液相糠醇的工艺设计

液相糠醇的工艺设计 6万吨/年液相糠醇的工艺设计 摘 要 本文写的是糠醛选择性催化加氢生产糠醇的工艺设计,其中涉及了生产流 程、绘制了带控制点的流程图。本文使用液相反应制取糠醇,反应采用了中压液 相加氢法,催化剂选用铜铬系催化剂,它使反应进行的更彻底并且提高了反应器 的效率、生产量增大、产品纯度高,适合在大型装置中使用。在设计中详细进行 了物料衡算和能量衡算,并进行了设备的选型。主要是对反应釜的设计选型,并 有详细的选型步骤。最后进行了经济核算、提出了生产中的环保问 题 快递公司问题件快递公司问题件货款处理关于圆的周长面积重点题型关于解方程组的题及答案关于南海问题 。 关键词:糠醛 催化加氢 工艺设计 工艺流程 设备选型 ABSTRACT This article was written for process design of furfuryl alcohol production. It is to use furfuryl selective catalytic hydrogenation. It involves the production process, mapped the flowchart of with control points. This paper used liquid reaction producing furfuryl alcohol, adopted medium voltage liquid hydrogenation catalyst method, choose copper chrome catalyst, it makes the reaction more thoroughly and improve the efficiency of production reactor, and more products, high purity, suitable for large devices. Of the design, I detailed material calculation and energy calculation, and the equipment selection. And I mainly designed the reaction kettle design models, and have the detailed selection steps. At last, put forward the economic accounting and environmental problem. Key words: furfuryl alcohol; catalytic hydrogenation; process design; process flow; equipment selection 第一章 文献综述 1.1文献综述 1.1.1国内外研究方法及现状 主要方法有气相法和液相法，阐述如下: (1)常压气相加氢制糠醇 以汽化的糠醛控制一定的空速与氢气流混合后通过装有催化剂的列管式固定床反应器，采用载体化合物类催化剂，其反应温度控制在120 ?左右，压力在 51.1×10 Pa左右，粗产物糠醇无色透明，糠醇含量可达到98%，单程转化率可得达到99%以上，产率一般可达到92%以上。气相加氢所采用的催化剂一般有两大类 [1]氧化物催化剂和合金类催化剂。前者活性温度相对高于后者。 (2)液相加氢制糠醇 一般采用夹套管式反应器，应用氧化物催化剂，反应温度可控制在200 -220 ?，压力为6.5-11MPa，糠醇含量可达到97%以上，单程转化率在98%以上。液相加氢所采用的催化剂一般有CuO-SiO(铜硅)催化剂、Cu-CrO(铜铬)催223化剂两大类，在反应活性温度方面，前者稍高于后者，选择性方面稍低于后者;但铜铬催化剂对环境的污染严重。 气相加氢工艺，使催化剂可以实现再生，从而延长其使用寿命，但产率稍低于液相加氢工艺，反应器的“高径比”较大且催化剂需进口;液相加氢工艺，工艺设备简单，温度易于控制，催化剂技术成熟，所以目前国内生产企业一般都选 [2]择液相加氢工艺。 (3)目前研究人员从事改进反应器技术研究创新 膜反应器比传统反应器具有副产物少、产品收率高等优势，被广泛用于加氢、脱氢、部分氧化等反应的研究。然而，膜反应器对糠醛加氢的研究几乎未见报道。方法具体如下: 糠醛催化加氢合成糠醇，采用沉淀法制备的Cu/MgOKO作为催化剂。膜反应22 器有双套管组成，采用分别进料的方式操作。即糠醛气化后由载气带入中心膜管催化床层内，而氢气则进入管壳层通过Pd-Cu合金膜渗透到反应区。 糠醇作为糠醛的下游产品消耗大量糠醛，因此，糠醇的生产与出口直接影响 [3]糠醛发展。 