年产3万吨乙烯催化氧化生成乙醛实用工艺设计

*课程设计课程名称专业班级 学生姓名 班级序号 指导教师化工工艺课设实验时间目录1.综述 11.1产品性能介绍11.2产品需求11.3生产方法21.3.1乙炔水化法 21.3.2乙醇氧化法 41.3.3烷烃直接氧化法 51.4流程叙述71.4.1反应岗位 71.4.2精馏岗位 81.4.3再生岗位 92设计工艺计算 102.1原材料和成品的技术规格102.1.1原材料 102.1.2成品 102.1.3生产指标 112.1.4生产规模 112.1.5原料来源 112.1.6生产制度 112.2物料衡算112.2.1基础计算 112.1.2冷凝器的物料衡算 142.2热量衡算172.2.1.反应热 172.2.2凝器热量衡算 182.3 设备计算 202.3.1基础数据 202.3.2纯醛冷凝器设备计算 204. 冷凝器设备CAD 214.1装配图224.2附件及剖面图234.3工艺流程图24参考文献 25附 录 26乙烯催化氧化生成乙醛工艺设计1.综述1.1 产品性能介绍乙醛（ace taldehyde ）是一种醛，又名醋醛，无色易流动液体，有刺激性气味。 熔点-121C，沸点20.8C，相对密度小于1。可与水和乙醇等一些有机物质互溶。 易燃易挥发，蒸气与空气能形成爆炸性混合物，爆炸极限 4.0%一57.0% （体积）。天 然存在于圆柚、梨子、苹果、覆盆子、草莓、菠萝、干酪、咖啡、橙汁、朗姆酒中。 具有辛辣、醚样气味，稀释后具有果香、咖啡香、酒香、青香。乙醛也是一种重要的烃类衍生物，在合成工业上也是一种重要的中间体，其本身 几乎没有直接的用途，完全取决于市场对它的下游产品的需求及下游产品对生产路线 的选择,主要用于醋酸、醋酐、醋酸乙烯等重要的基本有机化工产品。但是随着科技 的发展,原来完全以乙醛为原料的化工产品（如醋酸）可能会改变原料路线和生产方法, 乙醛下游产品的市场也会发生变化,乙醛下游产品的开发会出现一些全新的产品。1.2 产品需求国内乙醛生产方法有乙烯氧化法、乙醇氧化法和乙炔氧化，法烷烃直接氧化四种 技术路线。生产的乙醛绝大多数都用于生产醋酸的原料，只有少量用于生产季戊四醇、 醋酐、丁醇、丁酸、过氧醋酸等产品。可以说国内乙醛的下游产品在某种意义上说就 是乙醛经醋酸而生产的下游产品。据1994年出版的中国化学工业统计信息报道， 1993 年吉化公司等 12 家的乙醛产量为 26.7 万吨，估计国内总生产能力可达到 30 多 万吨。然而总体来说我国醋酸生产装置数量多，装置能力小，据1993 年统计，我国 醋酸的总生产能力为47. 26万吨， 1992年产量为44. 37万吨，其中乙烯法约占64， 酒精法约占33，乙炔法约占3.2。但由于醋酸下游产品的需求量巨大，有人预计 今后几十年内我国醋酸市场将日趋紧俏，因而改进装置提高乙醛生产能力，从而增大 醋酸产量以成当务之急。另外，以乙醛为原料生产其它产品的工艺在我国仍为得到较 大发展，如国内已生产的乙醛下游产品，除了醋酸系列产品外，还有季戊四醇、丁烯 醛、丁酸、三氧乙醛等产品，但相对来看产量很少。在我国，季戊四醇的乙醛消耗量 占第二位，但产量和装置能力都较低。1992年季戊四醇的实际产量为13243吨，耗 乙醛约为5300吨，只占乙醛总产量的1.7%。但是可以预计随着该类产品的走俏，作 为原料的乙醛需求量越来越大1。1.3生产方法乙醛的生产有三种，分别是乙炔水化法、乙醇氧化法、乙烯络合氧化法。1.3.1乙炔水化法在高汞离子或磷酸钙存在下,乙炔与水进行加成反应即生成乙醛。反应式为：CH 二 CH(g) + H2O(l) t CH3CHO乙炔水合法生产乙醛是一种古老的方法，我国目前基本没有用此法生产乙醛。该 法分为汞法和非汞法两种，汞法生产一吨乙醛要消耗0.8公斤金属汞，汞蒸汽会逸出 会严重危害身体健康，污染环境。因此以前一般都用非汞法，是以可、磷酸钙为催化 剂，并且以天然气乙炔为原料，采用多层塔式固定床反应器，但方法的催化剂中的镉 剧毒，且强度差，消耗高，生产成本高。乙炔水合法不需要贵金属把催化剂和制氧设 备及种耐酸材料,生产规模可大可小,在有天然气或煤炭和水电资源的地区因地制宜 地采用乙炔水合法生产乙醛在技术经济上仍然站得住。1. 德国方法是被广泛采用的方法，其反应基本上是在常压及 90100C的温度下 进行。在此过程中,除乙炔水合生成乙醛外,不可避免地还有一些副产物伴生。其中特 别需要加以控制,否则将会影响乙醛产率的是乙醛氧化成乙酸及乙醛精合(继而脱水) 成丁烯醛(及树脂状物)。这一方法存在一些缺点,主要有：(1) 在反应过程中使用大量的乙炔进行循环，一方面易使催化剂中毒,另方面有可 能增加乙炔及乙醛的揖失；(2) 反应放出的热量为乙醛、乙炔及水蒸汽等移出反应系杭而散失,在提汉晨乙醛 时又再施以大量热能进行精韶；(3) 如果乙醛的精馏于常压下进行，Rlj还需要冷冻冷凝；(4) 流程相当复杂。