主页 > 案例大全 > 论文方法大全-年产9.5万吨乙醇车间设计

论文方法大全-年产9.5万吨乙醇车间设计

2021-04-05 15:23:23

  乙醇是一种特别重要的有机化工原材料,在我国的国民经济中扮演了十分重要的角色。随着我国对乙醇汽油的积极支持和推广,我国经济社会对乙醇的需求大幅度上升。为了能够满足国民经济日益增长的乙醇需求,本次毕业设计开展的是9.5万t/年的乙醇生产项目。

  本次毕业设计将主要在工艺论证,物料衡算、热量衡算、经济核算和安全与环保评估等方面开展。本次毕业设计坚持技术先进、材料易得、经济实惠、绿色环保和符合中国国情等原则,使用焦炉煤气为原料,在低压条件下使用合成塔制备乙醇,双塔精馏工艺精制乙醇。除此外,本设计将严格控制废气、废水和废物的排放,充分利用废热,降低能源消耗,坚决保障人员安全与环境安全。

  1.1.1目的

  石油是一种不可再生的能源,且我国的石油资源短缺,对外部的依赖程度非常高,能源安全已经成为我们必须面对的的问题;我国机动车尾气污染非常严重,许多地区雾霾频发,严重影响了人民的身体健康,乙醇汽油可有效的降低汽车尾气的排放,对于减少大气污染有非常明显的成果[1]。因此,寻求石油的替代能源,发展乙醇工业已经成为我国国家安全与经济发展的关键。众所周知,煤炭资源在世界化石能源储量中占有十分重要的地位,同时煤炭也是我国储量最大化石能源,并且我国的通过煤炭制取乙醇的技术已经十分成熟,因此本此设计采用煤制乙醇的方法,以最新的科研成果和实际经验为依据,通过文献检索,收集资料,调查研究,综合分析等方法,贯彻节省投资,重视先进技术,降低工程造价等指导思想,从降低原料消耗和节约能源,创造较高的经济效益等角度出发,以“工艺先进、技术可靠、系统科学、经济合理、安全环保”为原则,同时注重“三废”的治理和综合利用副产物,充分重视环境保护和污染防治,设计了一座年产9.5万吨乙醇的生产车间。

  1.2产品性质和用途

  1.2.1物理性质

  乙醇(CH3CH2OH)是一种具有易于挥发、具有特殊香气的液体,是醇类的一种,也是酒的主要组成成份,因此又称酒精,是一种绿色环保的可再生物质。乙醇是易燃物质,在日常生活中经常作为燃料使用,例如酒精灯和混合燃料汽车等[2];乙醇也是一种性质稳定的溶剂,有机物甚至无机物可以很好地溶解溶解在乙醇中,因此一般都使用乙醇作为溶剂去溶解植物中的色素或者中药中的药用成分;乙醇也是一种良好的消毒剂,在医学消毒中发挥了极其重要的作用。

  1.2.2化学性质

  乙醇具有一定酸性,但是极其的微弱,它的pKa=15.9,与水十分的接近,不能与碱发生中和反应,也不能使酸碱指示剂例如石蕊变色,因此乙醇并不能算作是一种酸。

  1.2.3药理作用

  乙醇溶液被广泛用于医用消毒,尤其在新冠肺炎疫情中发挥了巨大的作用。由于酒精的分子具备很强的渗透能力,所以它能特别容易的把细菌表面的膜穿透,进入到细菌的内部,然后使细菌蛋白质失活,让细菌丧失生命基础从而杀死细菌。体积分数为95%的酒精可以用来器械消毒;因为体积分数为75%的酒精在常温条件下可以杀死大肠杆菌等绝大部分细菌,因此体积分数为75%的酒精通常用来杀菌消毒[3]。由于酒精的良好溶解性能,乙醇经常常用来溶解中药中的有效成分。

  1.2.4燃料

  由于石油储量的急剧下降,我们需要寻找一种可以燃烧的替代品,乙醇作为一种环保清洁的可再生燃料成为替代石油燃料的首选。我国的乙醇汽油是90%的汽油夹杂10%乙醇混合制成。这种混合汽油可以有效的减少CO和SO2等废气的排放,也不会对汽车性能造成重大影响[4],因此大力发展乙醇汽油是目前我国发展可再生能源的重点,具有十分特殊的意义。

  1.3乙醇发展现状

  截止到目前为止,乙醇的生产方法主要有四种[5]:

  ①以粮食为原料的发酵法。

  ②以石油气为原料的乙烯水合法。

  ③以电石为原料的乙醛加氢法。

  ④以合成气为原料的合成法。

  这四类制造方法的经济技术指标如图所示。

  表1-1乙醇生产方法消耗比较

  原料粮食合成气石油气电石

  生产方法发酵法合成法乙烯水合法乙醛加氢法

  产品成本100 10 20 50

  动力消耗100 400 450 1200

  基建费用100 40 40 70

  劳动生产率100 5000 5400 700

  通过表格我们可以分析出,尽管以合成气为原料的合成气法的动力消耗是发酵法的动力消耗的4倍多,但是基建费用是发酵法的2/5,产品成本是发酵法的1/10,而劳动生产率比发酵法多50倍。以电石为原料的乙醛加氢法的劳动生产率是发酵法的7倍,然而动力消耗却十分的巨大[6]。乙烯水合法和合成气法在数据上比较,两种方法的成本和效益是类似的,但是乙烯水合法是以石油气为原料。

  据了解,发酵法是世界生产乙醇的最主要方法,约占全球乙醇总产量的90%。但是这种方法需要消耗大量的粮食,例如甘蔗、玉米和小麦等。除此以外,发酵法还会排放大量废液,和废渣,对环境十分的不友好。我国是一个富煤贫油的国家,如果将煤转化为合成气,然后使用合成气制备乙醇是最符合我国国情的一条技术路线。

  秉持“不与粮争地,不与民争粮”的基本原则和“绿色化学”的基本要求以及国家能源经济安全的需要,本设计的制备乙醇的方法选用合成气法。

  1.4合成气制备乙醇的原理和工艺

  1.4.1原理

  合成气制备乙醇的主要反应为:

  2CO2+6H2→CH3CH2OH+3H2O

  2CO+4H2→CH3CH2OH+H2O

  由方程式可知,合成乙醇时CO2和H2的摩尔比为1:3,CO和H2的摩尔比为1:2,当CO和CO2同时存在的时候,H2和COx的摩尔比为f=H2/(CO/CO2)=2.05~2.15。为了提高乙醇制备反应的反应速率,我们需要在一定程度上提高反应温度,但是会引发一系列不需要的的副反应的发生。此时我们需要选择一种合适的催化剂,促进反应向合成乙醇而不是产生副产物的方向进行[7]。

  通过反应方程式分析可知,合成气合成乙醇的反应是摩尔数变小的反应,因此我们可以通过增加压力的方式促进反应正向进行。综上所述,该反应应该在比较低的温度、比较高的压力和比较高的H2/COx比例下进行。但是过高的H2/COx比例会使得H2浪费,太高的压力也会使设备造成巨大的损害,这样是得不偿失的。

  目前通用的乙醇制备条件是:压力的范围是3~10MPa,温度的范围是250~300℃,H2/COx的比例范围是3~5,空速为6000~12000h-1。通过大量研究和实际使用发现,低压和10MPa的中压条件更能适应市场经济的需要[8]。

  1.4.2乙醇合成的工艺流程

  乙醇的合成工艺可以分为主要的四个步骤:

  (1)原料气的制备和净化。

  (2)压缩。

  (3)合成。

  (4)蒸馏。

  第二章工艺流程的选择

  2.1工艺流程图

  图2-1工艺流程图

  2.2原料气制备和净化

  本着可持续发展的政策和绿色化学的发展理念,本次毕业设计使用焦炉煤气为原材料,从而充分利用炼焦产生的废气,也从源头上遏制了污染的发生。

  在制备乙醇的工艺流程中,需要严格控制原料气的纯度,我们需要把最开始的原料气进行净化才能进一步制备乙醇。因为原料气中含有许多其他成分会对反应造成影响,除了各种各类的硫化物和氨化物外,还有焦油、苯和各种氯化物杂质[9]。表2-1为一般水煤气杂质组成成分及其含量。

