毕业设计-年产40000吨苯酐1安定的车间工艺设计.doc

年产40000吨苯酐(安定)的车间工艺设计年产40000吨苯酐(安定)的车间工艺设计第一章 文献综述1.1苯酐简述苯酐， 全称为邻苯二甲酸酐（ Phthalic Anhydride）,常温下为一种白色针状结晶（ 工业苯酐为白色片状晶体），易燃，在沸点以下易升华，有特殊轻微的刺激性气味。苯酐能引起人们呼吸器官的过敏性症状，苯酐的粉尘或蒸汽对皮肤、眼睛及呼吸道有刺激作用，特别对潮湿的组织刺激更大。苯酐主要用于生产PVC 增塑剂、不饱和聚酯、醇酸树脂以及染料、涂料、农药、医药和仪器添加剂、食用糖精等，是一种重要的有机化工原料。在PVC 生产中，增塑剂最大用量已超过50，随着塑料工业的快速发展，使苯酐的需求随之增长，推动了国内外苯酐生产的快速发展。最早的苯酐生产始于1872 年，当时德国BASF 公司以萘为原料，铬酸氧化生产苯酐，后又改用发烟硫酸氧化生产苯酐，但收率极低，仅有15%。自1917 年世界开始以氧化钒为催化剂，用萘生产苯酐后，苯酐的生产逐步走向工业化、规模化，并先后形成了萘法、邻法两种比较成熟的工艺1。1.2苯酐的性质2苯酐，常温下为一种白色针状结晶（ 工业苯酐为白色片状晶体），易燃，在沸点以下易升华，有特殊轻微的刺激性气味。分子式C8H4O3，相对密度1.527(4.0)，熔点131.6，沸点295（升华），闪点（开杯）151.7，燃点584。微溶于热水和乙醚，溶于乙醇、苯和吡啶。1.3苯酐的合成方法比较及选取1.3.1合成苯酐的主要工艺路线1.3.1.1 萘法11.3.1.1.1反应原理萘与空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。1.3.1.1.2 工艺流程 空气经净化、压缩预热后进入流化床反应器底部，喷入液体萘，萘汽化后与空气混合，通过流化状态的催化剂层，发生放热反应生成苯酐。反应器内装有列管冷却器，用水为热载体移出反应热。反应气体经三级旋风分离器，把气体携带的催化剂分离下来后，进入液体冷凝器，有40%60%的粗苯酐以液态冷凝下来，气体再进入切换冷凝器（ 又称热融箱）进一步分离粗苯酐，粗苯酐经预分解后进行精馏得到苯酐成品。尾气经洗涤后排放，洗涤液用水稀释后排放或送去进行催化焚烧。1.3.1.2邻法1.3.1.2.1 反应原理1邻二甲苯与空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。1.3.1.2.2 工艺流程过滤、净化后的空气经过压缩，预热后与汽化的邻二甲苯混合进入固定床反应器进行放热反应，反应管外用循环的熔盐移出反应热并维持反应温度，熔盐所带出的反应热用于生产高压蒸汽（ 高压蒸汽可用于生产的其他环节也可用于发电）。反应器出来的气体经预冷器进入翅片管内通冷油的切换冷凝器，将苯酐凝结在翅片上，然后再定期通入热油将苯酐熔融下来，经热处理后送连续精馏系统除去低沸点和高涨点杂质，得到苯酐成品。从切换冷凝器出来的尾气经两段高效洗涤后排放至大气中。含有机酸浓度达30的循环液送到顺酐回收装置或焚烧装置，也可回收处理制取富马酸1。目前，全球苯酐生产所采用的工艺路线有萘流化床氧化和萘/邻二甲苯固定床氧化，其中邻二甲苯固定床氧化技术约占世界总生产能力的90% 以上。萘流化床氧化工艺在国外已逐步淘汰，但在我国的苯酐生产中仍占有一定比例。邻二甲苯固定床气相氧化技术主要BASF，Wacker-Chemie，ElfAtochem/日触和Alusuisse Italia 等几种典型的生产工艺。BASF工艺：BASF工艺于1976 年工业化生产，总生产能力超过100104 t/a，BASF工艺的单台反应器最大生产能力为4.5104 t/a。经净化预热后的空气与气化的邻二甲苯混合进入列管式固定床反应器，在钒-钛环形催化剂表面进行反应，反应温度为360，空速为3000h- 1，反应热由熔盐导出。粗苯酐在微负压下采用高温或同时添加少量化学品除去某些杂质后送入精馏塔精制。