1(2我国生产和发展前景 目前我国糠醇生产量在全球占有很大比例，国内绝大多数厂家糠醇生产工艺技术都应用多年的高压液相加氢技术，且许多厂家仍都使用铜镍(合金类)催化剂。这些技术，一方面生产安全工艺技术 要求 对教师党员的评价套管和固井爆破片与爆破装置仓库管理基本要求三甲医院都需要复审吗 较高、且该催化剂不能再生;另一方面由于许多厂家对废催化剂的回收处理没有严格的处理技术，这对环境污染存在很大隐患。因此，国内应积极开发气相加氢制糠醇技术、并研发无毒或低毒催化剂，同时对废催化剂的回收处理应加强规范化管理;这无论从保护企业员工健康还是从环境保护角度去考虑，都应着力去思考并积极采取措施的。 我国虽引进了先进的气相加氢制糠醇的生产装置，但所需催化剂仍依赖进口，价格昂贵、寿命短;因此，应加大气相法加氢催化剂及其工艺过程的研究开发力度。目前生产中使用的气相加氢催化剂中含对人体有害的物质铬，且催化剂制备过程及使用后的废催化剂的处理对环境污染严重。因此，气相法加氢催化剂开发的方向应朝高转化率、高选择性，且对环境友好的不含铬催化剂方向发展。 [4]同时，应扩展糠醇深加工，技术进一步提高产品的竞争力。 1(3世界生产和发展前景 目前世界各国均采用糠醛催化加氢生产糠醇，其加氢方法有液相法和气相法两种。由于液相催化加氢反应温度、反应压力较高，以及物料返混，容易发生糠醛的深度加氢，因此副产物较多，消耗高;且生产自动化程度较低及高压加氢存在一定的安全隐患，产品质量不稳定、生产过程不稳定及转化率低，产品存放时间短;减压蒸馏放料过程中存在一定的安全隐患，而且所用铜铬氧化物催化剂随 [5]加氢产物排出不能再生。另外，气相法的反应温度较低，采用固定床列管式反应器，确保气流呈活塞流流动消除了返混现象，抑制二次加氢，减少了副反应的发生，而且催化剂和产物不同时排出，基本上消除了催化剂污染，由于气相法有这些优点，生产糠醇的方法开始由液相法向气相法过渡。 1.4前景展望 呋喃树脂早已被发现，但由于树脂酯化过程控制及固化速度较慢 ，工业化较酚醛树脂或氨基树脂要晚。 但呋喃树脂有许多突出性能， 合成过程比较简单，糠醇除用于生产呋喃树脂外，还用于多种有机物的合成，用途非常广泛。主要原料糠醛可从农副产品(玉米芯 、棉籽壳、甘蔗渣等) 获得，来源丰富，因此近年 发展报快，我国糠醇的生产和应用起步较晚，产品开发的水平低，因而原料糠醛 [6]80,出口。糠醛生产多为县级小厂，国外市场糠醛供求关系的变化对生产影响很大，因此立足国内发展糠醇的深加工，对建立呋喃化学联合企业有重要意义。 近年来随着糠醛工业的飞速发展, 促进了我国糠醇的生产, 出口量在不断扩大的同时, 也出现了起伏不平, 发展不稳的现象。1986年后，糠醇行业迅猛发展，以至现在糠醇行业竞争激烈;企业要想立于不败之地，就要从以下几方面改进: (1)根据国内目前生产糠醇采用的工艺技术现状，应积极开发糠醛加氢催化剂，特别是研究开发不含铬、镍的高效催化剂，改善目前采用铜铬催化剂制糠醇对环境的污染，同时可提高糠醇收率，降低消耗定额; (2)气相加氢法同液相加氢法相比，据国外技术报道还是有明显的优势，国内应在气相加氢制糠醇方面加深研究，并能使该技术在国内工业化; (3)对糠醇反应器的温度测量点在设计时，应增加对反应器底部、中部、顶部温度检测点，必须保证能检测到反应器在不同生产能力时的热点温度，这样便 [7]于控制夹套蒸汽压力及散热。 总而言之，糠醇生产的研究是对糠醇催化剂的开发研究，并逐步向气相法研究逼近。 第二章 工艺流程设计 2.1工艺流程 本设计所发生的反应为糠醛加氢制糠醇，采用间歇式生产方法，中压下反应，压力大约为7.0,7.5MPa，温度控制在150?,200?之间，催化剂采用常用的铜铬催化剂。 氢蒸水气汽 催化剂沉降冷凝反应 糠醛 蒸蒸 汽汽产品精馏 前馏分 图2-1 生产工艺流程 2.2影响工艺的因素 [8](1)催化剂比例的影响 催化剂的配比参数见 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 2-1 表2-1 催化剂配比参数 m(物料)?m(催化剂) 塔底最高温度/? 系统压力/MPa 备注 235 7.0 100?1.5 开车初期 215 7.3 100?1.1 正常开车 从表2-1的数据可以看出，开车初期的催化剂含量比正常开车时催化剂含量高36% ，塔底反应温度比正常温度高20?。开车初期塔底反应温度偏高的原因为:?与全塔反应有关; ?在高催化剂配比下，反应相当剧烈，放热量很大，导致温度迅速升高。 [9](2)开车初期反应过程分析 开车初期是糠醇生产的一个重要过程，除催化剂配比和压力是关键控制因素外，还应控制蒸汽、冷却水的应用。数据见表2-2，关系曲线见图1,图4 。 表2-2 开车反应数据 时间/min 塔顶温 塔底温 压力 进料速 备注 /MPa 度/? 度/? 