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脂肪醇聚氧乙烯醚车间工艺设计

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2020年4月19日
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目 录
第1章 物料及热量衡算 2
1.1 物料衡算基准 2
1.2 管道物料衡算及有关反应时间计算 2
1.3 预反应、反应及熟化阶段的物料衡算 6
1.4 阶段数据表格 8
第2章 设备计算 9
2.1 反应回路换热器E0101的选型计算 9
2.2 反应回路换热器E0102的选型计算 15
2.3 反应回路换热器E0104的选型计算 21
2.4 导热油加热器E0103的选型计算 27
第3章 泵的选择 33
3.1 PC-0101反应回路循环泵扬程计算 33
3.2 PC-0101反应回路循环泵的选型 35
第4章 中和釜体积及搅拌器功率计算 36
4.1 中和釜体积计算 36
4.2 搅拌器的功率计算 36
附 表 38

第1章 物料及热量衡算
1.1 物料衡算基准
说明：
硬脂酸（C15H24O）+10EO，年产量60000吨，日产量（按300天计）200吨，
每批10吨=10000kg，每天20批
链起始剂分子量
最终产品分子量
每批起始剂的量：
环氧乙烷EO的量：

故：3923.97+6076.03=10000.00kg
催化剂的量：NaOH
中和剂：CH3COOH

1.2 管道物料衡算及有关反应时间计算
1.2.1 管线（2）
由附录已知EO液体流速G=10000kg.h-1
EO最快加料时间：

实际操作中管道内流体流速不能达到最大值
对加料时间进行取整：
此时管线内质量流速：
1.2.2 管线（3）
已知 链起始剂的流速 G=30000kg.h-1
起始剂最快加料时间：
对加料时间取整为：
此时管内实际质量流速：
1.2.3 管线（5）、（7）、（8）
催化剂的质量流速 860 kg.h-1
其中：58%水质量流速 kg.h-1
42%NaOH质量流速 kg.h-1
42%NaOH最快加料时间：

取整为
则此时42%NaOH溶液在管道中实际质量流速：
kg.h-1
催化剂在管道内实际质量流速：
kg.h-1
因为：以PD101为衡算范围，输入=输出
因此：（7）、（8）号管线质量流速相等。
管线（5）中催化剂NaOH的最大质量流速为 2860kg/h
则经验系数：
由《技术文件及装置操作手册》知，加料时间定为5min
则（5）中流速：kg.h-1
42%的NaOH kg.h-1
2%的H2O kg.h-1
1.2.4 管线（6）、（9）、（10）
管（9）中和剂的质量流速为 600 kg.h-1
其中：98%CH3COOH 质量流速：kg.h-1
2%的 H2O的质量流速：kg.h-1
98% CH3COOH最快加料时间：
取整为
则此时98%CH3COOH的实际质量流速：
kg.h-1
其中：98%CH3COOH kg.h-1
2%的 H2O kg.h-1
以中和计量泵为衡算范围：输入=输出
因此：（9）、（10）号管线质量流速相等。
管（6）中和剂最大质量流速 kg.h-1
经验系数：
由《技术文件及装置操作手册》知，加料时间定为5min
则（6）中流速：kg.h-1
98%CH3COOH kg.h-1
2%的 H2O kg.h-1
1.2.5 管线（11）、（12）、（13）
反应回路小循环泵PC-103每次循环量为10000kg , 每小时循环次数为6.5次，每小时质量流速G=6.510000=65000 kg.h-1流经管线（11）的物料经过反应循环泵PC-103之后，流经管线（12），最后经反应换热器E-102，流经管线（13）的连续过程中，泵和换热器内部都没有积累，即对每一个设备来说，输入=输出，故管线（11）、（12）、（13）的质量流速均为G=65000kg.h-1
1.2.6 管线（17）、（18）、（19）
反应回路小循环泵PC-103每次循环量为 10000kg , 循环次数为36次/h , 每小时质量流速为360000 kg.h-1 ，在连续操作过程中，PC-101和换热器E-101中不可有积累。因此管线（17）、（18）、（19）中质量流速都相等360000 kg.h-1。
1.2.7 管线（16）、（22）、（23）
管线（16）是小循环产品出料管线流速已知为40000 kg.h-1，管线（22）是大循环产品出料管线流速已知为150000 kg.h-1，若卸料只靠小循环回路泵，即只从管线（16）卸料，则10吨产品出料时间=10000/40000=0.25h=15min
若卸料只靠大循环回路泵，即只从管线（22）出料时，则10吨产品出料时间=10000/150000=0.067h=4min。
而实际生产中卸料应先是大小循环回路同时卸料，即（22）、（16）同时卸料，达到一定程度，液位不再满足大循环回路时，就只能从（16）管线卸料。考虑上述原因，每批醇醚产品出料时间取=10min , 则管线平均每小时卸料kg.h-1，卸料只靠小循环泵时，（23）的实际流速G=40000 kg.h-1。卸料前期管线（23）的流速G>60000 kg.h-1。
取：150000 kg.h-1。
1.2.8 中和部分管线（13）、（14）
管线（13）的流速为 35000 kg.h-1
卸料，取整
此时，实际流速kg.h-1
因为以pv-104A/B为衡算范围，输入=输出
因此管线（13）、（14）流速相等。
1.3 预反应、反应及熟化阶段的物料衡算
1.3.1 预反应
EO总量为4050 kg.h-1在预反应阶段加入5%