BASF工艺能有效地回收顺酐，苯酐的质量收率超过105%3。Wacker-Chemie 工艺：近年来各国新建的苯酐生产装置基本上都采用Wacker-Chemie工艺，至今世界上已有110套以上的装置采用此工艺，总生产能力为160104 t/a，单台反应器的最大生产能力为4.5104 t/a。该工艺所采用的催化剂适用于邻二甲苯、萘以及邻二甲苯和萘的混合料，设计的催化剂负荷为邻二甲苯100g/m3空气（标准态），苯酐的质量收率为114%115%（以萘为原料时，苯酐收率为97% 99%），催化剂寿命大于3 年3。ElfAtochem/日触工艺：ElfAtochem公司于1970 年开始开发低能耗工艺，1986 年该公司决定采用日触公司寿命长、选择性高的苯酐催化剂，并与日触公司共同开发了ElfAtochem/日触工艺。采用该工艺的总生产能力约40104 t/a。该工艺与BASF工艺相似，工艺尾气全部催化焚烧处理，有机杂质含量低，无大气污染3。Alusuisse Italia 工艺：意大利的Alusuisse公司于1986 年开发了Alusuisse Italia低空烃比工艺，空气对邻二甲苯的质量比减少到9.5:1，而原料气浓度可提高到邻二甲苯134g/m3 空气标准态。到1996 年世界各地共有11 套装置采用该工艺，总生产能力为24. 9104 t/a3。1.3.2 合成工艺路线分析及技术经济评价萘法作为最早生产苯酐的方法，也是最早形成工业化生产的方法，其原料为焦油萘。我国在1953 年开始萘法生产苯酐，当时是以萘为原料，固定床气相氧化法生产苯酐。1958 年我国又开发了流化床工艺，并在此基础上建设了多套工业生产装置。由于我国萘流化床法发展较快，到1988 年大部分工厂仍在采用萘流化床法生产苯酐，当时萘法产量高达总产量的90%。随着石油工业的发展以及邻法技术的开发，萘法的劣势显露出来：原料焦油萘供应日趋紧张，价格不断上扬，单台反应器生产能力较低，这些都不可避免地造成了萘法的高能耗1。随着苯酐产量的迅速增长，焦油萘越来越不能满足生产的需要，而随着石油工业的发展，又提供了大量廉价的邻二甲苯，扩大了苯酐的原料来源。从20世纪60年代开始，生产苯酐的原料从萘转向邻二甲苯。随着催化剂研发的重大进展以及参加反应的空气和邻二甲苯比例的降低，再加上生产设备大型化的实现等一系列新技术的开发和应用，进一步加速了原料的转换进程。近几年，各厂家也都在为提高自身产品的竞争力而不断地在节能降耗等方面改进、完善自己的工艺，这就使得邻法工艺更加成熟，更加先进1。Wacker-Chemie工艺特点是低能耗，高负荷，生产能力大，催化剂活化时不必使用SO2。BASF工艺的技术特点是低反应温度和高空速，水洗回收副产的顺酐，生产费用低，无废水排出，采用蒸汽透平，输出中压空气。ElfAtochem/日触工艺的特点是低空烃比，操作安全性能好，负荷高，空气量相应减少，总能耗下降。因此该工艺具有投资较低、能耗少、成本低和无污染的优势。Alusuisse Italia工艺的设备投资较少3。1.3.3 未来发展方向近年来世界各苯酐生产公司都致力于改进以邻二甲苯为原料的固定床氧化技术，并在催化剂、生产工艺和反应器设计等方面取得了重要的进展。1.3.3.1催化剂的改进3世界各生产公司着重研制低温、高邻二甲苯浓度、高负荷及高收率的催化剂。ElfAtochem/日触公司在进料邻二甲苯浓度为85g/m3空气（标准态）时，苯酐质量收率达到114%115%，目前正在开发110g工艺的催化剂，并进一步开发120g 工艺的催化剂。BASF公司开发的固定床双层催化剂，第一层：7%（质量分数）V2O5，2.5% Sb2O3，0.16%铷，其它部分为TiO2；第二层：7% V2O5，2.5% Sb2O3，0.5%磷，其它部分为TiO2，当反应温度分别控制在359和342时，苯酐质量收率达到109.8%。Wacker公司和Alusuisse公司也加快了催化剂的研制工作，日本KawasakiSteel公司开发的V-Cs-Ti-B-Si-S-O催化剂，当以邻二甲苯为原料、用于流化床反应器中时，苯酐质量收率达到114.4%。