度/(L/ min) 0 10 10 5.0 0.0 18 163 165 5.7 2.0 开始进料 26 168 170 5.8 2.0 33 170 150 7.2 2.0 44 171 158 7.5 2.0 52 174 175 7.6 0.0 停止进料 57 175 192 7.9 0.0 62 173 225 7.9 0.0 67 158 235 7.3 0.0 72 146 230 7.0 0.0 77 136 226 7.5 0.0 85 123 218 7.5 0.0 95 92 215 7.2 2.0 开始进料 106 89 212 7.0 2.0 127 188 208 7.4 2.0 从图1,图4 中可以看出: ?反应初期温度变化幅度相当大，而进入正常状况后温度波动幅度较小。 ?蒸汽预热只是激发反应的一个重要因素，在正常情况下，物料是在上部预热的。 ?当塔底温度达到最高点时，压力有明显的下降，说明此时反应最为剧烈。 [10](3)反应压力的影响 表2-2的数据是在放料前、后收集的，表中数据表明:压力下降，塔底反应温度将有一定幅度的下降，说明反应速率有所下降。这种现象验证了氢气压力与反应速度之间的关系:氢气分压增大，反应速率加快;在较低压力下，糠醛的转化率将下降。 表2-3 反应压力的影响 系统压力/MPa 塔底温度/ ? ΔT/? 7.5 220 0 6.5 215 5 (4)进料速度的影响 在正常生产情况下，进料速度决定了物料的停留时间，如表2-4所示。在开车初期，延长物料的停留时间，残留糠醛含量明显降低。而在正常生产情况下，停留时间不是主要影响因素。 表2-4 停留时间数据 进料速度 停留时 残留糠醛 塔底温 备注 (L/ min) 间(min) 质量分数(%) 度(?) 2.0 120 1.4 260 开车 2.0 140 0.7 230 开车 2.5 48 0.5 220 正常 2.0 59 0.3 221 正常 2.3 51 0.6 209 正常 2.0 59 0.4 215 正常 (5)结论 ?开车初期应间歇进料，第一次进料40kg，催化剂与物料的质量比采1.4:100;之后连续进料，降低催化剂配比，可保证生产平稳、安全的进行。 ?使用蒸汽的目的是给物料升温、保温与降温。开车初期开启蒸汽，使系统温度达到160?以上;正常情况下，可关闭蒸汽;反应器温度过高时，开启蒸汽可使物料相对降温。 ?正常操作中保证催化剂与物料的质量配比为1.1:100 ，加入过量催化剂会造成反应失控。 ?正常操作中保证氢气压力大于6.5MPa，考虑到反应器设计参数，采用7.0,7.5MPa的压力较为理想，但不能超过8.0MPa 。 ?进料速度在一个较窄的范围内(2,3L/min) 对糠醛转化率的影响很小。 [11]2.3精馏过程 粗产品在沉降池中沉降完成后，粗产品从池中泵入蒸馏釜加热，然后进入精馏塔，分离精馏糠醇，杂质进入前馏分中，产品进入贮料罐。一批产品精馏完成 后，抽出催化剂废渣进行处理回收。 第三章 工艺计算 3.1物料衡算 3.1.1反应釜物料衡算 生产能力:年产6万吨糠醇，一年按320天的工作时间计算，则 60000/320 = 187.5t/d，采用三班制。 基准:以生产1吨糠醇为基础计算 反应方程式: CHO (CHO)+ H=CHO(CHOH)+Q 432432 组分编号见表3-1 表3-1 组分编表 组分 糠醛 氢气 糠醇 催化剂 2 3 4 编号 1 分子量:糠醛=96;糠醇=98 此实验中糠醛的转化率为98%,糠醇的选择性为94%。 由此可计算得到糠醛的进料量: (m×98%×94%)/M= m/M 11 33 解得:m=1.0634吨 1 糠醛的输出量:m=mm×98%=0.0213吨 111—1 根据物料(m):催化剂(m)= 100:1.5，计算可得一吨糠醛需要的催化剂14 用量为: m/m=100/1.5 14 解得: m=0.0159吨 4 31吨产品中所用的H的体积为:V=260m (根据一般工厂的经验) 2 又由 pv=nRT 453得常温常压下:V= 10×8.314×298/(1.01×10)=245 m 2 3 输送氢气管道压力为2atm则:V=122.5 m 3 则氢气的输出量为:260-122.5=137.5m由反应时间和消耗时间确定，每批生产16吨糠醇，每天生产四批，并采用 两个反应釜。