220 396 616
x 6428.6×5% y
∴

因此，在预反应阶段反应链起始剂用量178.57kg , 得500.00kg产品。
1.3.2 反应阶段
加入剩余的EO，但只有95%参加反应，故

220 396 616
x 6428.6×95%×95% y

1.3.3 熟化阶段

220 396 616
x 6428.6×95%×5% y

因为原料中有0.1%的水，因此实际投料量：

其中预反应起始剂量：
反应起始剂量：
1.4 阶段数据表格

反应时间/min
EO投料量/kg
起始剂投量/kg
Cat用量/kg
反应率/%
产品量/kg
预反应
5
321.43
178.75
1.191
100
500.00
反应
30
5801.8
3226.45
22.62
95
9025.04
熟化
20
/
/
/
5
475

第2章 设备计算
2.1 反应回路换热器E0101的选型计算
根据工艺条件选择U型管式换热器，因反应产品的黏度较大且需要冷却，因此水走壳程，导热油走管程，设管程数为NP=2。
2.1.1计算定性温度，确定物理常数

管程（导热油）
壳程（产品）
定性温度

物理常数
（定性温度下）

2.1.2 初设总传热系数

2.1.3 计算对数平均温度
T1=180℃ T2=164.8℃
t2=86.20℃ t1= 60℃
△t1=T1-t2=180-86.2=93.8℃
△t2= T2-t1=164.8-60=104.80℃

计算温度校正系数

根据R、S值由P2-54图8-12（a）查得温度校正系数Ft=0.99

2.1.4 热负荷Q及导热油量W2

2.1.5计算所需的传热面积F1

2.1.6选定换热器的参数
由P4-358表23-41选取换热器的面积119.40m2.
管外径do=0.025，管内径di=0.02，管心距pt=0.032，折流板缺口为25%，管子为正方形45°排列，管长=6m，管子数Nt=F1/(π·do·l)=233.54根，考虑到管子的排列问题，管子数取250根
由P2-69图8-28查得
∴
根据加工原则取Ds=700mm
2.1.7 计算给热系数
2.1.7.1 管程：
管内质量流速

雷诺准数
由P2-58图8-13查得柯尔因子Jh=0.0045
由公式
因液体被加热，黏度校正系数
管内给热系数

2.1.7.2 壳程
相邻管间隙
假定折流板间距B=0.30m
横过管束的流动截面积
质量流速
当量直径
雷诺准数
由P2-59图8-14查得管子为正方形排列，折流板缺口为25%，管外膜给热系数Js=45.8
液体被冷却：

