽量，并且在进入再沸器的蒸汽管道上设置压力计，在蒸汽进入再沸器前设置疏水器。 ⑤塔顶安全阀，防止塔压损坏。

⑥塔底流出线上一般不设置阀门，直接接塔顶冷凝器。

⑦塔底出料接泵入口，故塔内管口附近设置防涡流板；一般塔底出料靠近塔布置，塔底出料管线不设置阀门。 ⑧塔顶和中段回流管线在塔管口处不设置切断阀。

（一）塔压力控制

在这里我们设计使用塔压为0.5atm，低于常压，选用减压塔控制方案。 改变不凝性气体的抽吸量，采用电动真空泵，调节阀安装在真空泵的返回吸入口的旁路管线上，如图所示：

18

（二）塔温度控制方案

本设计中进料温度为40℃，低于它的操作温度，为冷夜进料。产品主要从塔底采出，这里采用提留段温度控制系统，能更加直接的反应提留段产品的情况，将提留段温度保持恒定后，能更好的保证产品达到规定值。如图是我们采用的控制方案图：

19

控制塔底再沸器的蒸汽进料量来改变塔底提留段温度。

同时采用多塔板温度检测控制方案，使得改变蒸汽量，塔内各塔板温度维持恒定。

（三）塔进料量的控制

塔进料量采用控制进塔管线的流量来控制，具体控制方案如图：

20

二、换热器控制方案

由于本设计中的所给的公用工程为0.4MP的蒸汽，蒸汽压力比较稳定，给的的冷却水的流量比较稳定，冷凝器与再沸器的控制方案均采用改变蒸汽流量来稳定被加热介质的出口温度。控制方案如图：

三、泵控制方案

离心泵的流量设计一般包括：

（1）泵的入口和出口均设计切断阀，一般采用闸阀。

（2）在泵的与第一个切断阀之间安装止回阀，防止停泵时物料倒流。 （3）泵的吸入侧、入口切断阀之后入泵前设置Y型过滤器 （4）泵体和泵的切断阀前后应设置放净阀。 （5）在切断阀和泵之间安装压力表，离泵越近越好。

21

（6）具体情况补加辅助管线，密封，冲洗、冷却、保温等 本设计中泵主要采用离心泵和真空泵。对于离心泵的控制方案设计 如下图：

由于设计中各项管线流量较小（详见物料平衡表）采用旁路调节法对泵进行控制。将泵的部分排出量重新送回吸入管路，用改变旁路阀开启度的方法控制泵的实际排出量。

四、其他控制方案 液位控制

油水分离器，各种储罐，均设有液位控制以及放空阀。控制如图：

22

工艺设备设计计算

一、塔的设计

设计要求

T101精馏塔是产品分离流程中重要的环节，其作用是将待分离产物中的水含量降低，提高正丁醇的纯度，使其塔底排出的水接近于纯水。再设计此塔时，应考虑满足以下基本要求： ①出塔塔底液相水含量≥0.999％ ②气液两项充分接触，相见传热面积大。 ③生产能力大，即气液相处理能力大。 ④操作稳定，操作弹性大。

⑤流体流动阻力小，流体通过塔设备的压降小。

⑥结构简单，材料用量少，降低设备投资，同时尽可能降低操作费用。

选用填料塔时，填料类型和高度的确定

填料塔的核心，是气液两相接触进行质、热传递的场所。填料大致可分为：散装填料和规整填料两大类。散装填料在塔内可乱堆，也可以整砌。目前，新型填料及规整填料塔竞争力较强。 规整填料一般由波纹状的金属网丝或多孔板重叠而成。使用时根据填料塔的结构尺寸，叠成圆筒形整块放入塔内或分块拼成圆筒形在塔内砌装。目前工业上应用最广的是波纹填料，包括波纹网和波纹板。