随着催化剂技术的进一步改进，各国开发的催化剂在活化时都不添加SO2。1.3.3.2生产工艺的开发3Sisas公司开发了邻二甲苯两步氧化法制苯酐的工艺，苯酐的选择性达到85%88%（一般方法为80% ），且提高了产品纯度，未反应的邻二甲苯容易循环再氧化，由于气相氧化的放热减少50%，反应可在更低的温度下进行，降低了操作风险。日本触媒公司开发了尾气部分循环工艺，这样强化了操作安全、降低了操作费用和投资，苯酐的质量收率达到114%116%。1.3.3.3反应器的改进3高效催化剂的开发，使邻二甲苯在空气中的浓度可提高到120g/m3（标准态），并充分利用放出的反应热，使能耗大大地降低，苯酐的生产成本大幅下降。反应器的相应改进包括：采用外循环反应器，反应器趋于大型化、双填充催化剂的固定床反应器。日触公司开发的双层反应器能优化反应器中的温度分布，降低热点温度，并延长催化剂的使用寿命；BASF 公司在主反应器后设置一个后继反应器，使邻二甲苯完全氧化，改善了环保状况；Lurgi公司开发出的反应器采用反向进料和有效的撤热措施，降低了反应器“飞温”的可能性。总之，苯酐生产商都在积极研制高收率、高选择性和高负荷的催化剂，进行反应动力学和反应机理的研究，用数学模拟法放大反应器，提高了单台反应器的生产能力，进一步地降低了能耗和成本，提高了操作的安全性和自动化水平。随着苯酐生产的快速发展，苯酐市场的竞争也越来越激烈。目前，我国邻法苯酐的生产已处于国际领先地位。但是我国对于催化剂的研发却一直处于相对落后的状态，致使国内一些厂家（ 如周村、白龙、哈尔滨等）一直在使用进口催化剂进行苯酐的生产。面对技术相对先进的国际市场，我们应加快催化剂的国产化步伐，同时大型苯酐氧化反应器的国产化步伐也要加快1。为了提高自身的竞争力，各生产厂家应在加强工艺改进的同时，还要不断开发新技术，以提高单台反应器的产能，降低产品的能耗，力求在大量进口产品冲击下在国内苯酐市场站稳脚跟并冲向国际市场,使我国的苯酐行业走向一个辉煌的阶段。1.3.4合成工艺路线选取我的内容主要是根据所查资料并总结，做出苯酐的一条生产线，并对主要反应器进行设计。由于石油邻二甲苯资源比较丰富，理论收率高，价廉，选择性高成为现代生产苯酐的首选原料，所以决定按以下技术路线进行研究：计划年产量为40000吨，年工作时数为每年8000h，产品流量5000kg/h，产品纯度（质量分数）大于99.9%，精馏阶段产品回收率为92%。第二章 工艺流程2.1原料名称及规格4邻二甲苯（96%），工业级（国内一些大型石化企业生产）。空气，（21%氧气、78%氮气）。催化剂，V2O5-T iO2系列负载型催化剂。2.2主要设备固定床反应器，离心泵，空气压缩机，精馏塔，冷凝器，预热器，储罐。2.3工艺流程简述4苯酐生产工艺系统包括氧化反应部分、冷凝水洗部分、苯酐精制部分。2.3.1 氧化部分邻二甲苯通过换热器预热，经净化换热器加热后在汽化器内混合均匀并完全雾化，进入反应器反应。反应器内埋填化热列管，用熔盐循环移去反应热，热的熔盐产生高压蒸汽。2.3.2 冷凝水洗部分反应气体冷却后在切换冷凝器中凝华，然后再融化，苯酐粗产品流到储罐中。从冷凝器中排出的尾气为未反应的空气和反应生成的一氧化碳、二氧化碳及少量有机物，经水洗塔洗涤回收有机物后排放。洗涤水中主要含有顺酸（顺丁烯二酸），通过加工可经济的回收，使过程无废水排出。2.3.3 精制部分粗品苯酐经高压蒸汽预热后，进入第一精馏塔，顺酐及少量的苯甲酸作为塔顶馏出物而分离出来，使苯酐得到进一步提纯，塔底产物为苯酐。塔底苯酐进入第二个精馏塔，在热虹吸式再沸器和重力及真空作用下回流循环纯化，脱除重组分杂志后，苯酐从塔顶流出。2.4 生产流程第三章 物料衡算3.1物料衡算概述为了弄清生产过程中原料、成品以及损失的物料数量，必须要进行物料衡算。物料衡算是设备热量衡算乃至整个工艺设计的基础，一般在以下几种情况下需进行物料衡算。对某个操作过程作物料衡算；对已有的设备：一个设备、一套设备或整个车间作物料衡算；设计一套新的装置或一个新的车间时，一般均需做出全面的物料衡算。