2. 窒素方法为克服德国方法存在的缺点，才研究成功井发展了窒素方概这一方法 乃基于下列事实：(1) 乙炔水合是一剧烈的放热反应,生成每克分子乙醛其反应热为 3.37 千卡。(2) 由于乙醛一水的二元混合物的汽液祖成分布很竟，因此用蛟小的迥流此郎可 借精貂而分离之。这就表明,用蛟少的热量良 p 能达到乙醛提浪的目的。窒素方法的工艺流程如图所示。图一 窒素方法的工艺流程图1-反应塔；2-洗涤塔；3-闪蒸器；4-分凝塔；5-精馏塔；6-冷凝器；7-受器。将适量乙炔通入盛有催化溶液的反应塔中进行反应，反应温度为 6873C, 反应 压力为 1.41.5 公斤/厘米。在此条件下,乙炔基本上完全转化。乙炔中含有的少许惰 性气体通过洗涤塔进行洗涤后，散逸于大气中。反应所用的催化溶液耀洗滁塔而于反 应塔的上部加入。含有1.52%乙醛的催化溶液，即所谓母液进入闪蒸器，在此借真空 及母液的显热而急闪蒸发，逸出的蒸气中含有70%(以重量舒)的乙醛。已被分离掉60% 乙醛而温度低于反应温度 5C的母液，重新返回反应塔，以便循环利用。从闪蒸器出 来的蒸气进入分凝塔中，部份水被冷凝，同时蒸气的温度降至 35CO 这时蒸气中乙醛 的含量提高到 86%。离开分凝塔的蒸气经加压至2.5公斤/厘米2, 后进入精馏塔。借蒸气本身的潜 热及压缩产生的热量作为精馏操作的热源。由于乙醛与水易于分离，精馏时所需回流 比不大，故并不再需要外界供热。此外，由于精馏系统在2.5公斤/厘米2的压力下进 行，这时，乙醛的液化温度为45C，故其冷凝用普通冷却永即能实现之。总括起来，窒素方法具有下列优点：(1)不使用过量乙炔，故取消了乙炔的循环操作；(2)反应温度低，故副反应少，产率高；(3) 借真空急闪蒸发及加压精馏，使反应热先移出而后再利用；(4) 操作中不用冷冻冷凝；(5) 流程筒单，设备少，乙炔不循环，故乙炔的机械及操作损失小。 当然亦存在一些问题：由于温度低，又不用过量乙炔，故反应速度较慢，为弥补 这一缺点，就必须设计较大的反应装置。1.3.2乙醇氧化法该反应是在铜-锌-铬为催化剂，温度为310C下氧化制得。反应式如下2CH 3CH2OH + O2 cu加热t 2CH 3CHO + 2比0乙醇氧化或脱氢制乙醛工艺都是传统的乙醛生产方法。经典的乙醇氧化法占多数， 它是采用银催化剂，反应温度为550580C，单程收率7075%，选择性95%左右，乙 醇单耗为1.11.28吨/乙醛。乙醇氧化是强放热反应，避免乙醛在高温下发生分解和 能量回收是目前乙醛生产的重要关键之一。从化学反应可看出，铜锌铬催化体系的乙醇脱氢制乙醛工艺，反应温度低 (310C以下)，乙醛不易发生热分解，乙醛收率比氧化法高，同时付产有经济价值的 氢。A.M.Eopucom等推荐用含7886(重量)氧化铜和2114(重量)氧化铬组成的铬 酸铜为催化剂。反应温度在260320C,压力在1.11.5大气压，原料体积连率39/ 时条件下脱氢。采用32毫米的脱氢反应管，装有120毫升铬酸铜催化剂，生产能 力为18002000克/升催化剂时。57x2.5毫米的脱氢反应管总共有250根，装有 880升催化剂，生产能力为465520 克/升催化剂时。在稳定操作条件下,催化剂使 用了77979049时。R.M.Moorijanl共试制了 15种负载型催化剂，并测定了它们的活性、选择性和 寿命。所用载体分别为磁器粘士、硅胶、硅藻土、泡砂石、合成滤石、玻璃沙、原砂 等。催化剂有效成份为铜，助催化剂为镍或铬。1.3.3烷烃直接氧化法本设计采用第三种方法即乙烯络合氧化法，本工段选用一段法直接氧化成乙醛， 其反应原理如下为：总反应式为：C2H4 + 1 02Pdci非u4 CH3CHO2 4 2 2 3事实上,该反应是通过几个反应步骤进行的：毅化反应：C2H4 + PdCl 2 + H2O CH 3CHO + Pd + 2HC1(4)金属氧化反应：Pd + 2CuCl 2 h2) PdCl 2 + 2CuCl(5)2CuCl + 2HC1 + 10 2 2CuCl 2 + H2O(6)2 2在这个反应中,按照生成乙醛数量,氯化铜按化学当量被还原为氯化亚铜。在较低 浓度时,氯化亚铜以二氯络合物形式存在于溶液中,在强烈还原时,能使氯化亚铜沉淀,溶 液氯离子浓度低时,氯化亚铜也易沉淀。生成的氯化亚铜在酸性溶液中用空气或氧气容易 重新氧化为氯化铜。由于CuCl2, CuCl和PdCl2等均参与反应，且反应前后基本没有 变化，所以共形成催化剂。选择适当的操作条件，温度与压力，催化剂组成和乙烯 氧气混合组成等，使金属氧化反应速度和碳化反应速度趋于一致，即可保证总反应 (1)得以连续进行，达到稳产高产的目的。