波纹网填料由平行丝网波纹片垂直排列组装而成，网片波纹方向与塔

23

轴一般成30°或45°的倾斜角，相邻网片的波纹倾斜方向相反，是波纹片之间形成系列相互交错的三角通道，相邻两盘成90°放置。如图4，

图4.波纹网填料的类型与结构

波纹网填料可用不锈钢、黄铜、磷青铜、碳钢、镍、蒙乃尔合金等金属丝网和聚丙烯、聚丙烯腈、聚四氟乙烯等塑料丝网制作，一般用60~100目丝瓜（不宜低于40目）。由于其材料细薄，结构规整紧凑，故孔隙率大、比表面积大、气流通量大而阻力较小。又液体在网体表面易形成稳定而薄的液膜，故填料表面润湿率高，在填料中气液两相混合充分，故效率高且放大效应小；其操作范围也较宽，持液量很小。

表2.各种波纹填料的特性数据

名称 填料材质 型号 材料 比表面积 当量直m2/m3 径 mm 倾斜角 ° 空隙率 堆积密度 m2/m3 kg/m3

24

波纹丝网填料 金属丝网 塑料丝网 金属薄板或塑料薄板 陶瓷薄板 AX BX CY BX 不锈钢 聚丙烯 碳钢、不锈钢、铝、聚氯乙烯、乙烯等陶瓷 250 500 700 450 15 7.5 5 7.5 30 30 45 30 0.95 0.9 0.85 0.85 1250 2500 3500 1200 2000（板厚0.2mm） 5500 波纹板填料 250Y By 250 450 15 6 45 30 0.97 0.75

表3.各种波纹填料的基本性能与应用

填料类型 每理论气体负荷因子F版压降（m/s)(kg/m2)1/2 10-1kpa 2.5~3.5 ~0.3 每米理论板数 2.5 操作压持液强量 % 10-1kpa 2 1~1000 适用范围 AX 要求处理量大与理论板不多的蒸馏 热敏性、难分离物系的真空精馏，含有机物废气处理 BX 2~2.4 0.3 5 4 1~1000 CY 塑料丝网填料BX 1.3~2.4 0.5 10 6 同位素分离，要求大量理50~1000 论板的有机物蒸馏，高度受限制的塔器 低温（＜80℃）下吸收，脱除强嗅味物质，回收溶剂 中等真空度以上压强及有污染的有机物蒸馏；常压和高压吸收（解吸）；改造填料塔及部分板式塔；重水最终分离装置；用作静态混合器单元 2~2.4 ~0.45 ~5 8~15 1~1000 波纹2.25~3.5 板250Y 0.75 2.5 3~5 ＞100

鉴于我们的设计的物系是水-正丁醇的分离过程，该物系对设备无腐蚀性，要求塔顶、塔底分离纯度较高，并能贴近工厂的应用。综合考虑物料的腐蚀性、材料的耐腐性、操作温度、填料的性能等设备费用

25

和操作费用，我们选择CY型金属丝网的波纹网填料。 CY型金属丝网的波纹网填料每米相当于理论板数10块。

设计计算 塔的设计计算

使用ASPEN PLUS模拟：选取理论板数（NSTAGE）为13.进料量为 8377.566LB/H ，进料温度25℃，塔压为0.5atm，进行模拟计算。得到塔的物性数据：

气体密度 ?v?1179.4859m3/h 气体质量流量G=

气相密度 ?v?0.490897435m3/h 液相粘度 ??0.037cP

丝网波纹填料的泛点计算，可按下式计算

?F??eF1.2?v?1.51.2?2.34m/s

0.490898435?op?0.75?F?1.76m/s

（1）塔径 D?4V4?1179.485926??0.53m

3600???op3600???op圆整后，取D=0.6m 实际空塔气速 ??1179.4859263600?1.159m/s 20.785?0.6（2）水力学性能计算