  表2-1水煤气中杂质的含量

  名称焦油有机硫硫化氢苯萘COS CS2氢噻吩类

  杂质含量80-120 250 200 2000-5000 300 100 80-100 300 20-50

  在制备乙醇反应的过程中催化剂的活性会被原料气杂质中的焦油、苯、萘以及其他各种不饱和类烯烃严重影响,同时各种硫化物也会使催化剂永久失活。因此是否能够彻底摆脱水煤气中的杂质直接决定着乙醇的制备是否能够成功。

  去除原料气中杂质的主要步骤如下:冷凝、电捕焦油、除氨、除苯和回收

  焦油脱除:将原料气通入气液分离器中,把焦油和氨水分离出去,然后将原料气通入初冷器,使用循环水将水煤气温度降低,之后把冷却后的水煤气通入到鼓风机中对水煤气进行加压后,使用电捕焦油器对水煤气进行脱除工序。

  氨的脱除:使用硫酸将原料气中的氨中和,从而达到除氨的目的

  苯萘脱除:经过脱氨后的原料气先通入到冷却器中进行冷却,然后通入串联的多台洗苯塔进行洗油和除苯。最后含苯的油被送到苯蒸馏工序里,苯就可以被提取出来。

  硫的脱除:硫的去除是净化工程中的难点重点,进行完脱苯的原料气压缩至2MPa后才能进入该工序。硫杂质分为无机硫和有机硫,其中无机硫可以通过湿法脱硫去除,然而绝大部分有机硫只能通过干法脱除。

  干法脱硫主要有以下4种方式:吸收法、热解法、水解法和加氢转化法[10]。目前世界上比较常用的的干法脱硫方式是水解法脱硫和加氢转化法除硫两种方式。

  水解法:因为乙烷副反应是强放热反应,为了避免其发生,需要在中低温的条件下进行,但是水解反应催化剂的活性随温度的升高和含氧量的增加而急速下降。该催化剂对COS、CS2水解效果十分明显,但是对水煤气中的硫醚、硫醇等物质基本无任何效果,这是水解法脱除有机硫的最大缺陷。焦炉煤气经过湿法脱硫后可以出去绝大部分的含硫物质、H2S和少量的有机硫。但是硫醚和硫醇等稳定性高的有机硫则很难除掉,我们需要利用加氢转化法把硫醚和硫醇等稳定性高的有机硫转化为无机硫后进行再次除硫工序,最终达到除硫的目的。

  加氢转化法:经常使用的加氢转化法的催化剂有非常多的类型,例如钴钼催化剂、铁钼催化剂和镍钼催化剂等等。该转化法中的H2都是由焦炉煤气提供。经过大量的实践证明,我们可以采取铁钼+镍钼两级加氢、铁锰+氧化锌两级吸收的方法进行焦炉煤气中的有机硫净化。操作环境为350℃、2.3MPa。该流程具体操作步骤为:铁钼加氢转化→铁锰粗脱硫→镍钼加氢转化→氧化锌精脱硫。

  首先进行一级加氢转化,使用铁钼加氢催化剂进行,因为该催化剂的活性比较低,反应也很平缓,从而能够避免因为反应过于激烈造成的催化剂床层剧烈升温。转化完成后使用硫容比较低的铁锰催化剂将转化的H2S脱除后进行二级加氢转化,即用高活性、高转化率的镍钼催化剂[11]。最后使用硫容很高的氧化锌催化剂再次除硫,保证原料气中的硫体积分数≤0.1*10-6。此时不饱和烃通过加氢反应已经转化为了饱和烃,因此原料气中的杂质含量已经可以满足后续反应对于杂质浓度的要求。该过程的主要反应:

  C4H4S(噻吩)+4H2→C4H10+H2S

  R-SH(硫醇)+H2→RH+H2S

  R1-S-R2(硫醚)+2H2→R1H+R2H+H2S

  COS+H2→CO+H2S

  COS+H2O→CO2+H2S

  CS2+4H2→CH4+2H2S

  C2H4+H2→C2H6

  C2H6+2H2→C2H6

  O2+2H2→H2O

  MnO+H2S→MnS+H2O

  Fe3O4+3H2S+H2→FeS+4H2O

  ZnO+H2S→ZnS+H2O

  2.3转化工序

  在水煤气中,除了含有一些氢气、一氧化碳和二氧化碳等气体杂质以外,还有将近30%的各种烃类,水煤气的组成成分如下

  表2-2水煤气的组成

  组分H2 CO CO2 CH4烃类N2 O2

  体积分数%54.0-59.0 5.0-8.0 2.0-4.0 23.0-27.0 2.0-3.0 3.0-6.0 0.2-0.4

  在车间设计的过程中,这些物质必须得转化成有效成分,然后再加以利用。水煤气经过湿法脱硫和精脱硫以后,进入转化工段的水煤气中的乙烷体积分数大概范围是25%-27%。在制备乙醇的反应过程中,甲烷和烃类都不参与反应,他们都充当惰性气体的角色,在合成的气体中往复循环。水煤气制备乙醇的最重要的一点是考虑如何把水煤气中占了将近30%的烷烃都转变为有效的合成气成分,大幅度提高合成效率,尽最大可能的降低不参加合成反应的气体成分,大量减少合成乙醇反应过程中的循环气体体积,降低单位乙醇的产量功耗。

  目前世界上主要有三种工艺将水煤气的烷烃进行转化重整[12]:

  ①蒸汽转化工艺

  该转化工艺的主要反应为:

  CH4+H2O→CO+3H2

  通过文献可知,此反应为吸热反应,因此提高反应温度可以促进反应向生成一氧化碳和氢气的方向进行。在这个反应中需要提供大量热量,反应管需要使用耐高温的镍铬不锈钢材质,同时转化炉喷嘴非常多,结构十分复杂,不但制造要求高,而且造价十分高。因此工业上水煤气的烷烃转化重整过程不使用蒸汽转化工艺的方式进行。

  ②纯氧非催化部分氧化转化工艺

  在这个转化工艺中,主要分为两个阶段,

  第一阶段:甲烷、氢气和一氧化碳的燃烧放热反应

  第二阶段:甲烷转化成氢气和一氧化碳的阶段,这是整个工艺的控制步骤,反应式为:

  CH4+H2O→CO+3H2

  在合成乙醇的过程中,要求新鲜合成气中CH4的体积分数低于0.4%,由于甲烷的转化反应是吸热反应,其转化温度必须在1200℃之上,在此次转化过程中循环气中的惰性气含量十分低,对于节能减排十分有利,同时不需要催化剂催化,转化之前也不需要对水煤气进行再一次的脱硫净化,因为在1200℃的高温下,各种有机硫全部裂解为H2S和COS。对比于高消耗和高价格的干法加氢转化脱硫来说,本转化工艺大大简化了脱硫工艺的过程,具有精度高、成本低、污染小等特点,是未来的水煤气净化的发展方向。

  但是这个转化工艺也有许多的不足,例如在转化气得净化过程中必须得同时脱碳,这样就会造成原料气在乙醇合成时碳的严重不足,消耗的原料会增加三成以上。高温也会使得设备损坏加速,极大地减少了设备的使用寿命。因而我们也不使用纯氧非催化氧化转化工艺对合成气的杂质进行转化。

  ③纯氧催化部分氧化转化工艺

  该转化工艺是将夹杂着蒸汽的原料气通入到催化部分氧化转化炉烧嘴中,然后再把经过预热的氧气也通入到烧嘴中,这两种气体在充分混合均匀后点燃喷出,二者进行部分燃烧反应,然后通入到镍催化剂床层中,在镍催化剂的催化下开始发生反应,最后将反应后的气体回收送去合成工段。以下三个反应是该过程的主要反应的方程式:

  H2+O2→2H2O

  CH4+H2O→CO+3H2

  CH4+CO2→2CO+2H2

  该转化工艺与非催化部分氧化相比较来说,纯氧催化部分氧化转化工艺具有原料消耗小、设备结构简单和设备造价低等优点,是目前国际社会上普遍被使用的烷烃转化方案。因此,本毕业设计的烷烃进行转化工程采用纯氧催化部分氧化转化工艺方式进行。

