年产40000吨苯酐的车间工艺设计样本.doc

第一章 文件综述
1.1苯酐简述
苯酐， 全称为邻苯二甲酸酐（ Phthalic Anhydride）,常温下为一个白色针状结晶（ 工业苯酐为白色片状晶体），易燃，在沸点以下易升华，有特殊轻微刺激性气味。苯酐能引发大家呼吸器官过敏性症状，苯酐粉尘或蒸汽对皮肤、眼睛及呼吸道有刺激作用，尤其对潮湿组织刺激更大。苯酐关键用于生产PVC 增塑剂、不饱和聚酯、醇酸树脂和染料、涂料、农药、医药和仪器添加剂、食用糖精等，是一个关键有机化工原料。在PVC 生产中，增塑剂最大用量已超出50％，伴随塑料工业快速发展，使苯酐需求随之增加，推进了中国外苯酐生产快速发展。
最早苯酐生产始于1872 年，当初德国BASF 企业以萘为原料，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，苯酐生产逐步走向工业化、规模化，并前后形成了萘法、邻法两种比较成熟工艺[1]。
1.2苯酐性质[2]
苯酐，常温下为一个白色针状结晶（ 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苯酐合成方法比较及选择
1.3.1合成苯酐关键工艺路线
1.3.1.1 萘法[1]
1.3.1.1.1反应原理
萘和空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。

1.3.1.1.2 工艺步骤

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，萘汽化后和空气混合，经过流化状态催化剂层，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，把气体携带催化剂分离下来后，进入液体冷凝器，有40%－60%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）深入分离粗苯酐，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]
邻二甲苯和空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。