因此正确的物料衡算结果为正确的设备热量衡算和设备工艺设计提供可靠的保证，在整个设备设计过程中具有重要的意义5。3.2 物料衡算的计算依据6物料衡算为质量守恒定律的一种表现形式，即 式中， 输入物料的总和；输出物料的总和；累计的物料量。式为总物料衡算式。当过程没有化学反应时，它也适用于物料中任一组分的衡算；但有化学反应时，它适用于任一元素的衡算。若过程中累积的物料量为零，则该式可简化为上式所描述的过程属于定态过程，一般连续不断的流水作业（即连续操作）为定态过程，其特点是在设备的各个不同位置，物料的流速、浓度、温度、压强等参数可各自不相同，但在同一位置上这些参数随不同时间而变。若过程中有物料累积，则属于非定态过程，一般间歇操作（即分批操作）属于非定态过程，在设备的同一位置上诸参数随时间而变。式或式中各股物料数量可用质量或物质量衡量。对于液体及处于恒温、恒压下的理想气体还可用体积衡量。常用质量分率表示溶液或固体混合物的浓度（即组成），对理想混合气体还可用体积分率（或摩尔分率）表示浓度。3.3物料衡算的计算范围和计算基准作物料衡算时需要确定一个计算范围，即从哪里开始作为进料，从哪里作为出料。根据实际需要来确定计算范围，可以是某一设备或一套设备。对分批操作，可从开始加料到最终出料作为计算范围，有时也取整个过程中的某一阶段作为物料衡算的范围。作物料衡算时也要选定一个计算基准。例如分批操作可以分批投料量或每昼夜的处理量作为计算基准。连续生产可以用每小时、每天或每分钟的投料量作为计算基准。根据需要有时也采用每吨产品或原料作为计算基准，或者用每千摩尔（kmol）的投料量作为计算基准。基准的选择是跟据物料衡算的目的和计算的方便来考虑决定7-8。3.4 计算任务3.4.1 生产任务和涉及的主要反应方程年产4万吨的苯酐工厂。由生产工艺可知操作方式为连续操作。反应过程中涉及的反应方程见表3-14,9-10。表3-1 反应方程式序号产物反 应 式1邻苯二甲酸酐2马来酸酐3苯甲酸4柠糠酐5甲苯甲醛6苯酞7CO23.4.2 操作流程3.4.3 反应器参数4反应床层温度：360380；反应压力：0.1013MPa；原料：工业级邻二甲苯，洁净空气；进料量：4700kg/h；转化率：99.8%；苯酐选择性：约0.9；催化剂：低温高空速、V2O5-T iO2负载在惰性载体上的催化剂；空邻比：9.5:1；主要副产物：马来酸酐、苯甲酸、柠糠酐、苯酞、二氧化碳；根据催化剂厂商提供的数据，反应器出口气体组成见表3-210。表3-2反应器出口气体组成产物名称出口气体组成（质量）苯 酐92.893.5%苯 酞0.10.14%马来酸酐5.06.0%柠糠酐0.30.45%苯甲酸0.30.45%3.4.4 原材料和动力的消耗定额和消耗量原料及动力消耗量见表3-34。表3-3 原料及动力消耗序号名称单耗/(t/t)年耗量/t1邻二甲苯（96%）0.98392002催化剂0.00025103熔盐0.0015604水156000005电335 kWh/t14200000kWh6空气11 m3/t440000m33.4.5 物料衡算过程及物料衡算表连续操作过程以小时为衡算基准。由所查文献可知：主反应为反应1，副反应为反应2、3、4，反应5、6、7可忽略。确定已知变量参数（查文献）4,9-10：邻二甲苯转化率99.8%，苯酐选择性0.9；反应器出口组成：苯酐93.0%（质量分数，下同），马来酸酐6.0%，苯甲酸0.4%，柠糠酐0.35%；进料：邻二甲苯4700kg/h，洁净空气44650kg/h。 