本反应副产物很少,选择性二般为95%左右，主要副产品是醋酸、草酸、巴豆醛、 二氧化碳和微量的气态氯代烃以及不溶性褐色残渣高聚物)等2。工业上乙烯氧化是在液相催化剂水溶液中进行的。液相反应有下列二种方式： 1. 一段法特点是：羰基反应与催化剂再生反应在同一反应器内同时进行，保持催化剂的一 定氧化度。(见下图)图二 一段法工艺流程图循环气体与乙烯被引入充满催化剂溶液的垂直反应器，纯氧亦同时引入反应器的 底部。反应在微压下进行（约3大气压），反应温度为120C。反应热由部分水的蒸发 热移去。被蒸发的水必须予以补充，以保持恒量的催化剂溶液。气体反应混合物（蒸汽、未反应的乙烯和反应产物）引入洗涤分离塔，利用水淋洒 以吸收乙醛。脱尽乙醛的气体循环返回反应塔。其中一部分气体放空，以保持其惰性 气体含量恒定在一定范困之内。总收率为 95%。副产品为 CO ，CH C，,C H CI，CHCI ，CH CI ，CH CICH CI，CH OHCH CI232 53222222和氯代乙醛等。副产品中简有少量的草酸，成为难溶的草酸铜而存在于溶液中的。2. 二段法羰基反应与催化剂再生反应在相串联的各自的反应器内进行（如下图）。图三 二段法流程图乙烯与催化剂溶液在反应塔进行反应，反应温度韵为 100C, 反应压力为 810 大气压。反应后催化剂在分离塔放压，利用反应热蒸出乙醛。催化剂用循环泵打至再 生塔，在这里用空气进行氧化。具有一定氧化度的催化剂再进入反应塔进行羰基反应。这一流程的特点在于：可使用富乙烯气体作为原料，采用空气作为氧化剂。分二 段反应可以避免构成爆炸气体混合物的生成，且成本较一段法便宜 3.3%，因此目前 世界各国均趋向于二段法的工艺流程。当然，一段法流程亦有其优点，例如：基本投资较二段法便宜20%；由于反应在 同一反应塔内进行，可以避免使用耐腐蚀循环泵，简化工艺流程。因此决定二法的优 劣，尚需根据当时当地具体情况而定3。3. 直接氧化法的主要技术问题及发展前途就操作条件而言，直接氧化是在较低温蛟低压的缓和条件下进行的。操作简单， 容易掌握。收率一般在 95%以上，副产品几乎可以略而不计，有利于工业生产。当然 在工业实践中，亦将会遇到不少困难。首先是作为催化剂粗组成之一的氯化钯贵金属 盐类需要大量供应。虽然这些钯盐在以后的正常运转中，如果没有任何机械损耗，可 以无需添补，或补充甚微。但为建厂所需的钯盐的数量亦是相当惊人。特别对钯资源 缺乏的国家会造成一定的困难。其次是反应设备的桔构材料问题（包括为循环催化剂 溶液用的循环泵），这也是这一流程的关键所在。在90130C时含水分的盐酸气体要 求设备材料有良好的耐腐蚀性能。同时由于有铜盐和钯盐的存在，为了防止这两种盐 的还原，对设备材料的要求就更形严格。在工业上西德是采用衬钛的反应设备，同时 亦提出在循环泵内衬钛是目前的一项迫不及待的研究裸题，需要迅速解决。另外在没 备材料方面亦有考虑使用非金属如橡胶、聚乙烯等作为衬里的。直接氧化法可以推广为其他校高碳数的酮醛的直接制法。最引人注目的为丙烯直 接氧化制丙酮。反应条件和流程与上述乙醛生产大同小异，估计目前国外已经完成了 小型试验而即将投入大型生产。无疑地在丙酮的生产中它将是最经济合理的方法之一。与其他方法相比较，直接氧化法在原料经济合理性方面具有巨大的优越性。如果 以乙烯直接氧化法（二段法）的乙醛成本为 1，则乙炔液相水合为 1.30，乙醇脱氢则为 1.66。随着石油加工数量的急剧增长以及石油二级加工范围的扩大，大大地提供了获 得巨量廉价的乙烯以及其他烯烃的可能性。可以预期：随着石油工业的突飞猛进，乙 烯道接氧化制取乙醛将获得巨大的发展4。1.4 流程叙述1.4.1 反应岗位由吸收塔来的循环气经水环压缩机，然后经气水分离，气体由分离器顶部出来， 由与厂来的新鲜乙烯在管道中混合，然后进入反应器底部。新鲜氧气单独送入反应器下部。乙烯和氧气在反应器内，在温度125C至130C，压力3-3.5bar，经氯化钯- 氯化铜的盐酸水溶液作用，进行反应生成气体乙醛，含有气体乙醛和未反应的乙烯， 氧气，水蒸汽等夹带着催化剂的合成气经反应器和除沫器之间的两根导管进入除沫器 在此进行气液分离，液相催化剂经除沫器底部的催化剂循环管返回反应器。为保持催化剂的活性稳定，从催化剂循环管每小时引出 5 至 6 立方米催化剂送往 再生工序进行氧化再生，经氧化再生后的催化剂，从反应器底部送回反应系统。夹带微量催化剂的合成气进入第一冷凝器被冷却至 105C-115C，在此合成气 中的水蒸气部分被冷凝下来，经一冷受液槽催化剂再生工序尾气洗涤塔送来的吸收液 混合，经凝液输送泵，从除沫器上部喷淋加入除沫器，为补充在反应过程中催化剂损 失掉的水分，在凝液输送泵补加脱盐水，未凝气体进第二冷凝器，进一步冷凝冷却至 75C以下，凝液经凝液槽进入吸收塔塔釜，未凝气体进第三冷凝器，冷凝下来的凝液 进入吸收塔塔釜，未凝气体在此冷却至45C以下进入吸收塔下部，在吸收塔上部加 入每小时 2.5 至 60 立方米的工艺水吸收。