  无论是哪种转化方式,不可避免的一个过程都是让水煤气和氧气在烧嘴中进行混合反应,而且烧嘴还要保证能够形成适宜的流场,从而能够保证合适的温度分布。因此,显而易见烧嘴是该过程中的地位最重要的设备,烧嘴设计是纯氧催化部分氧化转化工艺的最核心技术[13]。

  以下是该工艺的流程图:

  图2-2工艺流程图

  2.4压缩工段

  原料气通入到出口压力为3~10MPa蒸汽透平驱动的二合一机组中进行压缩工序。

  2.5乙醇合成

  2.5.1工艺选择

  一般广泛可行的乙醇合成工艺的合成压力有高压法和低压法两种选择。由于高压法的压力要高于30MPa,对于设备的要求十分大,而且能耗高,现在已经逐步被淘汰。低压法对比高压法有明显的优势,因此本毕业设计采用低压法合成乙醇。

  2.5.2合成塔的选择

  从多个方面进行考虑,乙醇的合成塔应该具有以下特点:结构设计合理紧凑,能够充分的利用空间来装催化剂,从而提高空间利用率。合成塔的内部设计需要合理,能够保证气体能够充分均匀的与催化剂床层相接触,从而保证较高的转化率和生产强度。催化剂床层应该易于调节温度,这样能快速转移并回收反应热。

  乙醇的合成反应器主要由三部分组成:外筒、内件和电加热器。在这之中的内件按照气体流向区分可以分为轴向内件、径向内件和复合型内件。

  目前国内外的大型乙醇合成器主要分为以下五种:

  (1)冷激合成塔

  顾名思义,即将冷气通入合成塔里将反应热带走。尽管该种塔型结构简单,易于建造,但是因为较低的碳转化率,能耗巨大等等缺陷已经被淘汰。

  (2)冷管合成塔

  在催化剂床层设置大量的冷气管,使得换热面积充足。冷气管主要分为逆流管、并流管和U型管三种。由大量的实践经验可知,逆流管不适合该反应的冷却,因此采用并流管或者U型管。

  (3)水管合成塔

  为了大幅度提高传热系数,不再使用通冷气的方法,而是换成通沸腾水到传管中,从而更好地转移反应热。水管合成塔具有传热面积比较小、催化剂空间充足的等优点,是比较理想使用的大型乙醇合成塔。

  (4)固定管板列管式合成塔

  固定管板列管式合成塔是一种比较常见的列管换热器,催化剂安放在管内,然后管间通沸腾水。在列管中增添一个小管,其他列管通入温度很高的沸腾水,而这个小管通入温度比较低的冷空气,进一步强化了传热,也就是说反应的热量通过列管传给管程的沸腾水,然后又经由列管中心的冷气管传给冷空气。这样的设计大大地提高了反应的转换效率,大大地降低了循环量和能源消耗。但是这样的设计方式会增加合成塔的设计难度,,增加了合成塔的结构复杂性。固定管板列管式合成塔是属于造价最高的一种塔型,因为各个列管的材质都是特种不锈钢,同时装卸催化剂也是最困难的。

  (5)多床内换热型合成塔

  目前国内外通用的方法是使用二床内换热合成塔进行合成。每个床层都是单独的绝热反应,在每个床层的出口就将反应的热量转移。虽然这种塔型设计结构简单、不需要特种钢,因此造价十分低、传递效率也比较高,但是反应热不能全部被利用。

  选用乙醇合成塔的原则是使得反应能够在接近最佳温度曲线下进行、催化剂床层的阻力较小、较高的反应热利用率、较低的消耗动力、较低的投资和易于操作的技术等等。

  综合上述分析以及结合实际操作经验,本毕业设计选取固定管板列管式合成塔对乙醇进行合成。尽管该反应塔有较多的缺点,例如较高的投资和较复杂的设计等等,但是这种塔型在世界范围内使用最多,大家对于这种塔型十分的熟悉,因此有十分成熟的使用和修理经验,同时在固定管板列管式合成塔中合成乙醇最接近最佳温度操作线,所以本毕业设计选取固定管板列管式合成塔对乙醇进行合成。

  2.5.3催化剂的选用

  合成气制备乙醇的催化剂主要分为贵重金属催化剂和非贵重金属催化剂两种催化剂。其中贵重金属催化剂的常见催化剂形式是铑基催化剂,改性的合成乙醇催化剂和MoS2催化剂等催化剂在非贵重催化剂中扮演了很重要的角色[14]。经过贵重金属催化剂催化得到的产品主要为乙醇和含氧化合物,经过非贵重金属催化剂催化得到的产品主要是乙醇和异丁醇。由于铑具备一些不可替代的优点,例如独特的对含氧产物的选择性等等,目前被世界公认为最有效的含氧化物组分。CO在铑基催化剂上加氢会有许多不同的反应,这些反应相互交错,就会形成一个特别复杂的反应网络,铑适中的一氧化碳吸附和解离能力以及其独特的对含氧产物的选择性是提高选择性和产率的重点。为了进一步提高铑基催化剂的性能,增加其在催化乙醇合成过程中的工作效率,我们需要对助催化剂、催化剂载体以及催化剂的制备方法进行优化研究。

  ①助催化剂

  把锂催化剂中铑成分的直径从3.4纳米降到2.8纳米,有利于在一定程度上提高C2化合物的选择性。加入0.16%Mn后,一氧化碳和碳二含氧化合物的时空率和选择性都将有大幅度提升。随着Mn的含量持续缓慢增大,C2含氧化合物的选择性会呈n字趋势发展,当Mn含量达到0.52%的时候达到最大值。当铁含量为2.5%的时候催化剂的乙醇收率达到最高峰,同时铁含量越大,乙酸乙酯和乙醛的选择性逐步下降。

  ②载体

  二氧化硅因为其比表面积大、来源方便和物理化学性质稳定,一直是被当做制备碳二含氧化合物的最优先的选择。由实践经验可知,为了让制备出来的催化剂的活性、含氧化合物收率和乙醇选择性达到最高值,可以使用颗粒最大的二氧化硅为载体。因此,Rh-Mn-Li-Fe-/SiO2是最合适的选择,因此本课程设计使用该催化剂。

  ③制备方法

  现在制备合成乙醇的催化剂的方式主要分为浸渍法、沉淀法和机器混合法三种方法。由实践经验可知,使用浸渍法制得合成乙醇的催化剂的活性显著高于机器混合法和沉淀法制备的催化剂活性,三者的一氧化碳转化率分别为0.9%、0.3%和0.5%,但是不可忽略的是使用机器法制备出来的催化剂的对于乙醇的选择性则是最高的。通过浸渍法制备的催化剂的乙醇选择性为29.9%,乙酸乙酯的选择性为44.7%;使用沉淀法制备出来的催化剂对于乙醛选择性为27.2%,乙酸乙酯的选择性为50.4%;使用机械法制得的催化剂对于乙酸的选择性高达62.2%。本课程设计采用最常见的浸渍法制备Rh基催化剂的方法。

  2.6粗乙醇的精馏

  在乙醇合成的过程中,受到温度、压力、催化剂和合成气组分的影响,在生成乙醇的时候还会发生一系列的副反应。在最后得到的产物除了乙醇之外,还会伴随着一定量的水、醚、醛、酮、酯、有机酸等几十种有机杂质。由于乙醇是有机化工的基础原料,它的纯度必须达到一定数值,它的浓度直接影响着下游产品的质量和安全等,因此必须对乙醇进行提纯过程。

  2.6.1精馏原理

  因为不一样的组分有不一样的沸点,在精馏塔中进行多次重复的部分气化和部分冷凝过程,从而使得各组分分离成为单一组分的这一过程被称为精馏。

  将混合溶液加热到一定温度后,使得其部分气化后造成液相和气相分离现象。由于容易气化的组分是沸点比较低的组分,那么最后获得的气相中沸点较低的组分含量就会高于液相中的含量,而液相里沸点高的组分的含量会比气相中的含量高。如果把气相混合蒸汽部分冷凝下来,然后再将冷凝液加热到相应的温度,使其气化,并且把气相和液相两相分离,那么得到的沸点低的组分又会比原气相冷凝液多。多次重复进行这个过程,沸点低的组分的含量就会不断地慢慢增加,最终接近纯态。