原料中含杂质的量 47004%=188 kg/h参与主反应的邻二甲苯的量 470096%99.8%0.9=4052.68kg/h生成苯酐的量 4052.68106148=5658.46kg/h生成马来酸酐的量 5658.4693%6.0%=365.06kg/h生成苯甲酸的量 5658.4693%0.4%=24.34kg/h生成柠糠酐的量 5658.4693%0.35%=21.29kg/h消耗氧气的量：反应1 4052.68106332=3670.35kg/h反应2 365.069815232=894.02 kg/h反应3 24.3412213432=20.75 kg/h反应4 21.29112632=36.50 kg/h总共消耗氧气的量 3670.35+894.02+36.50+20.75=4621.62 kg/h生成二氧化碳的量：反应2 365.0698444=655.62 kg/h反应3 24.3412244=8.78 kg/h反应4 21.29112344=25.09 kg/h总共生成二氧化碳的量 655.62+8.78+25.09=689.49 kg/h生成水的量：反应1 4052.68106318=2064.57 kg/h反应2 365.0698418=268.21 kg/h反应3 24.341225218=8.98 kg/h反应4 21.29112318=10.26 kg/h总共生成水的量 2064.57+268.21+8.98+10.26=2352.02kg/h反应后空气的量 93000-4621.62+689.49=40717.87kg/h物料衡算表如表3-4所示。 表3-4 物料衡算 单位：kg/h项目进料反应产物苯酐粗品苯酐产品邻二甲苯4700197.0300空气4465040717.8700苯酐05658.465658.465205.78马来酸酐0365.06365.060苯甲酸024.3424.340柠糠酐021.2921.290水02352.0200其他013.9313.935.22总计49350493506083.085211第四章 热量衡算4.1 热量衡算方程式热量衡算按能量守恒定律，在无轴功条件下，进入系统的热量与离开热量应该平衡，在实际中对传热设备的热量衡算可由下式表示5,11：式中, 所处理的物料带入设备中的热量； 加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量（符号规定加热剂加入热量为“”冷却剂吸收热量“”）； 过程的热效应（符号规定过程放热为“”，过程吸热为“”）； 离开设备物料带走的热量； 设备各部件所消耗的热量； 设备向四周散失的热量，又称热损失。热量衡算的时间基准可与物料衡算相同，即对间歇生产可以每日或每批处理物料作基准。对连续生产以每小时作基准。但不管是间歇还是连续生产，计算传热面积的热负荷，必须以每小时作基准，而该时间必须是稳定传热时间。热量衡算温度基准，一般规定以25或0，也可以进料温度作基准。4.2 与的计算与均可用下式计算：式中， i物料质量； i物料平均等压比热容； 物料的温度； 计算基准温度。4.3 过程热效应的计算过程热效应可分为两类，一类是化学过程热效应即化学反应热效应，另一类是物理过程热效应，即物理状态变化热，如溶解、结晶、蒸发、冷凝、熔融、升华及浓度变化等吸入或放出热量。纯物理过程无化学反应热效应，但物料经历化学变化过程，除化学反应热效应外，往往伴随物料状态变化热效应，则两者应结合在一起考虑，可用下式计算：式中， 化学反应热效应kJ； 物理过程热效应kJ。 化学反应热效应，可通过标准化学反应热11，按下式计算：式中， 标准化学反应热； 参与化学反应的A物质量； A物质分子量。4.4所需数据热量衡算所需数据如下5,8,12-14：1空气：空气的组成比较复杂，为方便计算，把空气的组成近似为21%氧气和79%氮气。氧气：比热容： 标准生成热： 氮气：比热容： 标准生成热：2二氧化碳：比热容： 标准生成热： 3水： 比热容： 标准生成热：汽化热：4邻二甲苯： 比热容： 标准生成热：汽化热：5苯酐： 比热容： 标准生成热：汽化热利用基团贡献法估算14： 其中，分子中i种基团的个数； i种基团的贡献值，；化合物的摩尔质量，。通过参考文献14可知，的基团贡献值为2.544，的基团贡献值为3.059，酮的基团贡献值为6.645，的基团贡献值为4.682熔化热利用基团贡献法估算14：其中， 分子中i种基团的个数； i种基团的贡献值，；化合物的摩尔质量，。