吸收液，第二冷凝器的冷凝液，第三冷凝 器的冷凝液一并经过粗醛过滤器，冷却器的饱和蒸汽经减压至 2.5bar，供厂房采暖 和管线设备伴线使用。1.4.2 精馏岗位用泵将粗乙醛从抽出送至螺旋换热器，与塔底排出的废水换热，温度升到 95C 后，进入脱轻组分塔，塔在3bar的压力操作下，直接蒸汽加热，控制塔顶温度60C, 塔釜为106C，从塔顶蒸出氯甲烷，氯乙烷等低沸物，进入塔顶冷凝器冷凝，凝液回 流（回流比为 68）未凝气体去火炬燃烧，为减少随低沸物带走的乙醛量，在塔顶加 萃取水，脱去低沸物的粗乙醛，从塔釜流入纯醛塔，该塔的操作压力 1.2bar 直接水 蒸气加热，控制塔底温度为125C,通过调节回流量控制塔顶温度约43C,从塔顶蒸 出的纯醛进入纯醛冷凝器送至成品罐区，塔釜排出含醛量0.1的废水经热交换器， 冷却器冷却至 40C以下流到废水中和工序。冷凝器排出的未凝气体经压力调节阀调 节进入吸收塔，用冷却至 45C以下，流入粗醛贮罐。吸收塔顶部排出的循环气，绝大部分返回循环压缩机经压缩后重新参加反应，为 避免惰性气体在反应系统的积聚，将少量循环气连续经阻火器排至火炬烧掉。为防止火炬在燃烧时产生大量的黑烟，必需向火炬适当通入消烟蒸气，为了补充 在反应过程中由于生成副产物消耗掉的盐酸，由盐酸计量泵每小时加入盐酸50立升 左右，经催化剂循环管补加盐酸，当反应器，除沫器出现故障时，可将其内催化剂放 入触媒收集坑。本岗位设有脱盐水贮罐和工艺水贮罐，做为缓冲罐使用，脱盐水经送往用户，工 艺水经送往用户，进入车间的过热蒸汽经减压饱和处理，将31bar的过热蒸汽经减压 调节并用泵补入脱盐水后，以14bar饱和蒸汽的形式送往再生火炬，并将9bar的过 热蒸汽经减压调节，并用泵补加脱盐水后，以5.5bar饱和蒸汽形势送往反应，精馏， 将5.5bar水吸收气体中的乙醛，吸收液流入粗醛贮槽，塔顶废气送火炬。为保持塔 和的塔压力稳定，可适当调节塔内的保压氮气的流量。生产过程中产生的不合格乙醛，则送至不合格乙醛贮槽贮存，定期用泵打入粗醛 槽，为保持纯醛质量，从塔精馏段的第四块塔板连续采出75.4kg/h的巴豆醛馏分， 经冷却器冷却，进混合罐与100kg/h的工艺水混合后，流入萃取塔，在顶部加100kg/h 工艺水，萃取巴豆醛中的乙醛，含醛水溶液从底部经U型管流至粗醛贮罐，从塔上部 流出含60巴豆醛的有机相进入巴豆醛贮槽，定期用泵打入槽车，送往焙烧炉烧掉。粗醛槽和巴豆醛贮槽用氮气保压在0.3bar,纯醛贮槽用氮气保压在0.8-1.6bar, 各贮槽的放空气体进吸收塔回收乙醛。1.4.3再生岗位来自除沫器循环管连续采出的 5-6 /h 触媒，经加入盐酸和氧气，把 Cu(I)氧 化为 Cu (II)进入旋风分离器，在此保持液面，通入氮气搅拌，将溶解在触媒中的 乙醛，醋酸等吹出脱气后的触媒经压滤机过滤后，用触媒输送泵打进再生器，用直接 蒸汽加热到120C，压力控制在9-llbar，通入50-100 /h 的氧气，分解草酸铜和 不溶解性残渣，使触媒中的残渣含量保持在100克/升左右，再生的触媒进入闪蒸槽， 并控制压力5bar左右，保持一定的液面，把溶解在触媒中的气体分离出来，合格的 触媒从底部返回反应器。为了回收尾气中的乙醛，从旋风分离器和闪蒸罐顶部出来的气体进入冷凝器冷凝， 未凝气进入尾气洗涤塔吸收后去火炬燃烧。尾气洗涤塔的吸收液，冷凝器的冷凝液和泵的轴密封水，用乙醛回收泵打到凝液输送泵的进口进入反应系统。盐酸由管道送到盐酸贮槽贮存，当需要时压入盐酸计量槽，这两槽的放空盐酸气 体进入盐酸气吸收塔，用工艺水吸收后气体放空，吸收液流入下水道。盐酸计量槽的盐酸经盐酸计量泵送到触媒氧化道或除沫器触媒循环管。2 设计工艺计算随着世界工业的不断发展，生产过程变得越来越复杂，对于衡量生产过程的经济 性，合理性等问题，便成为组织生产中的重要问题，化工产品的生产也是如此，生产 过程的各项技术指标，例如产品产量，原料消耗量，公用工程的水，电，汽的消耗量， 联产品和副产品的数量等都是十分重要的工艺指标，为了衡量其先进性，经济性，合 理性，就要进行化工生产过程中的局部或全过程的物料衡算和热量衡算。物料衡算是三算中最基本的，因此进行工艺设计时，首先要进行物料衡算。现在，化工生产基本采用连续化生产，其特点是不断、稳定的向反应系统或设备 投入物料，同时取出相同数量的物料，设备中某一区域的反应参数（如温度，压力， 浓度，流量）不随时间而变，局部反应条件可不一致，但总条件不随时间变化。计算 基准：以单位时间（小时）为佳，物料衡算式：（质量守恒定律）。进入系统的物料量=流出系统的物料量十系统内累计的物料量，对于连续生产过 程工累计=0, 此时工进=工出。衡算一般以进，出物料的总重量为准进行，分子数 在反应过程中有变化，不可以做基准5。