1.3.1.2.2 工艺步骤

过滤、净化后空气经过压缩，预热后和汽化邻二甲苯混合进入固定床反应器进行放热反应，反应管外用循环熔盐移出反应热并维持反应温度，熔盐所带出反应热用于生产高压蒸汽（ 高压蒸汽可用于生产其它步骤也可用于发电）。反应器出来气体经预冷器进入翅片管内通冷油切换冷凝器，将苯酐凝结在翅片上，然后再定时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。从切换冷凝器出来尾气经两段高效洗涤后排放至大气中。含有机酸浓度达30％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]。
现在，全球苯酐生产所采取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90% 以上。萘流化床氧化工艺在国外已逐步淘汰，但在中国苯酐生产中仍占有一定百分比。邻二甲苯固定床气相氧化技术关键BASF，Wacker-Chemie，ElfAtochem/日触和Alusuisse Italia 等多个经典生产工艺。
BASF工艺：
BASF工艺于1976 年工业化生产，总生产能力超出100×104 t/a，BASF工艺单台反应器最大生产能力为4.5×104 t/a。经净化预热后空气和气化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取高温或同时添加少许化学品除去一些杂质后送入精馏塔精制。BASF工艺能有效地回收顺酐，苯酐质量收率超出105%[3]。
Wacker-Chemie 工艺：
多年来各国新建苯酐生产装置基础上全部采取Wacker-Chemie工艺，至今世界上已经有110套以上装置采取此工艺，总生产能力为160×104 t/a，单台反应器最大生产能力为4.5×104 t/a。该工艺所采取催化剂适适用于邻二甲苯、萘和邻二甲苯和萘混合料，设计催化剂负荷为邻二甲苯100g/m3空气（标准态），苯酐质量收率为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企业于1970 年开始开发低能耗工艺，1986 年该企业决定采取日触企业寿命长、选择性高苯酐催化剂，并和日触企业共同开发了ElfAtochem/日触工艺。采取该工艺总生产能力约40×104 t/a。该工艺和BASF工艺相同，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Alusuisse企业于1986 年开发了Alusuisse Italia低空烃比工艺，空气对邻二甲苯质量比降低到9.5:1，而原料气浓度可提升到邻二甲苯134g/m3 空气标准态。到1996 年世界各地共有11 套装置采取该工艺，总生产能力为24. 9×104 t/a[3]。
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方法，也是最早形成工业化生产方法，其原料为焦油萘。中国在1953 年开始萘法生产苯酐，当初是以萘为原料，固定床气相氧化法生产苯酐。1958 年中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。因为中国萘流化床法发展较快，到1988 年大部分工厂仍在采取萘流化床法生产苯酐，当初萘法产量高达总产量90%。伴随石油工业发展和邻法技术开发，萘法劣势显露出来：原料焦油萘供给日趋担心，价格不停上扬，单台反应器生产能力较低，这些全部不可避免地造成了萘法高能耗[1]。
伴随苯酐产量快速增加，焦油萘越来越不能满足生产需要，而伴随石油工业发展，又提供了大量廉价邻二甲苯，扩大了苯酐原料起源。从20世纪60年代开始，生产苯酐原料从萘转向邻二甲苯。伴随催化剂研发重大进展和参与反应空气和邻二甲苯百分比降低，再加上生产设备大型化实现等一系列新技术开发和应用，深入加速了原料转换进程。近几年，各厂家也全部在为提升本身产品竞争力而不停地在节能降耗等方面改善、完善自己工艺，这就使得邻法工艺愈加成熟，愈加优异[1]。
Wacker-Chemie工艺特点是低能耗，高负荷，生产能力大，催化剂活化时无须使用SO2。BASF工艺技术特点是低反应温度和高空速，水洗回收副产顺酐，生产费用低，无废水排出，采取蒸汽透平，输出中压空气。ElfAtochem/日触工艺特点是低空烃比，操作安全性能好，负荷高，空气量对应降低，总能耗下降。所以该工艺含有投资较低、能耗少、成本低和无污染优势。Alusuisse Italia工艺设备投资较少[3]。
1.3.3 未来发展方向
多年来世界各苯酐生产企业全部致力于改善以邻二甲苯为原料固定床氧化技术，并在催化剂、生产工艺和反应器设计等方面取得了关键进展。
1.3.3.1催化剂改善[3]
世界各生产企业着重研制低温、高邻二甲苯浓度、高负荷及高收率催化剂。ElfAtochem/日触企业在进料邻二甲苯浓度为85g/m3空气（标准态）时，苯酐质量收率达成114%～115%，现在正在开发110g工艺催化剂，并深入开发120g 工艺催化剂。BASF企业开发固定床双层催化剂，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，苯酐质量收率达成109.8%。Wacker企业和Alusuisse企业也加紧了催化剂研制工作，日本KawasakiSteel企业开发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，苯酐质量收率达成114.4%。伴随催化剂技术深入改善，各国开发催化剂在活化时全部不添加SO2。
1.3.3.2生产工艺开发[3]
Sisas企业开发了邻二甲苯两步氧化法制苯酐工艺，苯酐选择性达成85%～88%（通常方法为80% ），且提升了产品纯度，未反应邻二甲苯轻易循环再氧化，因为气相氧化放热降低50%，反应可在更低温度下进行，降低了操作风险。日本触媒企业开发了尾气部分循环工艺，这么强化了操作安全、降低了操作费用和投资，苯酐质量收率达成114%～116%。
1.3.3.3反应器改善[3]
高效催化剂开发，使邻二甲苯在空气中浓度可提升到120g/m3（标准态），并充足利用放出反应热，使能耗大大地降低，苯酐生产成本大幅下降。反应器对应改善包含：采取外循环反应器，反应器趋于大型化、双填充催化剂固定床反应器。日触企业开发双层反应器能优化反应器中温度分布，降低热点温度，并延长催化剂使用寿命；BASF 企业在主反应器后设置一个后继反应器，使邻二甲苯完全氧化，改善了环境保护情况；Lurgi企业开发出反应器采取反向进料和有效撤热方法，降低了反应器“飞温”可能性。
总而言之，苯酐生产商全部在主动研制高收率、高选择性和高负荷催化剂，进行反应动力学和反应机理研究，用数学模拟法放大反应器，提升了单台反应器生产能力，深入地降低了能耗和成本，提升了操作安全性和自动化水平。
伴随苯酐生产快速发展，苯酐市场竞争也越来越猛烈。现在，中国邻法苯酐生产已处于国际领先地位。不过中国对于催化剂研发却一直处于相对落后状态，致使中国部分厂家（ 如周村、白龙、哈尔滨等）一直在使用进口催化剂进行苯酐生产。面对技术相对优异国际市场，我们应加紧催化剂国产化步伐，同时大型苯酐氧化反应器国产化步伐也要加紧[1]。为了提升本身竞争力，各生产厂家应在加强工艺改善同时，还要不停开发新技术，以提升单台反应器产能，降低产品能耗，努力争取在大量进口产品冲击下在中国苯酐市场站稳脚跟并冲向国际市场,使中国苯酐行业走向一个辉煌阶段。
1.3.4合成工艺路线选择
我内容关键是依据所查资料并总结，做出苯酐一条生产线，并对关键反应器进行设计。因为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，年工作时数为每十二个月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 工艺步骤
2.1原料名称及规格[4]
邻二甲苯（96%），工业级（中国部分大型石化企业生产）。
空气，（21%氧气、78%氮气）。
催化剂，V2O5-T iO2系列负载型催化剂。
2.2关键设备
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工艺步骤简述[4]