  2.6.2精馏塔和精馏工艺的选择

  乙醇精馏工艺一般可以分为两种工艺:三塔精馏工艺技术和双塔精馏工艺技术。三塔精馏工艺技术是为了进一步提升热利用率和减少能源损耗的一种新开发的工艺流程,近年来获得了比较广泛的支持和使用。双塔精馏工艺技术因为建设周期比较短、投资比较少、操作方便等优点得到了广泛的好评,并迅速被推广应用。

  (1)双塔精馏工艺

  国内外的中小型乙醇厂都选用双塔精馏工艺对乙醇进行蒸馏过程,预精馏塔一般都选择板式布局的精馏塔。粗乙醇经由合成工段,通入到粗乙醇槽中。乙醇混合气在经由预热器加热完成后,再通入预精馏塔中进行精馏过程。该工艺具有运行平稳、流程单一、投资较少和操作简便等优点。

  (2)三塔精馏工艺

  随着乙醇年产量的不断增加,双塔精馏工艺已经不能满足各个企业的需求。为了减少乙醇在生产过程中的损耗,提高产品质量和提高乙醇的收率发明了三塔精馏工艺。预精馏塔后的冷凝器全部采用一级冷凝形式,同时把冷凝器的气体出口温度控制在相应的范围之内可以把二乙醚等杂质脱除。几乎全部的低沸点馏分在这种温度下都是气相,因此并不会造成冷凝回流现象。把低沸点馏分脱除以后,使用加压精馏的方式,把乙醇气体的分压和沸点进行提高,因此提高乙醇的收率。精乙醇可以向粗乙醇预热器提供很多的热量,因此不用额外提供额外的热量[15]。综上所述该工艺特别适合大规模生产精乙醇。

  (3)双塔精馏工艺与三塔精馏工艺的比较

  a.工艺流程

  顾名思义,三塔精馏工艺使用了2台主精馏塔和1台常压塔。在同等反应条件下,可以适当削弱主精馏塔的负荷,而且常压塔可以利用加压塔塔顶的蒸汽作为热源,因此相比于双塔精馏工艺,三塔精馏工艺比较节省冷却水和蒸汽。

  b.产品质量

  三塔精馏工艺制取的乙醇纯度更高。

  c.蒸汽消耗

  由上述分析可知,三塔精馏工艺的蒸汽消耗会相对较少。

  d.操作方面

  三塔精馏工艺操作的操作要比双塔精馏工艺操作复杂的多。

  e.设备投资

  三塔精馏工艺的流程要比双塔精馏工艺流程复杂得多,因此在设备投资方面,三塔精馏工艺的设备要增加25%~35%。

  综上所述,本次设计乙醇产量为95000t/a,在规模上看属于小型产量,并且蒸汽消耗量对于全场生产成本来说影响十分小,因此可以选用双塔精馏工艺流程。当粗乙醇的压力降到0.5MPa后再通入到闪蒸槽中,在闪蒸槽中把溶解在粗乙醇中的气体释放出来后,再将粗乙醇通入到精馏塔中。双塔中有一座粗镏塔和一座精馏塔,两塔之间不会直接相连。先让乙醇混合溶液通过蒸发的方式得到一定浓度的乙醇,然后通过精馏让乙醇升到共沸浓度,最后使用分子筛脱水得到无水乙醇。

  a.精馏塔的选择

  在粗乙醇精馏过程中,精馏塔的重要性不言而喻,它直接影响着产品质量、生产效率和对环境的影响。当前国际上通用的主要有:浮阀塔、泡罩塔、填料塔和筛板塔四种精馏塔[16]。

  (1)浮阀塔

  浮阀塔与泡罩塔的塔板结构大同小异,使浮阀代替了泡罩和它们的气管,这种塔型的单位面积生产力大、效率高、价格便宜,但是容易损坏。

  (2)泡罩塔

  这种塔型有十几层板式塔,每层塔板上装有一个或者多个泡罩,这种类型的塔板效率比较高、塔阻力比较小、操作弹性也比较大,但是相对来说这种类型的塔板单位面积的生产能力很低,结构复杂、花钱多,已经逐步退出市场。

  (3)填料塔

  在塔内装填一些高效的填料,塔高大概是浮阀塔的一半,具有压降小、生产能力大、结构简单和费用低等特点,是目前国内外使用最多的塔型。

  (4)筛板塔

  筛板塔是升气孔和帽罩组成的,这种塔的传质效率高、处理能力大、结构简单、空间利用率好、操作弹性大,防阻塞性能优异,是技术比较先进的塔型。

  综上所述,本次毕业设计采用筛板塔对粗乙醇进行精馏。

  第三章工艺流程

  3.1原料气净化

  目前国际上通用的原料气净化流程包括:水煤气的冷凝和输送、焦油和焦油渣的分离和水煤气中萘和焦油雾滴脱除三大步骤。下面对原料气净化过程进行简单介绍并对其特点进行简单分析。

  (1)简介

  将80℃的焦油、氨水和芳香烃等混合物通入到气液分离器中,焦炉煤气与焦油和氨水等物质在这里进行分离过程。分离出来的粗水煤气通入到初冷器中,水煤气被冷却到22℃,然后经过捕雾器进入到电捕焦油器,将水煤气中的焦油雾滴和萘等物质去除。经由这些工序的气体将进入到鼓风机内进行加压,然后送入到硫铵工段[17]。

  (2)特点

  ①使用3台冷却面积达到5700m2的横管式冷却器对原料气进行冷却。这种冷却器分为上段和下段,上段使用冷却水冷却,能把水煤气温度冷却到40℃左右,下段用制冷水冷却,可以将水煤气温度冷却到22℃以下,从而把焦油和萘等物质完全脱除。

  ②使用离心鼓风机对水煤气进行加压,具有噪声低、效率高、寿命长等特点,而且易于操作、节约资源。

  ③两台处理气量在60000-70000m3/h之间的高效蜂窝式电捕焦油器可以脱除掉绝大部分焦炉煤气中的焦油雾滴和萘。

  3.1.1硫铵

  硫铵工段主要由氨的脱除和硫铵的干燥两部分组成,其主要工作为使用硫酸将氨去除,然后将生成的硫酸铵干燥后得到硫铵产品。将含有一定量杂质的焦炉煤气经由0.5MPa的预热器加热到73℃左右,然后通入到喷淋室里,使得焦炉煤气中的氨被硫酸吸收,从而获得硫酸铵结晶。最后通入到除酸器中,把水煤气中夹带的酸分离,左后通入到旋流板除酸器后送入到洗苯工段。主要发生的反应如下:

  H2SO4+NH3→NH4HSO4

  H2SO4+2NH3→(NH)2SO4

  NH4HSO4+NH3→(NH)2SO4

  3.1.2洗脱苯

  洗脱苯工段由终冷、洗苯和脱苯三部分组成。

  含有杂质的水煤气经过终冷器换热后,由55℃降到28℃,通过洗苯塔底部进入塔内,自上而下与洗油逆流接触,循环洗油把水煤气中的苯吸收,然后通过旋流板捕雾器把雾滴除掉后送往后续工序。洗苯塔的底富油通过贫富油泵被送到冷却器中,与粗苯气进行换热过程。来自脱苯塔塔底的贫油与被加热至60℃以后的富油进行换热,从60℃升温到140℃,最后用加热炉加热到180℃左右。通入到脱苯塔内,直接用蒸汽进行汽提蒸馏,粗苯混合气被富油和15℃的制冷水冷却到30℃,然后进入分离器进行分离[18]。

  3.1.3精脱硫

  压缩机把经由洗苯塔塔顶的焦炉煤气增压至2.1MPa,使用过滤器把油雾去除后送入到脱硫槽中,把气体中的无机硫脱除后送到转化装置中在2.3MPa和320℃左右的条件下进行预热过程。有机硫在加氢催化器中转化为无机硫,同时不饱和烷烃也加氢饱和。焦炉煤气气体通过加氢在脱硫槽中脱去绝大部分的无机硫,然后再进入到转化装置中进行进一步转化。