故每批进料为:1.0634×16/2=8.5t 则每批进料各物质的输入输出量: 输入:糠醛:m=1.0634×8.5=9.0389t 1 v=9.0389/12=0.7533t/h 1 3 氢气:V=260×8.5=2210m 2 3v=2210/12=184.17m/h 2 糠醇:m=0 3 催化剂:m=0.0159×8.5=0.1352t; 4 输出:糠醛:m=0.0213×8.5=0.1811t,v=0.1811/12=0.00151t/h 11 33 氢气:V=137.5×8.5=1168.75m,v=1168.75/=97.40m/h 22 糠醇:m=8.5t,v=8.5/12=0.7083t/h 33 催化剂:m=0.1352t 4 物料衡算时可以以每批进料量见表 3-2: 表3-2 物料进量 物质名称 输入 输出 0.7533 0.00151 糠醛/(t/h) 0 0.7083 糠醇/(t/h) 0.1352 0.1352 催化剂/t 3184.17 97.40 氢气/(m/h) [12]3.1.2沉降槽物料衡算 催化剂经过沉降槽几乎全部沉降分离出来，催化剂在沉降过程中会带出部分 有机物，有机物约占催化剂总重量的48%-56%，在这里我们取中间值52%，有机 物中约80%糠醇10%糠醛，在沉降槽中损失的糠醇为0.1352×52%×80% = 0.0562 t;在沉降槽中损失的糠醛为0.1352×52%×10%=0.00703t，上层清液中剩余糠 醛的质量0.1811-0.00703=0.1741t，上层清液中剩余糠醇的质量8.5-0.0562=8.4438t，见表3-3: 表3-3 沉降槽物料表 物质名称 输入 输出 8.5 8.4438 糠醇/t 0.1811 0.1741 糠醛/t 0.1352 0 催化剂/t 3.1.3精馏塔物料衡算 精制糠醇 精 馏沉降槽上清液 塔 残液 图3-1精馏塔物料衡算 上层清液经过精馏塔后精制成含量为98%的糠醇和糠醛为0.7%的溶液。物料衡算见表3-4: 表3-4 精馏塔进料 物质 进口物料流量t/h 塔顶出口物料流量t/h 塔釜出口物料流量t/h 0.6896 0.0141 糠醇 0.7037 0.001016 0.01349 糠醛 0.01451 3.2能量衡算 [13]3.2.1反应阶段能量衡算 按照目前的工艺指标生产每批糠醇催化剂用量为0.1352t左右，因此可以忽 略催化剂所带来的比热及密度所带来的变化，可以按照纯的糠醛计算。 混料加热阶段原料由常温25?加热到约100?，糠醛比热Cp=1.6 kJ/kg??，则生产每批产品原料需吸热: Q=m*C*(T-T) p21 36 =8.5×10×1.6×(100-25)=1.02×10kJ。 根据能量守恒原则，糠醛吸收的热量等于蒸汽放出的热量，蒸汽170?时的比热为C=4.386kJ/kg??，则蒸汽由170?到140?，用量为: p m = Q/C(T-T) p21 6=1.02×10/[4.386×(170-140)]=7752kg 170?时蒸汽对应压力为:792.6kPa 则 V=n*R*T/P 353 =(7752×10/18)×8.314×(273+170)/(7.926×10)=2002m 原料进入反应釜后由100?加热到150?，达到反应温度开始反应，反应剧烈放热，此时可以停止进料。随着温度的下降再进料，此时可以继续通入蒸汽使 [14]其带走一部分反应热，起冷凝的作用。 蒸汽由170?到150?，原料由100?到150?，整个过程原料需要吸热: Q= m*C*(T-T) 吸 p21 35=8.5×10×1.6×(150-100)=6.8×10 KJ 同理，吸热量等于放热量，蒸汽用量为: m= Q/C(T-T) p21 5=6.8×10/[4.386×(170 - 150)]=7752kg 同理，此过程蒸汽用量为: V=n*R*T/P 3=(7752/18)×8.314×(273+170)/792.6=2001m 当反应开始剧烈放热，可以保持通入蒸汽，具体的流量可以根据反应中途停止进料和蒸馏段用汽等实际情况而定。生产每批产品加氢段用蒸汽: 蒸汽140?混料加热段用气7752kg蒸汽170? 蒸汽170?蒸汽150?加氢段用气7752kg 图3-2 反应阶段能量衡算 3.2.2冷凝阶段能量衡算 水 25 ? 粗产品200?粗产品120?冷凝器 水 35 ? 图3-4能量衡算 仅计算加氢工段的冷却水。产品出口温度为:200?，经冷凝器冷凝到约120 ?，冷却水由常温25?上升到35?，生产每批产品用水的质量为: 36Q=C*m*?t=2.456×8.5×10×(200-120)=1.67×10KJ p 6m=Q/(C*?t)=(1.67×10)/((4.174×(35-25))=40000kg p 表3-5 水用量表 混料预热段 加氢反应段 水冷却段 33水蒸气 2002m 2001m 冷却水 0 0 40000kg 第四章 设备的设计和选型 4.1反应釜的工艺计算 4.1.1反应釜内筒和夹套的设计计算 [15](1)设备的公称体积 由反应时间和消耗时间确定，每批生产16吨糠醇，每天生产四批，并采用两个反应釜。故每批进料为:1.0634×16/2=8.5t。 3采用的糠醛为98.5%，故可忽略水的体积，密度为1.1594g/cm。