2.1 原材料和成品的技术规格2.1.1 原材料表 1 原材料中各组分摩尔分数名称氧气氮气乙烯乙烷摩尔分数（）99.099.799.00.060.020.022.1.3 生产指标乙烯单程转化率是 38.03，乙醛的单程收率是 37.24，选择性是 97.92表 3 副产物中各组分摩尔分数组分二氧化碳氯甲烷氯乙烷丁醛醋酸高沸物摩尔分数（）48.023.531.543.7440.093.08表4 循环气中各组分摩尔分数组分水氮气氧气乙烯乙烷二氧化碳氯甲烷氯乙烷摩尔分数（）0.827.148.0165.014.2713.70.940.112.1.4 生产规模年产量 3 万吨（即 4.17 吨/小时）。2.1.5 原料来源乙烯来自乙烯厂，氧气和氮气来自乙二醇厂空分车间，低压蒸汽来自动力厂或热电厂。2.1.6 生产制度本车间的年工作时间是7200h，并采用连续操作，工人则采用四班倒制，连续三班操作。流程中存在的问题：在生产过程中产生的副产品无法利用，且采用的催化剂腐蚀 性较大，为此对材质要求高。2.2 物料衡算2.2.1 基础计算（1）生产能力：3 万吨/年(2)生产时间：全年7200小时(3) 产品要求：乙醛99.9% (mol%)水0.1 (mol%)(4) 原料规格：乙烯99.7%(含乙烷0.3%)，氧气99.00%(含氮1.00%)(5) 乙烯的单位转化率：39.5%(6) 乙烯生成乙醛的单程吸收率37. 00%(7) 乙烯的选择性：37.00%/39.5%(8) 补加盐酸的浓度31.00%(质量)(9) 催化剂增水量225.30kg/h(10) 吸收塔底含乙醛4.46%(mol%)(11) 反应部分乙醛损失0.99%(mol%)(12) 精馏部分乙醛损失1.00% (mol%)乙烯，乙醛等相关物性数据如下表：表5物性数据分子量(g/mol)熔点/C沸点/C乙烯28.054-169.15-103.74乙醛44.053-12320.851. 反应器实际生产乙醛量的计算平均生产时间为7200h,且及实际生产量W(kmol/h)为：W=(30000 x 1000)/7200/44=94.697(kmol/h)实际生产的乙醛量=理论生产的乙醛量-损失的乙醛量94.697XXx 10%所以 94.697 = X- 10%xX解方程得：X= 105.219 (kmol/h)2. 乙烯消耗量的计算(生成目标产物的乙烯消耗量)CH + 1O t CH CHO2 4 2 2 31 1X105.219X=105.219(kmol/h)3. 加入反应器的乙烯量的计算收率=转化为目的产物的乙烯量/加入反应器的乙烯量x 100%37.24% = 105.219/XX = 282.543 (kmol/h)4. 副产物消耗的乙烯量选择性=转化为目的产物的乙烯消耗量/反应掉的原料量x 100%97.92% = 105.219/XX=107.454 (kmol/h)副产物消耗的乙烯量= 107.454-105.219=2.235 (kmol/h)5. 生成目的产物的耗氧量CH + 1O t CHCHO2 4 2 2 31 1/2105.219XX=52.609(kmol/h)6. 副产物的量及组成 利用碳原子守恒计算副产物的生成量，反应物碳原子数目=生成物碳原子数目 计算结果见表66。表6 副产物含量序号名称分子式组成()含量(kmol/h)1二氧化碳CO248. 021.3502氯甲烷CHCl33.530.0993氯乙烷CHCl251.540.0434巴豆醛CHCHO353.740.1055高沸物含三个C3.080.0866醋酸CHCOOH340.091.1277总量1.002.8107. 总耗氧量=生成目的产物的耗氧量副产物的耗氧量副产物的耗氧量=1.350 xl + 0 + 0 + 0.105 x0.5 + 0 + 1.127 = 2.530 (kmol/h总耗氧量= 52.609+2.530 = 55.139 (kmol/h)B图四 物料衡算图表 7 循环气组分组分H02N202CH2 4CH2 6C02CH Cl3C H Cl25含量0.827.14&0165.014.2713.700.940.11设放空量为D, 循环气量为C, 新鲜氧气量为A, 新鲜乙烯量为B, 则根据以上物料衡算图，则得方程组：对N ： Axl%=Dx7.14% 2对 CH ： BxO.3%=Dx4.27%26对 C H : Bx99.7%+Cx65.01% = 282.54324对 0 : Ax99.0%+Cx8.01% = 55.139+Cx8.01%+Dx8.01% 2对以上四式联立解得：A=56.334kmol/h）；B=112.298（kmol/h）；C=262.395（kmol/h）；D=7.890（kmol/h）。