通过参考文献14可知，的基团贡献值为1.101，的基团贡献值为2.394，酮的基团贡献值为3.624，的基团贡献值为5.8796马来酸酐： 比热容利用Missenard法估算14：式中，化合物的摩尔质量，；分子中i种基团的个数；i种基团的摩尔热容，。通过参考文献14知，的摩尔热容为28.1， 酮的摩尔热容46.1，的摩尔热容31.0标准生成热： 汽化热利用基团贡献法估算：通过参考文献14知，的基团贡献值为2.544， 酮的基团贡献值为6.645，的基团贡献值为4.682熔化热利用基团贡献法估算：通过参考文献14知，的基团贡献值为1.101， 酮的基团贡献值为3.624，的基团贡献值为5.8797苯甲酸： 比热容： 标准生成热： 汽化热利用基团贡献法估算：通过参考文献14知，的基团贡献值为2.544， 的基团贡献值为3.059，的基团贡献值为19.537熔化热利用基团贡献法估算：通过参考文献14知，的基团贡献值为1.101， 的基团贡献值为2.394，的基团贡献值为11.0518柠糠酐：比热容利用Missenard法估算： 通过参考文献14知，的摩尔热容为8.4，的摩尔热容48.4，的摩尔热容31.0，的摩尔热容28.1，酮的摩尔热容46.1标准燃烧热利用卡拉奇法估算14：其中，化合物燃烧时的电子转移数； 取代基和键的校正值； 分子中同样取代基的数目； 标准燃烧热。通过参考文献14知，羧酸酐的值为41.9，核环上的双键的值为27.2 标准生成热用公式转换，其中，元素的标准燃烧热，；化合物中同种元素的原子数；，分别为同一化合物的标准生成热和燃烧热。通过参考文献14知，C原子的元素的标准燃烧热395.15,H原子的元素的标准燃烧热143.15汽化热利用基团贡献法估算：通过参考文献14知，的基团贡献值为3.059，的基团贡献值为2.373，的基团贡献值为4.682，的基团贡献值为2.544，酮的基团贡献值为6.645熔化热利用基团贡献法估算：通过参考文献14知，的基团贡献值为2.394，的基团贡献值为0.908，的基团贡献值为5.879，的基团贡献值为1.101，酮的基团贡献值为3.6244.5 关于热量衡算的具体计算在本次计算中，对反应釜进行热量衡算。由该反应工艺要求可知，该反应过程可以分二个阶段进行热量衡算：升温至360的预热阶段，360-380之间的反应阶段（以kg/h为基准）。热平衡式： 假设：； 基准温度为25。热平衡式可写成： 即 4.5.1 预热阶段的热量衡算（）由生产工艺知，该阶段是在= 25的情况下，将4700kg邻二甲苯，44650kg空气通过换热器预热到360，以达到反应所需的温度。由公式 可得。 则4.5.2 反应阶段的热量衡算（）该过程为预热到360的邻二甲苯和空气混合均匀后，通过装有催化剂的固定床反应器，在360-380之间迅速反应。反应1：反应2：反应3： 反应4：则因为 所以4.5.3 离开设备的物料带走的热量（）离开反应器的物料主要是未反应的氧气、氮气、二氧化碳、水蒸气、苯酐、顺酐、苯甲酸和柠糠酐。假设：离开反应器的气体的温度为380； 基准温度为25。由公式 可得。 则4.5.4 设备和物料传递的热量（）由热平衡方程可知4.6 换热器面积求算4.6.1 预热器面积求算预热物料到360，可选用熔盐做加热剂，设加热剂的进口温度为400，出口温度为200，取总加热系数8 预热邻二甲苯：由公式可知传热面积 预热空气：由公式 可知传热面积 4.6.2 反应器换热面积求算随着反应的进行放出大量的反应热，为维持反应温度在360-380之间，需要在反应管壳程用熔盐做载热体，移出多余的反应热。设载热体的入口温度为150，出口温度为350，取总加热系数8由公式 可知传热面积 综上所述，可得以下热量衡算数据表41：表41 热量衡算数据表过程热量/kJ传热面积/m2预热阶段的热量衡算（）19.05410613.185+3.375反应阶段的热量衡算（）56.745106离开设备的物料带走的热量（）27.415106设备和物料传递的热量（）-53.7610626.604第五章 精馏塔的工艺设计及选型精馏塔是化工生产中常用的典型设备，本设计涉及苯酐的精馏提纯，在主要设备的设计及计算部分，选择精馏塔作为对象进行计算。