2.1.8计算总传热系数K1
由P2-86附表8-18查得
管内污垢系数
管外污垢系数
材质采用不锈钢，查得导热系数
管壁热阻
总传热系数

储备系数
K计/K选=1—1.30时，可认为初选合适，K1/K0=1.29因此选型合理
2.1.9 压力降的计算
管程
由P2-63图8-21查得摩擦因子
管内流体流速：
按公式
式中m-黏度系数:
取

允许压降 ( 4348.77<11428.57)
壳程 由P2-63图8-22查得当Res=8277.4时壳程压降摩擦因子，
壳内流体流速

允许压降
2.1.10 列出计算结果如下
选单管程U型管式换热器，管程数NP=2
壳径Ds
mm
700
公称压力Pg
atm
16
传热面积F1
m2
119.40
管程数NP

2
管根数Nt

250
管长l
m
6
管径d
mm

板间距B
m
0.3
管子排列：正方形旋转45○

2.2 反应回路换热器E0102的选型计算
根据工艺条件选择U型管式换热器，因反应产品的黏度较大且需要冷却，因此水走壳程，导热油走管程，设管程数为NP=2。
2.2.1计算定性温度，确定物理常数

管程（导热油）
壳程（产品）
定性温度

物理常数
（定性温度下）

2.2.2 初设总传热系数

2.2.3 计算对数平均温度
T1 =180℃ T2=165.8℃
t2 =8 0℃ t1= 60℃
△t1=T1-t2=180-80=100℃
△t2=T2-t1=165.8-60=105.80℃

计算温度校正系数

根据R、S值由P2-54图8-12（a）查得温度校正系数Ft=0.99

2.2.4 热负荷Q及导热油量W2

2.2.5计算所需的传热面积F1

2.2.6选定换热器的参数
由P4-358表23-41选取换热器的面积26.1 m2.
管外径do=0.025，管内径di=0.02，管心距pt=0.032，折流板缺口为25%，管子为正方形排列，管长=3m，管子数Nt=F1/(π·do·l)=87.05根，考虑到管子的排列问题，管子数取100根。
由P2-69图8-28查得
∴
根据加工原则取Ds=500mm
2.2.7 计算给热系数
2.2.7.1 管程：
管内质量流速

雷诺准数为：

由P2-58图8-13查得柯尔因子Jh=0.0058
由公式
因液体被加热，黏度校正系数
管内给热系数

2.2.7.2 壳程
相邻管间隙
假定折流板间距B=0.30m
横过管束的流动截面积
质量流速
当量直径

雷诺准数
由P2-59图8-14查得管子为正方形排列，折流板缺口为25%，管外膜给热系数Js=20
液体被冷却：

2.2.8计算总传热系数K1
由P2-86附表8-18查得
管内污垢系数
管外污垢系数
材质采用不锈钢，查得导热系数
管壁热阻
总传热系数

储备系数
K计/K选=1—1.30时，可认为初选合适，K1/K0=1.145因此选型合理
2.2.9 压力降的计算
管程
由P2-63图8-21查得摩擦因子
管内流体流速：
按公式
式中m-黏度系数:
取

允许压降 ( 3799.29<4081.6)
壳程
由P2-63图8-22查得当Res=1756.44时壳程压降摩擦因子，
壳内流体流速

允许压降
2.2.10 列出计算结果如下
选单管程U型管式换热器，管程数NP=2

壳径Ds
mm
500
公称压力Pg
atm
16
传热面积F1
m2
26.1
管程数NP

2
管根数Nt

100
管长l
m
3
管径d
mm

板间距B
m
0.3
管子排列
正方形旋转45○

2.3 反应回路换热器E0104的选型计算
根据工艺条件选择浮头式换热器，因反应产品的黏度较大且需要冷却，因此水走管程，导热油走壳程，设管程数为NP=2。
2.3.1计算定性温度，确定物理常数