则进料体 3 积可估算V=8.5/1.1594=7.3314mg 因为物料在反应过程中可能产生泡沫;所以取装料系数应取低值η=0.6。 3 设备容积V=ηV,V?13.33mg [16](2)确定内筒体和封头的直径 此反应物料为汽液相类型，取H/D=1.5 id 2V=(π/4)×D×H i 1/3Did= [4V/(π×η×H/Did)]=2.18m g 将Did圆整成 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 值2200 mm。封头取与内筒体相同直径，设封头为标准封 头，标准椭圆形封头长半轴与短半轴之比为2，即a/b = 2，而 a = 22/2 =11， 所以b=5.5，取直边长度h=40mm; i 32?.封头容积:V= (2/3)×(π/4)×D×h=0.101m《化工设备机械基础》 1ii ?.筒体容积: 3V= V+V ，V= V-V=13.33-0.101=13.229 m 122 1 22H = 4V/(D)=4×13.229/(3.14×2.2)=3.48m ,2i 取H=3500mm，故:H/D= 3500/2200=1.59，在所允许的范围之内。 id (3)选取夹套直径Dj 经查表知:D=D，200=2200，200=2400mm j i 夹套封头也采用标准椭圆形，并与夹套筒体取相同直径。 (4)确定夹套高度Hj 设夹套高度H等于料液高度(一般不低于料液高度)，则: j 22 H=4(V–V)/,D=4×(7.3314-0.101)/(3.14×2.2)=1.90 m j01i 圆整后取H=2000 mm j (5)求夹套传热面积 2?.筒体传热面积 A=,DH=3.14×2.2×2.0=13.816m 1ij ?.封头传热面积 22 A=0.35,D=0.35×3.14×2.4×2.4=6.33m 2i 2故夹套总传热面积:A=A+ A=13.816+6.33=20.146m。 1 2 4.1.2 内筒体及夹套的壁厚计算 [17](1)选择材料，确定设计压力 因醛醇具有较强的腐蚀性，工作时温度和压力的要求高，故选用Q235-A热 轧钢板为主体结构，用含硅量高的玻璃质釉喷涂在钢板表面，经920-960 ?多 t 次高温搪烧，这种材料即搪玻璃。经查表Q235-A在150 ?以下的许用应力[σ] =113MP，常温屈服极限σ=235MP。 asa 夹套为一内压容器，加热介质为100 ?常压蒸汽，其压力P为0.1013MP，1a 冷却介质为常压温水，其压力为0.116MP，同时考虑到液体流动阻力损失要产生a 压力降，以及操作中可能出现的特殊情况，取其设计压力P=0.2MP。 ja 内筒体和底封头既受内压又受外压的作用，外压取P=0.3MP。釜内最低温度aT为25 ?，最高T为160 ?，则P= PT/T= 0.1013×(273.15 + 25)/(273.15 21气 121 3 + 160)=0.0697MPa釜内物料的平均密度1128.5 Kg/m，P=бgH= 1128.5×9.8 液 4 ×1.286=0.0142MP所以内筒体的设计压力Pc=P-(P+P)=0.3-(0.0697+ a。气液0.0142)=0.2161MP由于釜内要剧烈搅拌会产生震荡，同时考虑一些意外因素a， 取压力Pc=0.3MP。a [18](2)夹套筒体和夹套封头壁厚计算 夹套筒体计算壁厚: tδ=PD/(2[σ]ф–Pc) j jj 夹套采用双面焊，局部探伤检查，经查知焊缝系数ф=0.85，则 δ=0.20×2400/(2×113×0.85-0.2)=2.50mm j 取钢板厚度负偏差C=0.6毫米，腐蚀余量C=2mm，故厚度附加量 1 2 C = C+C=2.6mm根据钢板规格取夹套筒体名义厚度δ=6 mm。 12 nj 夹套封头计算壁厚δ为: kj tδ= PD/(2[σ]ф-0.5P)=0.2×2400/(2×113×0.85-0.5×0.2)=2.5mmkj jjj 同样取厚度附加量C=2.6mm，确定夹套封头厚度与夹套筒体壁厚相同。 (3)内筒体壁厚计算 ?.按承受0.3MP内压计算 a 焊缝系数同夹套，取ф=0.85，则内筒体计算壁厚: tδ = PcD/(2[σ]ф–Pc) i =0.3×2400/(2×113×0.85-0.3)=3.754mm ?.