  3.1.4转化

  经过精脱硫过程的水煤气,在温度为370℃的条件下与蒸汽混合,共同通入到预热器中,加热到660℃,然后再通入到转化炉中。加热到300℃的氧气通入到转化炉里与焦炉煤气蒸汽充分混合混合。混合气体中的氧气与可燃气体反应产生大量的热,为甲烷的转化提供了热能。甲烷以及其他一些烷烃在床层中的催化剂的作用下被分解成为一氧化碳和氢气。在出气口的温度为960℃左右,依次通过水煤气预热器、锅炉给水预热器、再沸器回收热量后,用循环水冷却到40℃,分离出来的冷凝液经过汽提塔把溶解气提出后,增加压送到锅炉房。

  3.2乙醇合成

  通入到压缩机里的新鲜气段的转化气压力在1.6MPa左右,温度在40℃左右。把循环气压缩到5.3MPa通入到合成气压缩机中。把压力5.3MPa、40℃的合成气送入到换热器中,在催化剂的催化下开始乙醇合成反应。合成反应主要为:

  2CO+6H2→CH3CH2OH+3H2O

  2CO+4H2→CH3CH2OH+H2O

  出合成塔又通入到换热器中的气体把入塔气体加热到触媒活性温度左右。出该换热器的合成气体在水冷器中被循环冷水降温到40℃左右。这是气体中的乙醇和水蒸气都被冷凝,然后使用乙醇分离器进行气液分离过程。从塔顶出来的气体一分为二,分别充当循环气和驰放气的角色。溶解在粗乙醇中的绝大部分气体从塔底出来后压力被降到0.5MPa以下,然后在闪蒸槽内被释放。

  3.3乙醇精馏

  本毕业设计的乙醇精馏过程采取双塔精馏的方式进行,即其中一个为粗镏塔,另外一个为精馏塔。先通过蒸发含有乙醇的混合溶液得到具有乙醇浓度更高的混合溶液,然后再经由精馏系统升高到乙醇的共沸浓度,然后使用分子筛脱水得到无水乙醇。

  粗乙醇减压后通入到贮槽中,经过预热器预热达到45℃后通入到预精馏塔。从精馏塔回流槽出来的被一级冷却器冷却后的气体,通过回流泵的推动作用下回流到精馏塔顶部。经过二级冷却器脱盐水萃取的没有被冷凝的气体,则通入到精馏塔回流槽里开始回流过程。在回流的过程中需要在碱液泵的推动下加入2%~5%的碱液,达到防腐蚀的目的。进入到主精馏塔的混合气体首先在预精馏塔中把轻馏分脱除,然后在主精馏塔中把高沸点的杂质脱除[19]。最后通过冷却器冷却到常温之后,使用分子筛脱水得到无水乙醇。

  第四章工艺计算

  4.1乙醇生产物料平衡计算

  在本章将进行乙醇合成的物料衡算,即计算各个环节和阶段中的物质的消耗量和组成,为之后的热量衡算、设备选型、经济核算等步骤提供基础数据支撑。

  4.1.1合成塔物料平衡计算

  初始条件:

  年产9.5万吨99.5%的无水乙醇,每年按照8000h计算

  粗乙醇中乙醇含量69.31%

  轻组分:(以乙醛CH3CHO计算)0.95%

  重组分:(以异丁醇C4H9OH计算)0.06%

  水:29.68%

  所以,精乙醇时产量为(95000×1000)/8000=11875Kg/h

  粗乙醇时产量为(11875×99.5%)/69.31%=17047.504Kg/h

  根据粗乙醇的组分,算得各组分的生成量:

  乙醇(46):11875Kg/h 258.15Kmol/h 5782.56Nm3/h

  乙醛(44):161.951Kg/h 3.68Kmol/h 82.432Nm3/h

  异丁醛(74):10.229Kg/h 0.138Kmol/h 3.248Nm3/h

  水(18):5059.699Kg/h 281.094Kmol/h 6296.51Nm3/h

  合成制备乙醇的反应过程主要为:

  2CO+4H2→CH3CH2OH+H2O H=-255.868KJ/mol

  副反应为:

  2CO+3H2→CH3CHO+H2O H=-186.958KJ/mol

  CO+3H2→CH4+H2O H=-115.69KJ/mol

  4CO+8H2→C4H9OH+3H2O H=-557.774KJ/mol

  CO2+H2→CO+H2O H=49.2KJ/mol

  在实际生产中可以测得每生产1吨粗乙醇就会随即产生甲烷7.56Nm3,即0.34kmol,因此CH4每小时的合成量为:7.56×17.047504=128.879Nm3,即5.754kmol/h,92.064Kg/h。

  原料气自带的水分忽略不计,根据上述条件得到反应的水生成量为:281.094-258.15-3.68-0.138-5.754=13.372kmol/h,也就是在CO逆反应中生成的H2O为13.372kmol/h,299.533Nm3/h。

  5.06MPa,40℃时各组分在乙醇中的溶解度如下:

  表4-1 5.06MPa,40℃时气体在乙醇中的溶解度

  组分H2 CO CO2 N2 CH4

  溶解度Nm3/t乙醇0 0.682 3.416 0.341 0.682

  Nm3/h 0 2.016 11.022 1.008 2.016

  根据测定,35℃的时候液态乙醇中释放CO、CO2、H2等混合气中每立方米存在53.39g乙醇,假设溶解气全部释放,那么乙醇的扩散损失为:

  (2.016+11.022+1.008+1.058+2.016)×53.39/1000=0.914kg/h

  即0.0198kmol/h,0.446Nm3/h

  根据上述计算,则粗甲醇的生产消耗、生产量和组成如表所示:

  表4-2乙醇生产消耗及物量组成

  物质单位反应①反应②反应③反应④反应⑤气体溶解扩散损失合计

  CO Nm3 11573.12 5.75 128.89 9.27-299.53 2.02 0.45 11571.08

  H2 Nm3 23130.24 247.30 386.67 24.73 299.53 0 0.89 24089.36

  CO2 Nm3 299.53 11.00 310.532

  N2 Nm3 1.01 1.01

  CH4 Nm3 128.89 2.02 130.91

  乙醇Nm3 5782.56-0.45 5782.11

  异丁醇Nm3 3.09 3.09

  乙醛Nm3 82.43 82.43

  水Nm3 5782.56 82.43 128.89 9.27 299.53 6302.69

  消耗Nm3 34695.36 412.16 515.56 34.00 599.06 15.14 1.34 35971.98

  生成Nm3 11573.12 164.86 257.78 12.336 599.06 0.45 12301.23

  假设新鲜气量为G新鲜气,驰放气为新鲜气的9%。

  表4-3驰放气组成

  组分H2 CO CO2 CH4 N2 Ar C2H5OH H2O

  Mol%79.31 6.29 3.5 4.79 3.19 2.3 0.61 0.01

  G新鲜气=G消耗气+G驰放气=G消耗气+0.09G新鲜气=35971.978+0.09G新鲜气

  所以,G新鲜空气=39529.646Nm3/h

  新鲜气组成如表4-4所示:

  表4-4乙醇合成新鲜气组成

  组分H2 CO CO2 N2合计

  Nm3 28553.449 10201.416 386.205 114.241 39529.646

  组成Mol%72.233 25.807 0.977 0.289 100

  测得:乙醇合成塔出气塔中含有乙醇7.12%。根据表4-2和4-4,设出塔气量为G出塔,又知醇后气中含有乙醇0.61%。

  所以:(11573.12+0.61%×G醇后)/G出塔=7.12%

  G醇后=G新鲜-(G醇+G副+G扩)+GCH4

  =39529.646-35971.9776+130.906

  =3688.57Nm3/h

  所以:G出塔=162747.48Nm3/h

  G循环气=G出塔-G醇后-G生成+GCH4-G溶解

  =162747.48-3688.57-12301.2289+130.906-15.142

  =146873.445Nm3/h

  乙醇生产循环气量及组成见表4-5:

  表4-5乙醇生产循环气量及组成

  组分CO CO2 H2 N2 CH4 Ar C2H5OH H2O合计

  流量103Nm3/h 9.24 5.14 116.48 4.69 7.35 3.38 0.89 0.015 146.87

  组成V%6.29 3.5 79.31 3.19 4.79 2.3 0.61 0.01 100

  G入塔=G循环气+G新鲜气

  =146873.445+39529.646

  =186403.091Nm3/h

  由表4-4及表4-5得到的乙醇生产入塔气流量及组成单位表得到图4-6

  表4-6乙醇生产入塔气流量及组成

  组分CO CO2 H2 N2 CH4 Ar C2H5OH H2O合计

  流量103Nm3/h 19.44 5.53 145.04 4.80 7.04 3.38 0.90 0.015 186.13

  组成V%10.44 2.97 77.92 2.58 3.78 1.82 0.48 0.01 100

  又由G出塔=G入-G消耗+G生成

  根据表4-2和4-6得到出入塔成分汇总表4-7:

  表4-7出入塔成分汇总表(103Nm3/h)

  组分CO CO2 H2 N2 CH4 Ar乙醇H2O异丁醇乙醛合计

  入塔19.44 5.53 145.04 4.80 7.04 3.38 0.85 0.015 186.13

  消耗11.57 0.31 24.09 0.001 35.97

  生成0.13 5.78 6.30 0.003 0.082 12.22

  出塔7.87 5.22 120.95 4.8 7.17 3.38 6.68 6.32 0.003 0.082 162.46

  组成4.843 3.211 74.45 2.954 4.411 2.078 4.111 3.889 0.002 0.051 100

  乙醇分离器出口气体和出口液体的流量及组成表4-8:

  表4-8乙醇分离器出口气体组成

  组分CO CO2 H2 N2 CH4 Ar乙醇异丁醇乙醛H2O合计

  损失Nm3/h 2.02 11.00 1.01 2.02 1.06 0.45 17.55

  出气103Nm3/h 7.87 5.21 120.95 4.80 7.16 3.38 6.68 156.04

  出液103Nm3/h 5.78 0.003 0.082 6.30 12.17

  V%5.04 3.34 77.51 3.08 4.59 2.16 4.28 100

  Wt kg 11.88 0.01 0.16 5.06 17.11

  Wt%69.42 0.06 0.95 29.58 100

  粗甲醇储罐气流量及组成表4-9:

  表4-9储罐气流量及成分

  组成CO CO2 H2 CH4 Ar乙醇N2合计

  流量:Nm3/h 2.02 11.00 0 2.02 1.06 0.45 1.01 17.55

  组成:V%11.49 62.70 0 11.49 6.03 2.54 5.74 100

  由上述各表可得表4-10:

  表4-10乙醇生产物料平衡汇总

  组分新鲜气流量新鲜气组成循环气流量循环气组成入塔气流量入塔气组成出塔气流量出塔气组成

  CO 10201.42 25.81 9238.34 6.29 194399.76 10.44 7868.68 4.84

  CO2 386.21 0.98 5140.57 3.50 5526.77 2.97 5216.24 3.21

  H2 28553.45 72.23 116485.33 79.31 145038.78 77.92 120949.42 74.45

  N2 114.24 0.29 4685.26 3.19 4799.50 2.58 4795.49 2.95

  Ar 3378.09 2.30 3378.09 3.78 3378.09 2.08

  CH4 7035.24 4.79 7035.24 1.82 7166.15 4.41

  乙醇895.93 0.61 895.93 0.48 6678.04 4.41

  异丁醇3.09 0.002

  乙醛82.43 0.05

  H2O 14.69 0.01 14.69 0.01 6317.38 3.89

  39255.31 100 146873.44 100 186128.76 100 162458.01 100

  4.1.2粗乙醇精馏的物料平衡计算

  1.预塔的物料平衡

  (1)进料

  粗乙醇:17047.504kg/h。根据上述计算得到表4-11

  4-11进料表

  组分乙醇乙醛异丁醇水合计

  流量:kg/h 11875 161.951 10.229 5059.699 170.47.504

  组成:wt%69.55 0.95 0.06 29.44 100

  碱液:据资料,碱液浓度为8%时,每吨粗乙醇会消耗0.1kgNaOH。

  则消耗NaOH:0.1×17047.504×10-3=1.705kg/h。

  换成8%为:1.705/8%=21.313kg/h

  软水:据资料记载,软水加入量为粗乙醇20%,则需要补加软水:

  17047.504×20%-21.313×(1-8%)=3389.892kg/h

  据上述计算列表4-12:

  表4-12预料进塔及组成(kg/h)

  物料量:C2H5OH H2O NaOH CH3CHO C4H9OH合计

  粗乙醇11875 5059.699 161.951 10.229 17106.879

  碱液19.608 1.705 21.313

  软水3389.892 3389.892

  合计11875 8469.199 1.705 161.951 10.229 20518.084

  (2)出料

  乙醇:11875kg/h

  粗乙醇含水:5059.699kg/h

  碱液带水:19.608kg/h

  补加软水:3389.892kg/h

  合计:8469.199kg/h

  塔底异丁醇及高沸物:10.229kg/h

  塔顶乙醛及低沸物:161.951kg/h

  由以上计算列表4-13:

  表4-13预塔出料流量及组成(kg/h)

  物料量:C2H5OH H2O NaOH CH3CHO C4H9OH合计

  塔顶161.951 161.951

  塔底11875 8469.199 1.705 10.229 20356.133

  合计11875 8469.199 1.705 161.951 10.229 20518.084

  2.主塔的物料平衡计算

  (1)进料:

  预后粗甲醇:20356.133kg/h

  (2)出料:

  主塔塔釜液含乙醇0.5%。塔顶会形成乙醇和水的共沸物,其中乙醇含量为94.5%(经分子筛脱水后达到99.5%),塔顶出料:94.5%×G顶=11875×99.5%×99.5%

  则塔顶出料G顶=12440.79kg/h

  塔釜G醇=11875×0.5%=59.375kg/h

  G水=8469.199-(12440.79-11875×99.5%)=7844.034kg/h

  表4.14塔釜组成

  塔釜乙醇水NaOH高沸物

  塔釜kg/h 59.375 7844.034 1.705 10.229

  总出料:由以上计算,得表4-15:

  表4-15乙醇精馏物料平衡汇总表

  物料总物料塔顶出料塔釜出料

  乙醇11875 11815.625 59.375

  NaOH 1.794 1.794

  水8469.199 625.173 7844.034

  高沸物10.229 10.229

  合计20356.222 12440.79 7915.432

  4.2乙醇生产的能量平衡计算

  4.2.1合成塔能量计算

  已知:合成塔入塔气为220℃,出塔气为250℃,热损失以5%计,壳层走4MPa的沸水。

  通过查《化工工艺设计手册》可得,在4MPa条件下水的气化潜热为409.7kcal/kg,即1715.00kJ/kg,密度799.0kg/m3,水蒸气密度为19.18kg/m3,温度为250℃。入塔气热量表4-16

  表4-16 5MPa,220℃下入塔气除C2H5OH热容

  组分CO CO2 H2 N2 Ar CH4合计

  流量:103Nm3/h 19.44 5.53 116.48 4.69 3.38 7.04 156.55

  比热:kJ/kmol℃30.15 45.95 29.34 30.35 21.41 47.05

  热量:103kJ/℃29.82 12.06 205.73 6.85 3.39 15.50 273.34

  查得220℃时乙醇的焓值为42248.46kJ/kmol,流量为895.93Nm3/h。

  所以:Q入=42248.46×895.93/22.4+273341.102×220=61824848.81kJ

  出塔气热容见表4-17:

  表4-17 5MPa,250℃下出塔气除C2H5OH热容

  组分CO CO2 H2 N2 Ar CH4异丁醇乙醛H2O合计

  流量:103Nm3/h 7.87 5.22 120.95 4.80 3.38 7.17 0.003 0.082 6.32 155.78

  比热:kJ/kmol℃30.1 46.58 29.39 30.41 21.36 48.39 170.97 95.85 83.49

  热量:103kJ/℃13.4 11.54 164.83 6.86 3.38 16.23 0.025 0.37 24.70 241.34

  查得250℃时乙醇的焓值为46883.2kJ/kmol,流量为6678.004Nm3/h。

  所以Q出=46883.2×6678.004/22.4+241339.235×250=74311871.122kJ

  由反应式得:

  Qr=[5782.114/22.4×255.868+82.432/22.4×186.958+128.89/22.4×115.69+3.0912/22.4×557.774+299.53/22.4×(-42.92)]×1000

  =66047.22968+688.00544+673.682326+76.972812-573.920875

  =66903969.38kJ

  Q热损失=(Q入+Q反应)×5%

  =(61824848.81+66903969.38)×5%

  =6436440.9095kJ

  所以,壳程热水带走热量

  Q传=Q入+Q反应-Q出-Q热损失

  =61824848.81+66903969.38-74311871.122-6436440.9095

  =47980506.16kJ

  又:Q传=G热水r热水

  所以:G热水=47980506.16/1715.00

  =27976.972kg/h

  即时产蒸汽:27976.972/19.18=1458.73m3

  4.2.2主精馏塔能量衡算

  查《化工工艺设计手册》,乙醇露点温度t=78℃。

  操作条件:塔顶78℃,塔釜105℃,进料温度124℃,回流液温度40℃,取回流液与进料的比例为4.5:1

  带入热量见表4-18

  表4-18主塔入热

  组分乙醇水+碱乙醇加热蒸汽

  流量:kg/h 11815.625 8470.993 53170.3125

  温度:℃124 124 40

  比热:kJ/kg℃2.46 4.26 2.46

  热量:kg/h 3604238.25 4474717.342 5231958.75 Q加热

  Q入=Q进料+Q回流液+Q加热

  =3604238.25+4474717.342+5231958.75+Q加热

  =13310914.34+Q热

  带出热量见表4-19

  表4-19主塔物料带出热量

  物料精乙醇回流液残液热损失

  组分乙醇乙醇乙醇水+碱

  流量:kg/h 11815.625 53170.3125 59.375 8470.993

  温度:℃78 78 105 105

  比热:kJ/kg℃2.46 2.46 2.46 4.187

  潜热:kJ/kg 846.19 855.19

  热量:103kg/h 2267182.125 10202319.56 15336.5625 3724145.008 5%Q入

  所以,Q出=2267182.125+10202319.56+15336.5625+3724145.008+5%Q入

  =16208983.26+5%Q入

  因为:Q出=Q入

  所以:Q入=Q出=16208983.26/95%=17062087.64kJ/h

  所以:Q加热=17062087.64-13310914.34

  =3751173.3kJ/h

  已知水蒸气的汽化热为2118.6kJ/kg

  所以,需蒸汽:G蒸汽=3751173.3/2118.6=1771.09kg/h

  冷却水用量计算

  对热流体:Q入=Q产品精乙醇+Q回流液

  =2267182.125+10202319.56

  =12469501.685kJ/h

  Q出=Q精乙醇(液)+Q回流液(液)

  =12440.79×40×2.46+5231958.75

  =6456132.486kJ/h

  Q传=10605955.154(1-5%)-6456132.486

  =3619524.9103kJ/h

  冷却水温:30℃→40℃

  所以:冷却水用量G水=3619524.9103/[(40-30)×4.187×1000]

  =86.447t水/h

  所以:每吨精乙醇消耗G水=86.447/11.875=7.28t水/t精乙醇

  第五章主要设备计算及选型

  5.1乙醇合成塔的设计

  塔设备在化工工艺运作中扮演着十分重要的角色,为了提高生产率,降低原料能量消耗需要选择合适的设备。因此,本章将进行主要设备的计算,并进行设备选型工作。

  5.1.1传热面积的确定

  传热温差为10℃,传热量为3619524.91kJ/h,合成塔内的总传热系数取250W/(m2℃)。

  (5-1)

  A=3619524.91/(250×10)=1447.81m2。

  5.1.2传热管数的确定

  传热管选用Ф32×2.5,长度为9000mm的钢管,材质为Cr18Ni5Mo3Si2钢

  (5-2)

  由上式可得:

  n=A/(3.14×d×L)=1447.81/(3.14×9×0.027)=1897.47

  取整为1898根。

  5.1.3合成塔壳体直径的确定

  合成塔内管子分布采用正三角形排列,管间距a=40mm,壳体直径:

  (5-3)

  式中a=40,

  b=1.1×n0.5=1.1×62620.5=87.05

  L=125mm。

  所以:Di=40×(87.05-1)+2×125=3692,取整后3700mm

  5.1.4合成塔壳体厚度的确定

  壳体材料选用13MNiMoNbR,计算壁厚的公式为:

  (5-4)

  式中Pc=5.14MPa

  Di=3700mm

  Ф=0.85;

  [σ]t=190MPa(取壳体温度为50℃)

  S=5.14×3700/(2×190×0.85-5.14)=59.83mm

  取C2=1mm,C1=1mm,圆整后取S=60mm

  5.1.5合成塔封头的确定

  上下封头均采用半球形封头,材质选用和筒体相同。

  封头外径为3700+2×60=3820,圆整后取3900mm。

  由封头厚度计算公式:

  (5-5)

  式中Pc=5.14MPa

  Di=3900mm

  Ф=0.85;

  [σ]t=190MPa(取壳体温度为50℃)

  S=5.14×3900/(2×190×0.85-0.5×5.14)=62.56mm

  取C2=1mm,C1=1mm,圆整后取S=63mm,所以封头为DN3900×63。

  5.1.6管子拉脱力的计算

  在操作压力下,每平方米胀接周边所产生的力qp:

  (5-6)

  式中f=0.866a2-(3.14/4)×d02=0.866×40×40-(3.14/4)×32×32=581.35

  P=5.14MPa

  L=100mm

  qp=5.14×581.35/(3.14×32×100)=0.30MPa

  温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力qt:

  (5-7)

  式中σt=a×E×(tt-ts)/(1+At/As);

  At=3.14/4×(d02-di2)×n=3.14/4×(322-272)×6262=1450122.73mm2;

  As=3.14×D×Sn=3.14×3900×63=771498mm2

  σt=17.42×10-6×0.18×106×10/(1+1450122.73/771498)=10.89;

  qt=10.89×(322-272)/(4×32×100)=0.25MPa。

  已知:Tt>Ts,pt>ps

  Tt、Ts分别是管壁温度和壳壁温度;pt为管程压力4.9MPa;ps为壳程压力0.74Mpa,所以可知作用力qt与qp的方向相同,因此合拉力

  q=qp+qt=0.3+0.25=0.55<[q]

  拉脱力在许用范围内。

  5.1.7折流板的确定

  折流板为弓形,h=3/4Di=3/4×3700=2775mm,折流板数量为5,间距取1500mm,折流板最小厚度为22mm,材料为Q235-A钢。拉杆Ф12,一共12根,材质为Q235-AF钢;定距管Ф25×2.5。

  5.1.8管板的确定

  管板直径3900mm,厚度100mm,管板焊接在筒体和封头之间。

  5.1.9支座的确定

  支座采用裙座,裙座座体厚度为50mm,基础环内径3700mm,外径3900,基地脚螺栓公称直径30mm,数量为6个。

  合成塔选型汇总表如下:

  表5-1合成塔设计汇总表

  筒体封头拉杆列管折流板

  内径(mm)3700

  壁厚(mm)60 63

  半径(mm)3900

  尺寸(mm)32Ф32×2.5

  数目12 182

  管长(mm)9000

  高度(mm)2775

  间距(mm)1500

  表5-2合成塔设计汇总表

  项目管子壳体

  材质Cr18Ni5Mo3Si2 13MNiMoNbR

  a/(1/℃)17.42×10-6 12.25×10-6

  E/MPa 0.18×106 0.186×106

  尺寸Ф32×2.5×9000Ф3900×60

  管间距/mm 40

  管壳壁温差10

  管子与管壁连接方式开槽胀接

  胀接长度L=100

  5.2粗乙醇贮槽

  贮槽的工作压力为0.6MPa,溶于粗乙醇中的气体在加压后释放出来,以贮槽气的形式在压力控制下经由气体排出口排出,贮槽液体出口管上有一个液体控制装置。

  5.3主精馏塔的设计

  F:原料液流量(kmol/s)xF:原料液组成(摩尔分数,下同)