2.1.2 冷凝器的物料衡算采用闪蒸计算基本公式:a）、Xi=lb）、2i=Zi/Ki+e （1-Ki）b）、e:液化率 Xi :液相组成Zi：进料组成设：汽相是理想气体，液相是理想溶液。1. 第一冷凝器的物料衡算已知条件：P=4bar T=110C高聚物=0.160K= Ps/P 总KCHCHO=21.05 K3KCHCHO=0.43035利用H-B方程计算H 0、CH C00H 的 Ps值23Ln Ps=A+B/T+C LnT+D Ps/T27试差计算PsH0=1000mmHg2PsCH C00H=600mmHg3设：液化率=0.282KH0=1000/760/4=0.3292KCHC00H=600/760/4=0.203Xi(H0)=0.5090/0.329+0.282x(1-0.329)=0.98222Xi(CHC00H)=0.00349/0.2+0.282x(1-0.2)=0.00823Xi(CHCH0)=0.1381/21.05+0.282x(1-21.05)=0.00893Xi(高聚物)=0.00035/ 0.16+0.282 x (l-0.16)=0.0009Xi(CHCH0)=0.00031/0.430+0.282x(1-0.43)=0.000535Xi=1.0007一冷凝液量：Z x E=724.270 x 0.282=204.224kmol/h未凝气体量：Z- Zx E=724.270 - 204.224=520.046mol/h2. 第二冷凝器的物料衡算已知条件：P=3.5bar T=75CKCH CHO=8.02 K3高聚物=0.04 KC H CH0=0. 235根据 H-B 方程：Ln Ps二A+B/T+C LnT+D Ps/T2试差计算8PsH 0=289mmHgK(H 0)=289/ (760x3.5)=0.108622PsCHC00H=170mmHg K(CH C00H)=170/ (760x3.5) =0.063933 设：液化率=0.258Xi(HO)=0.3256/0.1086+0.258x(1-0.1086)=0.96422Xi(CH COOH) =0. 0017/0. 0639+0. 258x (1-0. 0639)=0. 00563Xi(高聚物)=0.0001/0.04+0.258x (l-0.04)=0.0003Xi(CHCHO)=0.1885/8.02+0.258x(1-8.02)=0.03033Xi(CHCHO)=0.0002/0.2+0.258x(1-0.2)=0.000535工Xi=1.0009二冷凝液量为：Z x E=520.046 x 0.258=134.172kmol/h未凝气体量为：Z-Z x E=520.046-134.172=385.874kmol/h3. 第三冷凝器的物料衡算已知条件：P=3bar T=45C KCH CHO=0.56K3高聚物=0.45 KCHCHO=0.05K35根据 H-B 方程：ln ps二A+B/T+C lnT+D Ps/T2试差计算PsCO =75000mmHg2PsCHCl=153400mmHg3PsCH=15900mmHg24PsHO=70.6mmHg2PsCHOH=2250mmHg25PsCHCOOH=35.9mmHg3KCO=75000/(760x3)=32.8592KCHCl=2250/(760x3)=0.98725KCHCl=153400/(760x3)=67.2813KCH=15900/(760x3)=6.97424KHO=70.6/(760x3)=0.0312KCHCOOH=35.9/(760x3)=0.0163设：液化率=0.166Xi(HO)=0.1032/0.031+0.166x(1-0.031)= 0.53792Xi(CO )=0.0905/ 32.859+0.166 x (1-32.859)= 0.00332Xi(CHCl)=0.0008/0.987+0.166x(1-0.987)=0.000825Xi(CHCl)=0.0062/67.281+0.166x(1-67.281)=0.00013Xi(CH)= 0.4299/6.974+0.166x(1-6.974)=0.071824Xi(CHCOOH)=0.0004/0.016+Xx(1-0.016)=0.00223Xi(高聚物)=0.00007/0.45+Xx (1-0.45)=0.0001Xi(CHCHO)=0.2432/0.56+Xx(1-0.56)=0.38423Xi(CHCHO)=0.0001/0.05+Xx(1-0.05)=0.000535工Xi=1.0009三冷凝液量为：Z x E=385.874x 0.166=64.055kmol/h未凝气体量为：Z-Z x E=385.874-64.055=321.819kmol/h2.2热量衡算热量衡算的理论依据是质量和能量守恒定律。