按承受0.2MP外压计算 a 设内筒体名义厚度δ=7mm，取C=0.6mm，因筒体内衬防腐材料，故腐蚀余n 1 量可取的小一些，令C=1mm，则C=1.6mm 2 有效厚度:δ=δ–C=7-1.6=5.4 mm; en 内筒体外径:D=D，2δ=2200，2×7=2214 mm 0in 内筒体计算长度:L=H=2000mm j 则:L/D=2000/2214=0.9;D/δ=2214/5.4=410 00e 经查图得:A =0.00018，再根据对应材料查外压圆筒厚度计算图，得:B = 25MPa 此时，许用外压为[P]=Bδ/D=25×5.4/2214=0.06MP<0.2MP e0aa 因此，取δ=7mm不能满足内筒体稳定性要求再做假设δ=10mm， en 则δ=10-1.6=8.4mm，D=2220，L=2000 mm e 0 L/D=2000/2220=0.9，D/δ=2220/8.4=264 00e 经查得:A=0.0005，B=68MP a 所以 [P]=Bδ/D=68×8.4/2220=0.26MP>0.2MPe0aa 故取内筒体壁厚δ=10mm可以满足设计要求。 n (4)内筒体封头壁厚计算 考虑到加工制造方便 ，取封头与筒体等厚，即取封头名义厚度δ=10mm，nk按内压计算肯定是满足强度要求的，下边仅按封头受外压情况进行校核。 封头有效厚度δ=10-1.6=8.4mm，椭圆型封头的当量球壳内半径R=KD= 0.9 eiii×2200=1980mm(标准椭圆型封头形状系数K=0.9)。所以 i A=0.125/(R/δ)= 0.125×(8.4/1980)=0.00053。 je 查图得B=73MP则[P]=B /(R/δ)=(73×8.4)/1980=0.31MP>0.3MP故封头a，ieaa，壁厚取10 mm可以满足稳定性要求。 (5)水压试验校核 ?.试验压力 内筒试验压力取P=P+0.1=0.3+0.1=0.4MPa; TC 夹套试验压力取P=P+0.1=0.2+0.1=0.3MPa TC ?.内压试验校核 内筒筒体应力σ=P(Di+δe)/(2δeф) TiT =0.4×(2200+8.4)/(2×8.4×0.85)= 61.86MPa 夹套通体应力σ=P(Di+δe)/(2δeф) TiTjj =0.3(2400+3.4)/(2×3.4×0.85)=124.74MPa 而0.9σ=0.9×235=211.5MPa，故内筒和夹套筒体均满足水压试验室的应力s 要求。 4.2支座的选择 因夹套的温度较高，故需外加保温，因而选B型耳式支座。 经应器重量及支座处弯矩计算，选取支座B4JB/T 4725-92。 4.3开孔补强 最大的开孔为人孔，选择圆形回转盖快开人孔，标记为:人孔PN6,DN400， [21]JB579-79。筒节δ=6mm，补强计算如下(采用等面积补强法)。 nt 由《化工设备机械基础》得: 开孔直径:d=400+2×2=404mm(C=2mm) 封头因开孔削弱所需补强面积为:A=dδ+2δδ(1-f) tetr 注:δ—壳体开孔处的计算厚度;δ—接管名义厚度;δ-壳体的有效厚tntet 度;C—厚度附加量;f—强度削弱系数，等于设计温度下接管材料许用应力之r 比;f=1。 r tδ= PcD/(2[σ]ф–Pc) ti =(0.3×2400)/(2×113×0.85-0.3)=3.75mm 2 故 A=dδ=404×3.75=1516mmt 1/21/2有效高度:h=(dδ)=(404×6)=49.23 mm; nt 有效宽度:B=2d=2×404=808mm 在有效补强区内，罐体承受内压所需设计厚度之外的多余金属面积: A=(B–d)×(δ–δ)–2(δ–C) ×(δ–δ) ×(1-f) 1etntetr 经查取f=1， r A=(B–d)×(δ–δ) 1et 22=808-404)×(8.4-3.75)=1878.6 mm>1516mm 所以开孔不需另行补强。 4.4接管及其法兰选择 经查材料、表得: 冷却水和加热蒸汽进口接管采用ф25×3.5无缝钢管，法兰采用板式平焊法 [22]兰PN=1.0MP，DN=25mm。 a 温度计接管采用ф25×4无缝钢管，法兰采用PN1.0MP，DN25。 a 压料管采用ф57×3.5无缝钢管，法兰采用PN1.0MP，DN50，压料管套管采a用ф108×4无缝钢管，法兰采用PN1.0MP，DN100。 a 进料管采用ф40×3.5无缝钢管，法兰采用PN1.0MP，DN40，放料管采用aф60×3.5无缝钢管，法兰采用PN1.0MP，DN60。 a 4.5搅拌轴、搅拌器及传动装置的设计和选择 (1)搅拌轴计算 [23]搅拌轴计算(初步选取推进式搅拌器，搅拌速率80 r/min) 液体单位体积的搅拌功率: 由《化工设备机械基础》表9-2得: 3 P=0.09HP/m 3 =0.09×735.499=66.20W/m(1HP=735.49W) 2Vg=π×D×Hij 3=3.14×2.2×2.2×1.82=27.66m 所以总搅拌功率P=P×Vg=66.20×27.66=1.831KW t4轴材料选用45号钢，许用应力[σ]=30 MP剪切弹性模量G=8.1×10MP许ana 0用扭角[θ]=0.5/m; ?.