管程（导热油）
壳程（产品）
定性温度

物理常数
（定性温度下）

2.3.2 初设总传热系数

2.3.3 计算对数平均温度
T1=60℃ T2=84℃
t2=40℃ t1=30℃
△t1=T1-t2=60-30=30℃
△t2=T2-t1=84-40=44℃

计算温度校正系数

根据R、S值由P2-54图8-12（a）查得温度校正系数Ft=0.98

2.3.4 热负荷Q及导热油量W2

2.3.5计算所需的传热面积F1

2.3.6选定换热器的参数
由P4-358表23-41选取换热器的面积350 m2.
管外径do=0.025，管内径di=0.02，管心距pt=0.032，折流板缺口为25%，管子为正方形45°排列，管长=6m，管子数Nt=F1/(π·do·l)=743根，考虑到管子的排列问题，管子数取750根。
由P2-69图8-28查得
∴
根据加工原则取Ds=1000mm
2.3.7 计算给热系数
2.3.7.1 管程：
管内质量流速

雷诺准数
由P2-58图8-13查得柯尔因子Jh=0.0061
由公式
因液体被加热，黏度校正系数
管内给热系数

2.3.7.2 壳程：
相邻管间隙
假定折流板间距B=0.60m
横过管束的流动截面积
质量流速
当量直径：

雷诺准数
由P2-59图8-14查得管子为正方形排列，折流板缺口为25%，管外膜给热系数Js=29
液体被冷却：

2.3.8计算总传热系数K1
由P2-86附表8-18查得
管内污垢系数
管外污垢系数
材质采用不锈钢，查得导热系数
管壁热阻
总传热系数

储备系数
K计/K选=1—1.30时，可认为初选合适，K1/K0=1.16因此选型合理
2.3.9 压力降的计算
管程
由P2-63图8-21查得摩擦因子
管内流体流速：
按公式
式中m-黏度系数:，取

允许压降 ( 1729.72<12857.14)
壳程
由P2-63图8-22查得当Res=2364时壳程压降摩擦因子，
壳内流体流速

允许压降
2.3.10 列出计算结果如下
选浮头式列管换热器，管程数NP=2
壳径Ds
mm
1000
公称压力Pg
atm
16
传热面积F1
m2
350
管程数NP

2
管长l
m
6
管径d
mm

板间距B
m
0.6
管子排列：
正方形

2.4 导热油加热器E0103的选型计算
根据工艺条件选择浮头式换热器，导热油走壳程，水走管程，设管程数为NP=2。
2.4.1计算定性温度，确定物理常数

管程（导热油）
壳程（产品）
定性温度

物理常数
（定性温度下）

2.4.2 初设总传热系数

2.4.3 计算对数平均温度
T1 =203℃ T2=203℃
t2=160℃ t1=150℃
△t1=T1-t2=203-160=43℃
△t2= T2-t1=203-150=53℃

计算温度校正系数
由于T1=T2，因此R=0，Ft=1不需要校正，因此
2.4.4 热负荷Q及蒸汽量W2

2.4.5计算所需的传热面积F1

2.4.6选定换热器的参数
由P4-358表23-41选取换热器的面积25.30m2.
管外径do=0.025，管内径di=0.02，管心距pt=0.032，折流板缺口为25%，管子为正方形排列，管长=4.5m，管子数Nt=F1/(π·do·l)=70.7根，考虑到管子的排列问题，管子数取75根。
由P2-69图8-28查得
∴
根据加工原则取Ds=400mm
2.4.7 计算给热系数
2.4.7.1 管程
管内质量流速

雷诺准数：
由P2-58图8-13查得柯尔因子Jh=0.003

查图8-16 得

2.4.7.2 壳程
相邻管间隙
假定折流板间距B=0.30m
横过管束的流动截面积
质量流速
当量直径
雷诺准数
由P2-59图8-14查得管子为正方形排列，折流板缺口为25%，管外膜给热系数Js=90
液体被冷却：