精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。从反应器出来的气体主要成分是苯酐、顺酐、二氧化碳、水蒸气未反应的氧气及氮气，它们都以气体形式存在。在进入精馏塔分离之前先通过适当的冷却，使苯酐、顺酐等产物液化，以除去水蒸气、二氧化碳和多余的空气。再经过适当的加热使液化的产物达到饱和液体的状态。通过第三章的物料衡算可知，液化的产物中以苯酐和顺酐为主，为方便计算过程，按分离顺酐苯酐二组分混合物进行工艺设计和计算。根据设计参数条件及各类型塔板的用途和优点15，拟采用板式塔浮阀塔。5.1 操作条件的确定5.1.1 操作压力4顺酐在常压下的沸点是202，而苯酐的沸点是284.5，在常压下精馏，需要消耗大量的能量，不经济。从图5-1和5-2来看，压力越小，苯酐和顺酐的汽液平衡线离对角线越远，越有利于分离。故设计本精馏塔的压力为30。 图 5-1 顺酐与苯酐的气液平衡曲线 图 5-2 顺酐与苯酐的气液平衡曲线 （压力=101.3kPa） (压力=30kPa)5.1.2 回流比4回流比的选择与操作费和设备费有密切关系，影响分离效果及加热剂和冷却剂的用量。通过生产经验及文献4,15参考，本设计取回流比5 .1.3 进料热状况进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。故本设计取进料热状况参数。5.2 实际塔板数及加料位置的确定5.2.1全塔物料衡算15通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。通常，原料量和产量都以kg/h或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmol/h。在设计时，汽液流量又须用m3/s来表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。衡算方程：总物料：易挥发组分： 其中，、分别为原料液、馏出液和釜残液流量，； 、分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。由生产任务可知：由衡算方程得： 5.2.2 逐板计算法确定理论板数目5.2.2.1计算所需方程1操作线方程15：精馏段上升蒸汽量： 下降液体量： 操作线方程： 或： 式中： 回流比； 精馏段内第层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率；精馏段内第层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。提馏段上升蒸汽量： 或： 下降液体量： 操作线方程： 式中： 提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；提馏段内第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。2平衡线方程15： 式中： 易挥发组分与难挥发组分的相对挥发度； 精馏段内第层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； 精馏段内第层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。5.2.2.2 各个方程中参数的确定根据操作条件可得：相对挥发度由三点法17确定：从图5-2上选取适当的三个点，分别为： 则 取5.2.2.3 逐板计算过程由上述计算可知： 具体计算过程如下：因为 所以 精馏段理论板层数为块。因为 所以 提馏段理论板层数为块。