从强度考虑 由《化工设备设计全书》中《化工容器》计算轴径 TQ=9549*N/n=9549×1.831/80=219N?m WP=TQ/(0.5[σ]t), WP=3.14d3/16 所以，d=(16×219/(3.14×0.5×30×106))1/3=0.0421m=42.1mm ?.从刚度考虑 由《化工设备设计全书》中《化工容器》计算轴径 D>=B*(N/n)1/4(查表5-12得B=10([θ]=0.50/m)) =10×(1.831×103/80)1/4=22mm 轴上因开有键槽等会引起横截面局部削弱，因此轴的直径应按计算直径给予适当增大。参考公称直径系列，取d=50mm。 搅拌器的选择 (2) 根据工艺要求，搅拌器选用直径700mm，轴径50 mm的推进式搅拌器，标记符号为搅拌器700-50，HG5-220-65。 (3)电机选择 传动效率包括减速器，连轴器和密封装置处的效率。设整个系统的总效率为0.95，则电机功率为P=1.831/0.95=1.93 KW，参考电机系列，取电机功率为2KW。根据工作环境及与减速器的连接形式，可选用Y90L-4，V1型安装形式的电动机。 [24](4)减速器选择 Y90L-4型电机同步转速1500 r/min，满载时转速1400 r/min，则减速比I = 1400,1500/80 = 17.5,18.75，按减速器标准系列取I=18;输出轴径取50mm。由《化工设备设计基础》表8-12，选用单极摆线针轮减速器，输出轴头型式为夹克型，即选用BLD1.5-2-18Q。 4.6换热器的设计选型 (1)产品冷凝段 [25]?.初选换热器的型号规格 当不计热损失时，换热器的热负荷: 6 Q=1.67×10/(12×3600)=38.66KW 逆流操作时，则: ?t=(?t-?t)/?(?t/?t) 1212 =[(200-45)-(120-25)]/ ?(155/95) =122? 初估ф值:R=(T-T)/(t-t)=4 1221 P=(t-t)/(T-t)=0.14 2111 由《化工原理》 上册 三年级上册必备古诗语文八年级上册教案下载人教社三年级上册数学 pdf四年级上册口算下载三年级数学教材上册pdf 图4-22(a)查得校正系数ф=0.95 ?t=ф×?t=116? 逆 查表4-8，初步估计传热系数: 2K=460W/m?? 估 A=Q/(?t×K) 估逆估 62=1.67×10/(116×460)=31.30 m 由于两流体温差较大，同时为了便于清洗，参照《化工原理》附录中的换 热器标准，初步选定BES-500-1.6-50-4.5/25-2I型浮头式内导流换热器。有关参 [26]数见表4-1。 表4-1:换热器参数 公称直径DN/mm 500 管子尺寸/mm Ф25×2 2公称面积/m 50 管子排列方式 正方形错列 2管程数n 2 换热面积/m 42.8 管数N 124 换热管长度/m 4.5 T [27]?.计算传热面积 设K=, 计 6-50.8=[(0.023×5.3)/0.2]×[(0.02×16×10)/12×3600×80.07×10] -50.42×[(4.174×80.07×10)/5.3]=476 W/m?? 62A=1.67×10/(116×476)=31m 计 K> K，A<42.8 计估计 核算表明所选的换热器的规格是可用的。 第五章 车间布置 [28],.,车间布置 车间布置必须采取三重安全措施从操作安全的角度来看，可划分为一次危险和次生危险两种。 一次危险是设备或系统内潜在着发生火灾或爆炸的危险，但在正常操作状况下，不会危害人身安全或设备完好。 次生危险是指由于一次危险而引起的危险，它会直接危害到人身安全、设备毁坏和建筑物的倒塌等。例如，在此图中为了防止设备或系统内潜在发生火灾或爆炸的危险，使维修间尽可能靠近生产区，而且，生活区远离生产区，防止危险的发生。 车间布置的三重安全措施是根据有关防火、防爆规范的规定，首先预防一次危险引起的次生危险，其次是一旦发生危险，则尽可能限制其危害程度和范围，第三是次生危险发生以后，能为及时抢救和安全疏散提供方便条件，如安全梯通 [29]道等。 生活区应远离生产区，防止生产区生产时产生的污染危害人类身体健康。维 [30]修间尽可能靠近生产区，以方便维修。 车间布置设计三废处理区，三废处理区靠近生产区，将生产产生的废水、废 [31]气、废渣进行处理。 ,.,车间平面立面布置图 三废处理泵房车 库锅炉房 生产区门岗配电室行 政东 楼控制室维修间门 成品区 生活区回收车间门 南门岗 第六章 带控制点的工艺流程 [32]6.1带控制点的工艺流程 1931年美国化学家Ad skins以亚铬酸铜为催化剂首次实现了糠醛加氢生成糠醇这一反应，并且发现了副产物主要是呋喃环和醛基深度加氢的产物，改变反应温度和催化反应条件均可以提高产物的选择性。 首先，糠醛与一定量的铜铬催化剂在混料罐中混合并加热到100?