2.4.8计算总传热系数K1
由P2-86附表8-18查得
管内污垢系数
管外污垢系数
材质采用不锈钢，查得导热系数
管壁热阻
总传热系数

储备系数
K计/K选=1—1.30时，可认为初选合适，K1/K0=1.20因此选型合理。
2.4.9 压力降的计算
壳程 ，由P2-63图8-21查得摩擦因子
管内流体流速：
按公式：
式中m-黏度系数:，取

允许压降 ( 6428.57<7142.86)
2.4.10 列出计算结果如下
选浮头式列管换热器，管程数NP=2
壳径Ds
mm
400
公称压力Pg
atm
16
传热面积F1
m2
25.6
管程数NP

2
管长l
m
4.5
管径d
mm

板间距B
m
0.3
管子排列：
正方形

第3章 泵的选择
3.1 PC-0101反应回路循环泵扬程计算
用途：把（17）号管线的液体输送到SA-0101管路上有三个90弯头，三个阀门，一个换热器E0101，二个三通，PC-0101液体流速360000，密度1000，温度180，入口压力450，排出压力855，转速1450，黏度10。
3.1.1 流体形态计算

湍流流动
3.1.2 摩擦因数

3.1.3 泵的扬程
，由于
忽略动能变化，即

名称
阻力系数
数量
管出口

管入口

90弯头

三个
三角落

二个
管通长
5 m

中途经过E0101换热器，此处局部阻力为
E0101 Ds=1.0 m Nt=404 di=0.017 l=6 m
V1=V2 A1u1=A2u2

属于湍流区，取，则

3.2 PC-0101反应回路循环泵的选型
查得泵型号200YG75
流量Q
360 m3/h
扬程H
75 m
转数
1450 r/min
效率η
75%
轴功率
98 kw
配电机功率
132 kw
允许气蚀余量
4.5 m
泵壳许用压力
16 kgf/cm2

第4章 中和釜体积及搅拌器功率计算
4.1 中和釜体积计算
年产量W1=60000吨，一年工作日T1=300天，物料比重
取装料系数 S=0.8(反应物料为液相取0.75-0.8)，日产量
每日生产批数
则每小时的工作量/h，T2=24 h
工作周期
每小时物料体积
设备总容积
实际设备总体积
4.2 搅拌器的功率计算
因为液体黏度不大，对溶介速度无要求可用浆式搅拌器，因此选浆式搅拌器
取
因此