26

泛点率校核

?1.159??100％?65.9％ ?op1.76泛点率在允许范围内。 （3）填料层高度计算

本设计采用13块理论板数，CY700填料等板高度HETP=0.10 m 填料层高度H1=N ×HETP =12×0.1=1.2m （4）壁厚设计

材料选用16MnR,压力取0.5atm,设计厚度

?d?pDi0.5?600?C??2?12.39mm 2t2?0.85?170?0.52?????p取名义厚度 ?n?16mm

塔内部工艺结构设计

（1）塔顶设置破沫网，用以分离气体中携带的液体。 （2）塔顶设置喷淋器，

（3）每隔6块理论版设置一个液体再分布器。 （4）塔底空间保证15min持液量，设置高度0.4m

T101共沸精馏塔设计结果

名称 数值或类型

填料类型 CY金属丝网波纹填料 比表面积 700m 孔隙率 0.85 塔径 0.600m

27

泛点速度 0.0356m/s 泛点百分率 0.68411617 每米填料压降 670Pa 持液量 3.6987L 等板高度 0.10m 填料层高度 液体分布器 填料支撑装置 液体在分布器 填料层分段 填料分段高度 塔高 塔壁厚 群座高度 上下封头 T201共沸精馏计算结果

名称 填料类型 比表面积 孔隙率 塔径

1.2m

可拆型双升气管槽气液分布器 梁型气体喷射式 梁型再分布器1个 2 0.6m 2m 16mm 0.5m 标准椭圆形

数值或类型

CY金属丝网波纹填料 700m 0.85 0.2400m

28

泛点速度 0.0356m/s 泛点百分率 0.68411617 每米填料压降 670Pa 持液量 3.6987L 等板高度 0.10m 填料层高度 液体分布器 填料支撑装置 液体在分布器 填料层分段 填料分段高度 塔高 塔壁厚 群座高度 上下封头

1.2m

可拆型双升气管槽气液分布器 梁型气体喷射式 梁型再分布器1个 2 0.6m 2m 16mm 0.5m 标准椭圆形 29

二、换热器设计

换热器选型规范

《化工工艺设计手册》（第三版） 化学工业出版社2003年8月 《换热器设计手册》 化学工业出版社 2002年8月 《换热器》 化学工业出版社 2009年1月

换热器的分类

按工艺功能分类，换热器可分为冷却器、加热器、再沸器、冷凝器、蒸发器、过热器、废热锅炉和换热器。按传热方式和结构分类，主要为间壁传递热量式和直接接触传递热量式。

换热器的选择

（一） 固定管板式换热器

固定管板式换热器结构如下图所示。其优点是结构简单、紧凑、能承受较高的压力，造价低，管程清洗方便管子损坏时易更换；缺点是当管束与壳体的壁温或材料的线性膨胀系数相差较大时，壳体和管束中将产生较大的热应力。这种换热器适用于壳侧介质清洁且不易结垢、并能进行清洗、管程与壳程两侧温差不大或温差较大但壳侧压力不高的场合。

在本次设计中，根据以上选用原则，因此选择固定管板式换热器作为进料预热器和塔顶冷凝器。设计中所有的管壳式换热器均采用Aspen B-JAC软件进行设计。Aspen B-JAC是Aspen Tech公司开发的工业换热器软件，该设计软件在国外工程公司已被大量采用。B-JAC可以进行换热器的设计、校核和模拟等，设计过程可归结为如下几个

30

步骤：准备物性数据、换热器模型定义、输入物性数据、输入几何尺寸、输入设计数据、运行设计、警告信息确认、输出TEMA表和设备简图。

（二）立式热虹吸式换热器

立式热虹吸式再沸器由于它的传热系数大，安装方便，节约占地面积，在石油化工，医药行业，化工行业使用得比较广泛。热虹吸作用的产生主要是由于塔釜内的静压头与再沸器内的两相流的摩擦压降和静压头总和的差产生的推动力的结果。

垂直管内的蒸发：立式热虹吸式再沸器的传热管是垂直的加热管，液体由底部进入，经加热沸腾由管的上部返回塔内在垂直管内被加热液体沸腾的过程。被加热液体在管内经历了五个阶段：液体预热阶段、过冷泡核沸腾、饱和泡核沸腾、液环状液膜运动传热、雾滴状。实际上雾滴状的流动也叫干烧区。从传热角度来说两个泡核沸腾的传热速率为最大。为了避免干烧区在立式热虹吸式再沸器中出现，就必须加大液体的循环比，一般设计上采用三倍于蒸发的量。