  D:塔顶产品组成(kmol/s)xD:塔顶组成

  W:塔底残夜流量(kmol/s)xW:塔底组成

  原料液组成:

  塔顶组成:

  塔底组成:

  图解法计算理论板数,根据常压下乙醇-水的气液平衡关系可绘制出平衡曲线即x-y曲线图,泡点进料

  精馏段方程:

  提馏段方程:

  在图上做操作线,由点(0.881,0.881)起在平衡线与操作线间画阶梯,过精馏操作线与q线交点,直到阶梯与平衡线之间的交点小于0.00295为止。

  5.4主精馏塔的选型

  5.4.1壁厚

  选用20R钢为塔体材料,由于是常温常压操作,取壁厚Sn=10mm

  5.4.2封头

  采用标准椭圆封头,材料为20R钢,壁厚与塔体相同,即Sn=10mm

  hi=3/4×1000=7500mm,h0=60mm

  5.4.3裙座

  以Q235-A钢为裙座材料,壁厚为10mm,高度为3m,裙座与简体的连接采用对焊,不校核强度。

  5.4.4接管设计

  (1)塔顶乙醇蒸汽出口管

  由前面计算可知:

  塔顶乙醇蒸汽流量为12440.79kg/h,温度为75℃,则体积流量为:

  蒸汽流速,取u=20m/s

  则出口管面积:

  所以,出口管径:

  查表可用规格Ф426×14

  (2)塔底出料管

  因塔底含醇0.5%,可近似为水,查表知0.13MPa,105℃下水的密度为954.7kg/m3,而塔底出料流量为7915.432kg/h,取流速为1.0m/s。

  则出口管径:

  查表可用规格:Ф57×3.5

  (3)进料管

  进料状态为124℃,0.67MPa,乙醇11875kg/h,水8469.199kg/h,查得此状态下水的密度为393.85kg/m3,而醇的比重为0.690,即乙醇的密度为

  939.85×0.69=648.497kg/m3

  所以,进料体积流量为:

  进料管流速取为u=0.8m/s,则进料管管径:

  查表可用规格:Ф57×3.5

  第六章经济核算

  设计的车间应保持盈利状态,这样使得本乙醇车间才可以持续大规模生产,因此本章将进行经济核算,旨在初步计算企业的盈亏状态,并及时做出相应调整。

  6.1原料及动力消耗

  本项目是年产9.5万吨乙醇,保守估计需要焦炉煤气576000t。

  表6-1原料及动力消耗费用

  原料单价(元/t)消耗量(t)消耗(千万元)

  焦炉煤气1000 376000 37.60

  催化剂13400 16.3 0.03

  燃料1

  总计49.91

  通过表可以看出,原料及动力消耗大概在75.91千万元。

  6.2职工工资

  表6-2职工工资

  序号部门人数工资(万/年)消耗资金(万/年)

  1总经理1 30 30

  2工程师3 35 105

  3生产部50 7.8 390

  4采购部5 7.2 37.5

  5销售部5 7.2 36

  6保卫处3 6 18

  7财务科2 7.8 15.6

  8检验科2 8.4 16.8

  9维修部4 7.2 28.8

  总计677.7

  通过表可以看出,全厂员工薪资共计677.7万元。

  6.3固定成本

  6.3.1反应器

  表6-3反应器

  位号数量类型重量(t)材料价格(万元)

  R0101 1固定床反应器8.4 Q345R 198.15

  续表6-3

  R0201 1固定床反应器8.4 Q345R 198.15

  总计396.30

  通过表可以看出,反应器共计396.3万元。

  6.3.2塔设备

  6-4塔设备

  位号数量类型重量(t)材料价格(万元)

  T0101 1列管式合成塔7.2 Q345R 169.84

  T0201 1精馏塔6.5 Q345R 153.33

  T0301 1精馏塔6.5 Q345R 153.33

  总计476.50

  通过表可以看出,塔设备共计476.5万元。

  6.3.3换热器

  6-5换热器

  位号用途型号串联个数价格/万元

  E0101预热器G400-2.5-25.3/19 3 23.70

  E0102预热器G450-2.5-38.1/19 3 24.57

  E0103冷却器G450-0.6-14.8/25 2 20.45

  E0104冷却器G273-6.4-4.7/19 2 21.89

  E0105冷却器G400-1-38.3/19 2 10.09

  E0201冷却器G400-1-38.3/19 2 11.23

  E0202冷却器G450-0.6-57.8/19 2 13.98

  E0301再沸器G500-0.6-44.3/19 2 17.84

  E0302冷凝器G500-0.6-44.3/19 3 32.12

  E0302冷却器G500-0.6-44.3/19 2 5.39

  总计181.26

  通过表可以看出,换热器共计181.26万元。

  6.3.4电气及通讯设备

  6-6电气及通讯设备

  名称费率价格(万元)

  电气及通讯设备10%74.35

  通过表可以看出,电气及通讯设备共计74.35万元。

  6.3.5仪表及管道

  6-7仪表及管道

  名称费率价格(万元)

  仪表控制15%105.24

  工艺管道36%255.67

  总计360.91

  通过表可以看出,仪表及管道共计360.91万元。

  6.4总成本分析

  表6-8总成本分析

  项目成本(千万元)

  原料及动力消耗37.60

  职工工资0.68

  反应器0.40

  塔设备0.48

  换热器0.19

  电气及通讯设备0.75

  仪表及管道0.36

  合计40.46

  通过表可以看出,仪表及管道共计40.46千万元。近年来,乙醇每吨的价格在5500元左右浮动,大约52.25千万元,有非常大的盈利空间。

  第七章安全与环境分析

  7.1生产安全

  一般化工厂内发生的事故主要分为爆炸事故、中毒事故和燃烧事故三种。因此本章在这三个方面进行分析和考虑,尽最大可能减少和避免各种事故发生[20]。

  7.1.1温度压力报警器

  根据我国现行的法律法规,在换热器物料进出口处、各个塔器塔顶处气液相共存的部分和各个塔器塔底都需要安装温度报警器和压力报警器,以此来检测设备的温度以及压力,防止设备的温度和压力超出正常范围形成事故隐患。

  7.1.2防护栏

  根据我国现行的法律法规,在塔器需要进行登高作业处、钢斜梯和钢平台等处必须安装有防护栏。同时,防护栏的高度不得少于1米,刷黄黑相间的警示油漆给予工人安全提示。除此以外,为了防腐和防电,应该在防护栏各处涂底漆、面漆和橡胶层。

  7.1.3防雷设备

  因为塔器有一定高度,且由金属制成,所以需要有相应的防雷击设备。

  7.2毒性分析

  乙醇:是一种常见的中枢神经系统的抑制剂,绝大部分事故都是通过口服造成的急性中毒。在施工作业时需要保证通风,从而降低周围环境中乙醇的浓度。

  乙醛:类似于乙醇,中毒症状为贫血和精神障碍等。在施工作业时需要保证通风,从而降低周围环境中乙醛的浓度。必要时需要穿戴防护装备。

  异丁醛:具有强烈的刺激性气味,需要保证周围环境通风。

  苯、萘等芳香烃:具有高的毒性,也是一种致癌物质,会对人造血系统造成不可逆转的伤害,职业暴露人群遗传会损伤。在施工作业时必须要保证周围环境的通风。

  7.3环境保护

  本次课程设计充分体现绿色化学和可持续发展的理念,使用废弃的焦炉煤气作为制备乙醇的原料,对于保护环境、减少温室气体排放和节约资源有着重要的意义。

  7.3.1废气

  因为产生的气体都为有机气体,因此可以将不能循环利用的气体集中燃烧,最后产生的产物为水和二氧化碳。

  7.3.2废水

  精馏塔精馏的过程中会排放废水,但是可以循环利用。至于日常产生的生活污水则通入下水管道,最终送至污水处理厂中集中处理。

  7.3.3废物

  失活催化剂为最主要的废物来源,需要把失活的催化剂集中送回厂家进行二次处理。