取

因此，

附 表
设 备 一 览 表
序号
位号
设备
名称
技术规格
介质
数量
单位
材料
重量(kg)
备注
单
总
1
R0101
反应气液接触器
卧式Φ1200×10×7000；V=8/54M3
外半管φ73/60.3×3；保温层厚度120mm
缩合物+EOH
蒸气
1
台
A240
TP315
4500
9000
P.C.E
2
R0102
反应收集器
立式φ2400×15×2200；V=14.25
外半管φ73×3/φ19/0.5×1.65
保温层厚度120mm
缩合物+EO
蒸汽
1
台
A240
TP316.
7500
15000
P.C.E
3
R0103
反应
中和器
立式φ2400×10×4540；V=17.8M3
半管φ108×4L=180m
醇醚
蒸汽/冷却水
2
台
OCr17Ni112-M2
OCr19Ni19
4610
18440
吉化重机厂
4
V0102
碱
计量罐
立式φ600×3×3428；V=17.6m3饱温层厚度60mm加热盘管φ25×3L=51800m
碱溶液
蒸汽
1
台
OCr19Ni19
20
450
900
吉化重机厂
5
V0109
酸计量罐
立式φ600×3×3428；V=17.6m3饱温层厚度60mm加热盘管φ25×3L=51800m
醋酸
蒸汽
1
台
OCr17Ni14M-A02
20
450
900
吉化重机厂
6
V0101
导热油膨胀罐
立式φ1200×6×2756；V=2.26m3;保温层厚度100mm
导热油
1
台
Q235-A
550
1100
吉化重机厂
7
V0104
反应系统气液分离罐
立式φ700×6×2718；V=0.86m3
有机物、N2
、蒸汽
1
台
Q235-A
370
740
吉化重机厂
8
V0105
反应系统有机物分离罐
立式φ800×6×2600;V=0.85m3保温层厚度100mm外盘管φ25×3L=19980
EO、N2蒸汽、有机物
蒸汽
1
台
OCr17Ni12Mo2
20
420
840
吉化重机厂
9
V0107
中和系统有机物分离罐
立式φ800×6×2600;V=0.85m3保温层厚度100mm外盘管φ25×3L=26000
EO、蒸汽、有机物、氮气
1
台
OCr17Ni12Mo2
20
385
42.3
770
吉化重机厂
10
V0108
气液分离罐
立式φ700×6×2718
v=0.86m3
有机物、蒸汽
1
台
Q235-A
370
740
吉化重机厂
11
E0101
反应回路换热器
BEUφ500×4730×6,A=119.4m2 n=250,φ25×2.5，保温层厚度120mm
缩合物+EO
导热油
1
台
A240 TP.316
2700
5400
P.&.L
12
E0102
反应回路换热器
BEUφ267×4731×3460
A=25.8 m2,n=100φ25×2.5,保温层厚度120mmV
缩合物+EO
导热油
1
台
A240 TP.316
500
1000
P.&.L
13
E0103
导热油加热器
BIUφ500×8×4210;A=25.6m2n=75Φ25×2.5;保温层厚度120mm
导热油
蒸汽
1
台
20R
20
1773
3546
吉化重机厂
14

E0104
导热油冷却器
BEMφ900×8×7443 ,V=350m2φ25×2.5
n=750
导热油
冷却水
1
台
20R
20
6989
13978
吉化重机厂
15
E0105
反应真空冷凝器
BEMφ325×8×3764，A=13.7m2φ19×2×3000
保温层厚度50mm
氮气、蒸汽、冷却水
1
台
20R
20
639
1278

吉化重机厂
16
E0106
中和真空冷凝器
BEM卧式φ325×8×3764，A=13.7m2
φ19×2×3000
保温层厚度50mm
氮气、蒸汽、冷却水
1
台
20R
20
639
1278
吉化重机厂
17
P0101
反应大循环泵
8HNN194 离心泵 Q=360m3/h,H=45m
缩合物+EO
1
台
AISI316
2340
4680
Wortington
18
P0103
导热油循环泵
8HNN194 离心泵
Q=360m3/h，H=35m
导热油
1
台
AISTI
304

2120
4240
Wortington
19
P0102
反应小循环泵

3HHN153 离心泵
Q=65m3/h，H=45m
缩合物+EO
1
台
AISTI
316
983
1966
Wortington
20
P0104
催化剂计量泵
DOXA，M80×25柱塞泵
Q=0.06~0.6m3/h
氢氧化钠
1
台
AISI
316
125
250
O..M.G
21
P0108
中和剂计量泵
DOXA，M80×25柱塞泵
Q=0.06~0.6m3/h
醋酸
1
台
AISI
316
125
250
O..M..G
22
P0106
反应真空泵
TRHC80~750/B/A3
Q=600m3/h
氮气
水蒸汽
1
台
AISI
316
1000

Pompe
23
P0109A/B
中和卸料泵
SLP330-E55-A31-D1-ABOT
Q=35m3/h,
ΔP=400KPag
醇醚
2
台
AISI
316

DEMORJ
24
P0105
反应蒸气喷射泵
PL52/2B/A3-E
Q=300m3/h
氮气
1
台
20#
100
200
Pompe
25
P0107
中和真空泵
P9201
入口流量40kg/h
入口压力1.33kPA
氮气、
水蒸汽
1
台
AISI
316

杭州真空设备厂
26
P0105
中和蒸汽喷射泵
P9201
入口流量40kg/h
入口压力1.33kPA
氮气
1
台
20#
100
200
杭州真空设备厂