，然后经由泵经计量罐泵送到反应釜中，原料进入反应釜后先加热到150?，此时通入氢气开始反应，反应过程中氢气的压力逐渐减小，持续通入氢气当压力不再减小时 [33]反应结束。产品糠醇和未反应的氢气进入分离器，从分离器出来的氢气进行循 [34]环利用。 在整个反应过程中，加热均采用蒸汽加热，温度170?，压力大约为0.796MPa，在反应釜中蒸汽在开始时加热原料，当达到预计温度时，由于反应剧烈放热此时可以继续通入蒸汽，这时蒸汽可以起到冷凝的作用带走一部分反应 [35]热，可以将这部分蒸汽用于精馏加热，以便节约能源。 6.2带控制点的工艺流程图 第七章 厂区平面布置 7.1厂区布置的基本任务 7.1.1工厂总平面图布置 工厂总平面图布置是指厂区范围内的车间、仓库、运输线路、管道及其他建筑物的空间总体配置。 7.1.2主要任务 主要任务是把整个企业作为一个系统，根据厂区地形和生产工艺流程要求，统筹兼顾，全面安排企业内各建筑物的位置，以利于生产的正常进行和经济效果的提高。 其总目标为:单一的流向，最短的距离，最大的利用空间，满足生产、运输、动力、环保、安全及建筑工程的经济、美观和适用等多方面要求。 工厂总平面图布置将长期影响企业的生产经济效果。 7.2厂区布置的基本要求 7.2.1布置要求 合理的布置要满足: ?生产过程的要求。将辅助车间、材料库尽可能布置在接近其所服务的主要车间;按照生产性质、工艺流程、动力需要、货运方向和人行线路等要求，把一些同类车间和设施布置在一个地段内; ?运输的要求。使货物运转线路尽可能为直线，运输距离最短，并减少运输线路和工程管道的交叉点; ?动力供应和上下水连接的要求; ?地形、地质、气候等自然条件的要求; ?建筑经济要求。尽可能避免建筑大量小型厂房; ?防火、通风、采光、绿化、卫生和环境保护等要求; ?企业远景发展的要求。 7.3厂区布置平面图 第八章 环境保护与安全措施 [36]8.1三废处理 糠醇生产过程主要是催化剂的处理问题，催化剂不能再生，所以产生废渣，废渣的处理一般有填埋法和焚烧法，根据所使用的催化剂选用填埋法;换热过程所用的水由下水系统排放。 8.2人身安全 [37]除了三废的处理，化工厂中人身安全是最重要的。 (1)尽量避免生产人员接触有害物料 由于使用保护生产人员的防护服及器材，在使用中常造成使用人员不舒服或 [38]不方便，操作人员抗拒使用。故在系统设计中考虑增加一些特别的措施来减少使用防护服的需要。若无法达到这点，则须让生产人员一起对系统进行评估，选 [39]择人身保护器材。采用的防护服及器材，不但要符合技术要求对生产人员提供必要的保护，而且要简单，可以舒服地使用。 [40](2)饮用水 工厂的饮水系统必须完全和其它水系统分开，否则化学物质及其它污染物可能通过管线或者倒流而从其它系统进入饮水系统。在设计化工厂的水系统时，必须分别设置工厂水的中间水箱或水池以及人的饮用水箱。给工厂供水的管道和工厂水中间储罐或水池顶部的距离至少有两倍的管径空间。 参考文献 [1] 张跃. 精细化工生产流程图解[M]. 第一版. 北京:化学工业出版社，1997 [2] 王大全. 精细化工生产流程图解. 化学工业出版社，1997 [3] 魏文德. 有机化工原料大全[M].(第一卷). 北京:化学工业出版社，1989 [4] 郭年祥. 化工过程及设备[M]. 第一版. 浙江:冶金工业出版社，2003 [5] 潘国昌. 化工设备设计[M]. 第二版. 北京:清华大学出版社，1996 [6] 崔克清. 化工过程及安全工程[M]. 第一版. 北京:化学工业出版社，2002 [7] 王红林，陈砺. 化工设计[M]. 第二版. 上海:华南理工大学出版社，2001 [8] 陈声宗，化工设计[M]. 第二版. 北京:化学工业出版社，2008 [9] 娄爱娟，吴志泉，吴叙美. 第一版. 上海:华东理工大学出版社，2002 [10] 谭天恩等. 化工原理[M]. 上册. 第一版. 北京:化学工业出版社，1984 [11] 谭天恩等. 化工原理[M]. 下册. 第一版. 北京:化学工业出版社，1984 刁玉玮，王立业，俞健良. 化工设备机械基础[M]. 第六版. 大连:大连理工出版社，[12] 2006 [13] 《化学工程手册》编委会. 化学工程手册[M]. 第一版. 北京:化学工业出版社，1982 [14] 张振广，解红梅，任雁. 高压液相加氢法生产糠醇工艺技术创新[J]. 2007，第30卷第 5期:51-53 [15] 田学浩. 糠醇生产工艺技术分析[J]. 2009，第28卷第3期:89-91 [16] 818440.Allen A.Kozinski.Furfuryl Alcohol Production Process[p].U.S.4185022. 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