第一工段预热器E101设计结果

31

设备名称 预热器 流体位置 流体名称 总流量 Kg/h 液体量Kg/h 蒸汽Kg/h 操作温度C 密度Kg/m3 黏度cp 导热系数W/(m*k) 比热kJ/(kg*k) 潜热kJ/kg 操作压力（绝）kPa 线速m/s 压降kPa 污垢系数m2*k/w 传热量Kw 对数平均温差C 总传热系数 设计温度C 设计压力（绝）kPa 程数 腐蚀余量mm 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 工程名称 设备位号 传热面积 壳程 塔釜采出物 3419.43 进口 0 3419.43 87.61 /931.39 /0.3228 /0.6695 /4.286 51.435 0.02 10.287 0 64.1 47.13 281.44 126.67 344.738 1 3.175 76.67 344.738 4 3.175 1.17 出口 0 3419.43 63.27 /946.31 /0.3902 /0.6592 /4.177 50.264 E-101 0.1m2 台数 管程 原料 3628.74 进口 0 3628.74 20 /984.55 /0.9245 /0.4621 /3.799 101.325 0.42 40.541 0 2.816 出口 0 3628.74 45 /969.67 /0.6794 /0.4648 /3.896 98.537 1台

第一工段冷凝器E102设计结果

32

设备名称 塔顶冷凝器 流体位置 流体名称 总流量 Kg/h 液体量Kg/h 蒸汽Kg/h 操作温度C 密度Kg/m3 黏度cp 导热系数W/(m*k) 比热kJ/(kg*k) 潜热kJ/kg 操作压力（绝）kPa 线速m/s 压降kPa 污垢系数m2*k/w 传热量Kw 对数平均温差C 总传热系数 设计温度C 设计压力（绝）kPa 程数 腐蚀余量mm 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 工程名称 设备位号 传热面积 壳程 共沸物 313.171 进口 313.171 0 84.72 /674.41 /0.2318 /0.1121 /3.896 50.663 0.01 5.066 0.0009 4.9 52.74 307.64 121.11 344.738 1 3.175 65.56 344.738 4 3.175 0.495 出口 313.171 0 71.72 /694.51 /0.269 /0.1178 /3.651 50.167 E-102 0.1m2 台数 管程 进料预热液 3419.43 进口 3419.43 0 63,27 /998.86 /1.0214 /0.5991 /3.824 101.325 0.08 5.066 0.0002 0.573 出口 3419.43 0 64.45 /989.22 /0.8196 /0.6132 /3.89 100.752 1台 第一工段塔底再沸器E103设计结果

设备名称 塔底再沸器

工程名称 设备位号 33

E-103 台数 1台

流体位置 流体名称 总流量 Kg/s 液体量Kg/s 蒸汽Kg/s 操作温度C 密度Kg/m3 黏度cp 导热系数W/(m*k) 比热kJ/(kg*k) 潜热kJ/kg 操作压力（绝）kPa 线速m/s 压降kPa 污垢系数m2*k/w 传热量Kw 对数平均温差C 总传热系数 设计温度C 设计压力（绝）kPa 程数 腐蚀裕度cm 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 传热面积 壳程 蒸汽 0.002 进口 0 0.002 143 2.08/ 0.0138/ 0.0283/ 2.188/ 2182 400.031 0.1 50 0.0002 4.2 63 56.6 180 500 1 0.3175 120 300 4 0.3175 0.041 出口 0.002 0 139.83 /937.97 /0.2317 /0.6882 /4.215 399.99 1.2m2 管程 丁醇物料 0.0932 进口 0.0932 0 74.67 /819.66 /0.512 /0.1661 /4.435 50.662 0.13 30 0.0001 0.492 出口 0.0932 0 84.72 /815.41 /0.4788 /0.1651 /4.417 50.17 第二工段冷凝器E201设计结果