故全塔的理论板数（不包含再沸器）5.2.3 全塔效率计算相对挥发度： 液体混合物的粘度：全塔效率16：5.2.4 实际板数及加料板位置实际板数目 块由于 块所以第块为加料板，即第14块为加料板。5.3 板式塔主要尺寸的设计计算板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔板、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。5.3.1 塔径的确定塔的横截面应满足汽液接触部分的面积、溢流部分的面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积的要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分的面积，应保证有适宜的气体速度。初步计算塔径：板式塔的塔径依据流量公式15计算，即式中： 塔径，m； 塔内气体流量m3/s； 空塔气速m/s。由上式可见，计算塔径的关键是计算空塔气速16。设计中，空塔气速的计算方法是，先求得最大空塔气速，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即最大空塔气速16可根据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为式中：允许空塔气速，m/s；分别为气相和液相的密度，kg/m3 ；气体负荷系数，m/s，对于浮阀塔和泡罩塔气体负荷系数可从史密斯关联图15查出。横坐标数值为 其中，液相及气相负荷，m3/h；液相及气相密度，kg/m3。取板间距为，取板上液层高度为，则图中参数： 。根据以上数据，由史密斯关联图查得。取，则：取安全系数为0.6，则空塔气速为初步估算塔径为： 按标准塔径圆整为：塔截面积：实际空塔气速：5.3.2 板上液体流动形式的选择及溢流装置的设计15-16溢流装置选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。1堰长：取，即：2出口堰高：采用平直堰，堰上液层高度可由下式计算：式中， 液流收缩系数，一般可近似取，对计算结果影响不大。由，得：则 3弓形降液管宽度和面积因为，查表可得 ，则验算液体在降液管中的停留时间：停留时间，故降液管尺寸可用。4降液管底隙高度：取降液管底隙处液体流速 则取。5.3.3 塔板布置及浮阀数目与排列15取阀孔动能因子，阀孔直径。则孔速每层塔板上的浮阀数个取边缘宽度，破沫区宽度，则塔板上鼓泡区面积其中，求得，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距，则可估算排间距5.4 塔板流体力学验算15-165.4.1 气相通过浮阀塔板的压降 1干板阻力：临界阀孔气速 因为，则2板上充气液层阻力：本设备分离顺酐苯酐混合物，即液相为碳氢氧化合物，可取充气系数，则3液体表面张力所造成的阻力：此阻力较小，可以忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为则，单板压降5.4.2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，其中，1.与气体通过塔板的压降所对应的液柱高度：已知，2.液体通过降液管的压头损失：因为不设进口堰，可由下式求得3.板上液层高度：已知，则，取，又已选定、，则，可见，符合防止淹塔的要求。5.4.3 雾沫夹带雾沫夹带可由下面的公式进行验算：其中，板上液体流经长度板上液流面积顺酐苯酐为正常系统，取物性系数，由泛点负荷系数曲线15查得泛点负荷系数，将数值代入泛点率公式得：泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。综上所述，浮阀塔板工艺设计计算结果见表53。表53 浮阀塔板工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径0.5板间距0.2塔板形式整块式塔板