2.2.1.反应热选基准温度125C，即398.15K, 在此温度下反应物及主要生成物的生成热及热 容如下9：CH(g)24HO(l)2O(g) CH CHO (l) CHCOOH(l) CO(g)2332Hf 0 (kJ/mol)52.260-192.3-484.5-393.51-285.8212437.175.291Cp(kcal/kmol/K)43.56 29.350CH + 1O - CHCHO2 4 2 2 31AH 0= AH 0- AH 0AH 01 298f CH CHO3f C H24_ 2fO2=192 - 52.26- 0=-244.56kJ/ mol = -58507.18kcal/kmol)C H + O = CH COOH2 423AH e二 AH e-AH e-AH e2 298f CH3COOHf C2H4f O2=-484.5- 52.26- 0=-536.76kJ/mol = -128411.4仗cal/kmol)CH + 30 = 2HO + 2CO2 4222AH e二2AHe+ 2AHe- 3AHe-AHe3 298f H20f C02f 02f C2H4二 2 x (285.82)+ 2 x (-393.51)- 3 x 0 - 52.26二-1410.92kJ/ mol 二-337540.67kcal/ kmol)2.2.2 凝器热量衡算一冷的气体的进口温度是 125C，出口温度是110C，冷凝温度是110C，在此温度下几种主要产物的冷凝热见表 810。表 8 冷凝热表格CH CHOHOCH CHOCHCOOHH (kcal/kmol)3486529445.23 5812935742平均温度为117.5C,冷凝器内气体的各组分的含量百分比及在此温度下的比热容见表 911。则混合气体平均比热容为：CP=Z X Cp =(12.72+6.855+6.895+11.4+18.26+15.5+9.779+19.24+15.51 Ii i+8.289+0+25.65)/12=10.132kcal/ (kmolK)气体由125C降到110C放出热量：Q=MCpA t =724.270x 10.132x(125T10)= 110074.555(kcal/h),气体冷凝放出热量由 Q=MH 计算，乙醛冷凝放出热量：Q = 2.427 x 4865 = 11807.355(kcal/h),1水冷凝放出热量：Q =285.36x9445.2=2692230.603(kcal/h)，2丁醛冷凝放出热量：Q =0.485x8129 = 1621.14(kcal/h),3乙酸冷凝放出热量：Q =4：4.835x5742 =11415.70(kcal/h)，根据热平衡方程Q=Q 得冷却水吸收的热量为：H2OQ= 110074.555+11807.355+2692230.603+1621.14+11415.70H2O=2827149.353(kcal/h)表9比热容表格热容平均热容气体放热气相产物 分率分率X热容kcal/ (kmol K)kcal/ (kmol K)(kcal/h)乙烯0.190712.722.426氧气0.02366.8550.162氮气0.0216.9850.147氯甲烷0.002811.40.032氯乙烷0.000418.260.007乙烷0.012615.50.19510.132303593.5849二氧化碳0.04069.7790.397乙酸0.003719.240.071乙醛0.117615.511.824水0.58648.28924.861高沸物0.000300.000丁醛0.000425.650.010取冷却水进口温度为 30C，出口温度为 42C，在此温度水的平均比热容Cp =18.02 kcal/kmol/K 。由Q 二MCp A t得每小时需要加入的冷却水量为：H2O2827149.353M=-(42-30)*18-=12944-823(kmol/h)二233277(t/h)即一冷每小时应加入 233.277 立方米的冷却水才能达到要求。2.3设备计算2.3.1基础数据乙醛的基础数据：分子量44.05操作压力2.3bar操作温度43C液体密度750kg/m3蒸汽密度3.62kg/m3液体表面张力 17.625aty/cm液体最大流量 16000kg/h气体最大流量 25999.84kg/h2.3.2纯醛冷凝器设备计算从精馏塔顶出来的乙醛气体直接去纯醛冷凝器冷凝，一部分用回流泵打回塔顶进 行回流。纯醛塔出来的乙醛气体是43C，经纯醛冷凝器冷凝为33C的液体，冷却水的进 口温度是30C，出口温度38C，求得平均温度为7.6C。1. 