设备名称 塔顶冷凝器 工程名称 设备位号 传热面积 E-201 0.1m2 台数 1台

34

流体位置 流体名称 总流量 Kg/h 液体量Kg/s 蒸汽Kg/s 操作温度C 密度Kg/m3 黏度cp 导热系数W/(m*k) 比热kJ/(kg*k) 潜热kJ/kg 操作压力（绝）kPa 线速m/s 压降kPa 污垢系数m2*k/w 传热量Kw 对数平均温差C 总传热系数 设计温度C 设计压力（绝）kPa 程数 腐蚀余量mm 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 壳程 共沸物 86 进口 86 0 86.33 686.28 0.2355 0.1149 3.952 50.662 0 5.066 0 0.7 53.23 43.33 126.67 344.738 1 3.175 65.56 344.738 4 3.175 0.032 出口 86 0 71.28 709.21 0.28 0.1216 3.676 50.631 管程 塔釜采出液 3419.43 进口 3419.43 0 64.45 998.86 1.0214 0.5991 3.824 101.325 0.01 5.066 0 0.012 出口 3419.43 0 64.62 989.22 0.8196 0.6132 3.89 101.313 第二工段再沸器E202设计结果

设备名称 塔底再沸器 流体位置 1 工程名称 设备位号 传热面积 壳程 E-202 1.2 m2 台数 管程 1台

35

流体名称 总流量 Kg/s 液体量Kg/s 蒸汽Kg/s 操作温度C 密度Kg/m3 黏度cp 导热系数W/(m*k) 比热kJ/(kg*k) 潜热kJ/kg 操作压力（绝）kPa 线速m/s 压降kPa 污垢系数m2*k/w 传热量Kw 对数平均温差C 总传热系数 设计温度C 设计压力（绝）kPa 腐蚀余量mm 程数 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 23 22 蒸汽 0.0006 进口 0 0.0006 143 2.08/ 0.0138/ 0.0283/ 2.188/ 2182 400 0.03 50 0.0002 1.3 62.83 17.2 180 500 3.18 1 125 300 3.18 4 0.004 出口 0.0006 0 139.82 /937.97 /0.2317 /0.6882 /4.215 399.996 丁醇回流 0．0265 进口 0．0265 0 74.67 /812.61 /0.5348 /0.1616 /4.311 50.662 0.04 30 0.0001 0.045 出口 0．0265 0 85.67 /808.4 /0.4997 /0.1606 /4.289 50.617 第二工段产品冷却器设计结果

设备名称 产品冷却器 流体位置 1 工程名称 设备位号 E-203 传热面积 壳程 0.1m2 台数 管程 1台

36

流体名称 总流量 Kg/h 液体量Kg/h 蒸汽Kg/h 操作温度C 密度Kg/m3 黏度cp 导热系数W/(m*k) 比热kJ/(kg*k) 潜热kJ/kg 操作压力（绝）kPa 线速m/s 压降kPa 污垢系数m2*k/w 传热量Kw 对数平均温差C 总传热系数 设计温度C 设计压力（绝）kPa 程数 腐蚀余量mm 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 丁醇产品 176.97 进口 0 176.97 103.94 2.08/ 0.0138/ 0.0283/ 2.188/ 2182 400 0.03 50 0.0002 1.3 62.83 17.2 143.33 344.738 1 3.18 76.67 344.738 4 3.18 0.004 出口 176.97 0 40 /937.97 /0.2317 /0.6882 /4.215 399.996 冷却水 1900 进口 1900 0 20 /812.61 /0.5348 /0.1616 /4.311 50.662 0.04 30 0.0001 0.045 出口 1900 0 40 /808.4 /0.4997 /0.1606 /4.289 50.617 泵的设计

根据aspen的模拟数据，得到该离心泵的相关数据。 输送介质：丁醇 流量：Q=5.073m3/h

物性参数：密度ρ=911.3kg/m3，黏度μ=3.276*10E-1pa.s。 因为物料中大部分为水，液体流速在u=1.0-3.0m/s,这里取流速

37

u=2m/s。

4Q管径：d==

4?5.0733600?3600?0.03m ?u??2经圆整，取钢管直径为D=0.035m

实际管内流速：u=4v/(36.00*3.14d2)=1.47m/s 雷诺数Re=duρ/μ=122.675

查得无缝钢管的绝对粗糙度为ε=0.15mm，相对粗糙度是 ε/d=0.005

查莫狄图得摩擦系数为λ=0.028，直管长度5m，管路系统当量长度之和 ∑le=3.0m

忽略局部阻力系数，在缓冲罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式

∑Hf=（λ（l+∑le）/+δ）u2/2g=1.54m 得到扬程

H=△Z+△P/ρ

g+△u2/2g+∑

Hf=2+5.0810E4/(911.3*9.8)+1.47*1.47/(2*9.8)+1.54=10.24

岗位操作法

一、岗位管辖范围及任务

1.1岗位管辖范围：界区内管道设备、阀门、电气及仪表等均属于循环水岗位管辖范围

1.2岗位任务：将废料经精馏塔精馏使最终丁醇纯度达到98.5%，是回收率尽可能高

38

二、岗位主要设备参数

2.1离心泵 8HNNIS-154 Q=400m3/h; H=100; 配套电机N=132KW, n=2960r/min

2.2精馏塔 塔径 600mm 塔高 1.2m

2.3冷凝器 冷却水：温度20-30℃ 功率小于0.7KW，电压220V 2.3换热器 ASME Code Sec VIII Div 1 低压蒸汽：压力0.1-1.3MPa，温度100-150℃；功率小于0.5KW,电压220V

三、岗位工艺指标

3.1温度指标℃ 3.1.1塔釜换热器≤140 3.1.2塔顶冷凝器≤95 3.2压力指标atm 塔顶压力0.5atm

四、原始操作步骤

4.1原始开车时准备工作

4.1.1醇水分离系统以完成全部安装工作，并经验收合格 4.1.2醇水分离系统完成吹扫气密试验泄露试验，并检验合格 4.1.3电气仪表、设备、管道防腐等工作已经完成，并检验合格 4.1.4醇水分离系统清洗置换合格，各辅助装置单体调试完毕并具备开车条件

39

4.1.5检查各阀门是否按要求处于正常开关位置。泵进出口阀处于关闭状态，循环水管道和换热设备的放空和导淋处于打开状态，各换热设备的进出口阀门处于全开状态 4.2开车步骤

4.2.1准备工作完毕无误后，联系调度，得到开车命令时，盘车数圈确认无异常状况。缓慢打开循环水泵入口阀门和泵体体排气阀，浆泵壳内充满水。

4.2.2按下开车按钮，缓慢启动电机并观察电机电流变化情况。 4.2.3带泵出口压力升高至0.2-0.3MPa时，缓慢打开泵出口阀门，并通知各用水单位注意排气，防止气锤现象导致发生设备安全事故。 4.2.4检查格尔设备、管道、阀门和仪表连接处有无泄漏。有泄漏部位做好标记，试车完毕后进行修复。至冷却塔又回水并且其他岗位设备、阀门、管道和电气仪表进行检查，确认全部合格时可以转入初期生产运转

五、正常开停车步骤和紧急停车

5.1正常操作 5.1.1精馏塔泵房岗位 5.1.1.1职责

5.1.1.1.1负责各泵的正常稳定运行，据生产工艺要求，随时调节泵压及流量。

5.1.1.1.2负责各泵的开、停车操作。

40

5.1.1.1.3负责精馏塔风扇的开停及正常操作运行。 5.1.1.1.4负责各塔水位的稳定做到及进补水。

5.1.1.1.5负责本岗位设备的维护修养及环境清洗工作，参与各泵检修后的试车和验收工作，经常检查压力表、温度表，发现损坏、失灵应及时汇报。 5.1.1.2日常操作

5.1.1.2.1运行各泵有无杂间，各泵出口压力，电机工作电流是否在规定范围内。

5.1.1.2.2各运行泵前后轴、电机机壳温度是否超标。

5.1.1.2.3各运行泵泄漏情况是否超标，填料密封小于每分钟20滴，机械密封是否完好。

5.1.1.2.4仪表显示是否正常，有无损压。 5.1.2泵的开、停、倒操作 5.1.2.1开车前准备工作

5.1.2.1.1得到开车指令后，检查电机及电气设备，准备送电。 5.1.2.1.2检查设备管路及泵出口 ，入口阀门是否处于正常状态，压力表是否齐备完好。

5.1.2.1.3检查水池也为是否够用

5.1.2.1.4扳动靠背轮，盘车，是否平衡灵活，注意观察填料是否严密，各单位螺丝有无松动，上好安全罩。 5.1.2.1.5润滑油是否加到安全范围 5.1.2.2正常开车