计算热负荷和冷却水量本设计设两个纯醛冷凝器，为此热量各一半，则有热负荷：Q=l/2x 1490068.152 = 745034.076kcal/h;冷却水量：W = 6546.268kmol/h,设传热系数：K = 750 (kcal/ (m2hC)则由 Q = KA,t A = Q/ (At) =745034.076/750/7.6= 130.71 (m2)。2. 冷凝器选型：管程数4, 壳程数1,管长6m,管径19 x2mm，公称换热面积130m2。计算换热面 积 130m2。管数 N= 130/3.14/0.019/6 = 364,每程管数 n = 91。换热管采用正三角排列，层数为10 层对角线上的管数b=21,管间距为a=25mm, 则管径D二a(b-1)+2l,其中l取2d,即管径为：0D=25 x (21-1)+2 x 19mm=538mm。取整为 600mm。3. 设备长度计算：封头采用半圆型封头直径为 600mm。管相去长度为1000mm。则设备总长度L为：L=6000mm+1000mm+600mm=7600mm=7.6m。两支座的间距为 5000mm。4. 校核传热面积a =1.51x6897.72/7.4=1406.97 (kcal/ (m2hC); 冷凝a =7669.364kcal/ (m2hC);水Y = 0.0002kcal/ (m2hC);水Y = 0.0002kcal/ (m2hC);乙醛Y =0.00005kcal/(m2 i C) 总传热系数 K： K=1/ (1/7669.364 + 1/1406.97 壁+ 0.0002 + 0.0002 + 0.00005 )= 774.51 (kcal/ (m2 h C) ), F = 745034.076/7.6/774.51=126 (m2),安全系数=(130-127) /2 = 1.5, 可以用。4.冷凝器设备 CAD4.1 装配.iNil .n-rH-!-：|:忤1/n-k丹H-llrH-irH-U-1?i 1H-ir1 1H-1 1M-M-IM-*1 1耳1M-H-l4 FHI4.2 附件及剖面图I平盖吊耳轩盖兀按比例文姑肘接朋匕低不按尢例再驱-JL :辭挣:騎爭；，:擁饨細剝？-：=:紳敲7:.-9 t tm-3墨昕讣!閒一目：童車gE 1京: W霸羽论应-紳和.财打钾卿谿?辫LB9赴率企H 予WW参考文献1 魏文德.有机化工原料大全，第1版.北京：化学工业出版社.1989： 287一2892 侯芙生.炼油工程师手册，第1版.北京：石油工业出版社.1995: 163一1643 韩秀山.吉化电石厂乙醛装置主要技术指标居国际先进水平.四川化工与蚀控制.2005：574 黄 璐，王保国.化工设计，2第1版.北京：化学工业出版社.2001: 2842925 陈敏恒，从德滋，方图南，等.化工原理.北京：化学工业出版社.1999： 941066 刘家祺.分离过程.北京：化学工业出版社.2002:56一597 罗传义，时景荣.试验设计与数据处理，第1版.2002:1一168 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计，第1版.天津：天津大学出版社.2002:134一1599 卢焕章.石油化工设计手册，第1版.北京：化学工业出版社.1982:9一3610 陈新志，蔡振云，胡望明.化工热力学.北京：化学工业出版社.2001: 109一11711 Daw C S，Law kins W F，Downing D J.Chaotic Characteristics Of a Complex Gas solids Flow.Phys Rev A.1990:1179118112 Fan L T，Hiraoka T H S，Walaw ender W P.Pressure Fluctuar Tion in a Fluidized Bed.AIChEJ.1981:38839613 Krystyna Nowinska，Donalita Dudko.Transition metal salts of heteropoly acids as palladium cocatalysts for Wacker oxidation of ethane.Applied Catalysis A:General.1997,159:7587附录符号意义单位Cp比热容KJ/(Kg oC)Re雷诺准数H溶解度系数H鼓泡塔床层高度mGLK总传热系数W/(m2 oC)a对流传热膜系数W/(m2 oC)HO清液层高度mH液相总传质单元高度mOLH气相总传质单元高度mOGM气相产物各组分的量Kmol/hRiMR气相产物总量Kmol/hX气相产物各组分的摩尔分数Rie液化率A传热面积m2Mt反应器气体入口总量Kmol/hMR反应器气体出口总量Kmol/hAt塔的截面积m2Vct塔内乙醛气体体积m3/h