41

5.1.2.2.1打入泵入口，排气阀，赶出泵及管道内的空气。

5.1.2.2.2打开泵入口阀门，启动电机，观察压力表，慢开泵出入口阀门，调节压力，流量正常。 5.1.2.3停车

5.1.2.3.1接到停车指令后，减小泵出入口阀门开度。 5.1.2.3.2切断电源，停止泵体运转。 5.1.2.3.3关闭泵进出口方阀门。

5.1.2.3.4长期停车，应将泵及管道内液体放尽。 5.1.2.3.5停泵后，注意各水池液位，不要溢流。 5.2紧急停车

5.2.1遇到以下情况时需要紧急停车：泵体发生剧烈震动、电机过热或有冒烟着火现象、电机电流处于不正常范围并无法消除、循环水PH大幅超出工艺指标。 5.2.2停车步骤：

5.2.2.1出现上述现象或其他岗位需要本岗位紧急停车时，按下电机停车按钮，进行紧急停车

5.2.2.2迅速关闭泵进出口阀门，并观察泵出口压力表的显示，防止出现串水憋压现象。

5.2.2.3紧急停车后联系调度岗位，并向车间负责人汇报停车情况。

六、常见故障及处理方法：

6.1停电

42

6.1.1突然停电

a、立即向厂调度汇报情况，问明停电原因，关操作电源，关闭泵出口阀门

b、检查泵和电机是否有异常 c、按开车程序准备好送电后的工作。

d、恢复送电后，按调度通知马上组织开车，运转正常后。通知厂调度。

6.1.2计划性停电

接厂调度通知后，按停车步骤停泵，停泵正常后，通知厂调度。 6.2水源停电或其他故障送不上水

6.2.1发现水源供不上水，上报厂调度，有厂调度联系水源。 6.2.2若停水时间较长，关闭循环水排污门，并通知厂调度。由厂调度决定是否给用户生产、生活用水。 6.2.3水源供水后，要做好相关记录。 6.3压力的突然增大或减小

6.3.1压力突然增大，用户口是否减小出口线阀门是否有掉饼现象，仪表是否有误。

6.3.2压力突然减小，用户是否增多，泵进出口是否有异物堵塞，仪表是否有误。

七、安全注意事项

7.1此岗位负责丁醇回收醇水进料、回流和缓冲装置的换热设备冷却

43

工作。对丁醇回收起着非常重要的作用。在运行过程中要严格控制各指标在工艺要求的范围之内，出现异常情况要及时处理，防止将隐患转移到各个用户岗位，造成安全事故。

7.2在生产运行中要按照巡视制度的要求按时对设备阀门电器仪表进行检查，发现异常及时联系调度单位及时处理，并向负责人汇报。 7.3各机泵严禁超负荷运行，防止烧毁电机并对其他用户造成不良影响。

44

设计总结

一、产品规格

（一）产品纯度：从模拟的物流表中可以看到最终产品物流（W2）。

质量分数达到98.5%。符合设计规定。

（二）产品收率：

回收率=

产品中正丁醇的含量98.5%?176.96??100%?96.07%?95%

原料中正丁醇的含量5%?3628.74达到设计规定。

二、设计创新点特色

（一）采用减压操作塔压0.5atm。

相对于常压操作节能 25%。

45

（二）换热网络优化。

物流W代替热蒸汽，冷却水。减少冷热工程用量，降低费用。

三、自动控制系统

塔温采用检测灵敏版以及塔顶塔底温度确定塔温的方式。

46

四、总结

本设计用ASPEN 模拟分析软件进行工艺流程的模拟分析，保证了产品纯度，收率，并且进行换热网络设计，大大降低了能耗，节约成本。 采用自动控制系统对系统进行控制，使得设计得以实现。

参考资料：

《化工设计手册》 北京 化工工业出版社，1996 《化工原理》 武汉 华中科技大学出版社，2009 《分离工程》 北京 化工工业出版社 ，2009

《Design and Control of Distillation Systems for Separating Azeotropes》 William L.Luyben and I-Lung Chien 。 2010

47