苯酐生产工艺系统包含氧化反应部分、冷凝水洗部分、苯酐精制部分。
2.3.1 氧化部分
邻二甲苯经过换热器预热，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。从冷凝器中排出尾气为未反应空气和反应生成一氧化碳、二氧化碳及少许有机物，经水洗塔洗涤回收有机物后排放。洗涤水中关键含有顺酸（顺丁烯二酸），经过加工可经济回收，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，顺酐及少许苯甲酸作为塔顶馏出物而分离出来，使苯酐得到深入提纯，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 生产步骤

第三章 物料衡算
3.1物料衡算概述
为了搞清生产过程中原料、成品和损失物料数量，必需要进行物料衡算。
物料衡算是设备热量衡算乃至整个工艺设计基础，通常在以下多个情况下需进行物料衡算。
⑴对某个操作过程作物料衡算；
⑵对已经有设备：一个设备、一套设备或整个车间作物料衡算；
⑶设计一套新装置或一个新车间时，通常均需做出全方面物料衡算。
所以正确物料衡算结果为正确设备热量衡算和设备工艺设计提供可靠确保，在整个设备设计过程中含相关键意义[5]。
3.2 物料衡算计算依据[6]
物料衡算为质量守恒定律一个表现形式，即

式中， —输入物料总和；
—输出物料总和；
—累计物料量。
式为总物料衡算式。当过程没有化学反应时，它也适适用于物料中任一组分衡算；但有化学反应时，它适适用于任一元素衡算。若过程中累积物料量为零，则该式可简化为

上式所描述过程属于定态过程，通常连续不停流水作业（即连续操作）为定态过程，其特点是在设备各个不一样位置，物料流速、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一样时间而变。若过程中有物料累积，则属于非定态过程，通常间歇操作（即分批操作）属于非定态过程，在设备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、恒压下理想气体还可用体积衡量。常见质量分率表示溶液或固体混合物浓度（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。依据实际需要来确定计算范围，能够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某一阶段作为物料衡算范围。
作物料衡算时也要选定一个计算基准。比如分批操作能够分批投料量或每昼夜处理量作为计算基准。连续生产能够用每小时、天天或每分钟投料量作为计算基准。依据需要有时也采取每吨产品或原料作为计算基准，或用每千摩尔（kmol）投料量作为计算基准。基准选择是跟据物料衡算目标和计算方便来考虑决定[7-8]。
3.4 计算任务
3.4.1 生产任务和包含关键反应方程
年产4万吨苯酐工厂。由生产工艺可知操作方法为连续操作。
反应过程中包含反应方程见表3-1[4,9-10]。
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

7

CO2

3.4.2 操作步骤

3.4.3 反应器参数[4]
反应床层温度：360~380℃；
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负载在惰性载体上催化剂；
空邻比：9.5:1；
关键副产物：马来酸酐、苯甲酸、柠糠酐、苯酞、二氧化碳；
依据催化剂厂商提供数据，反应器出口气体组成见表3-2[10]。
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
92.8～93.5%
苯 酞
0.1～0.14%
马来酸酐
5.0～6.0%
柠糠酐
0.3～0.45%
苯甲酸
0.3～0.45%

3.4.4 原材料和动力消耗定额和消耗量
原料及动力消耗量见表3-3[4]。
表3-3 原料及动力消耗
序号
名称
单耗/(t/t)
年耗量/t
1
邻二甲苯（96%）
0.98
39200
2
催化剂
0.00025
10
3
熔盐
0.0015
60
4
水
15
600000
5
电
335 kW·h/t
1400kW·h
6
空气
11 m3/t
440000m3
3.4.5 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。由所查文件可知：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（查文件）[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。
原料中含杂质量 4700×4%=188 kg/h
参与主反应邻二甲苯量 4700×96%×99.8%×0.9=4052.68kg/h
生成苯酐量 4052.68÷106×148=5658.46kg/h
生成马来酸酐量 5658.46÷93%×6.0%=365.06kg/h
生成苯甲酸量 5658.46÷93%×0.4%=24.34kg/h
生成柠糠酐量 5658.46÷93%×0.35%=21.29kg/h
消耗氧气量：
反应1 4052.68÷106×3×32=3670.35kg/h
反应2 365.06÷98×15÷2×32=894.02 kg/h
反应3 24.34÷122×13÷4×32=20.75 kg/h
反应4 21.29÷112×6×32=36.50 kg/h
总共消耗氧气量 3670.35+894.02+36.50+20.75=4621.62 kg/h
生成二氧化碳量：
反应2 365.06÷98×4×44=655.62 kg/h
反应3 24.34÷122×44=8.78 kg/h
反应4 21.29÷112×3×44=25.09 kg/h
总共生成二氧化碳量 655.62+8.78+25.09=689.49 kg/h
生成水量：
反应1 4052.68÷106×3×18=2064.57 kg/h
反应2 365.06÷98×4×18=268.21 kg/h
反应3 24.34÷122×5÷2×18=8.98 kg/h
反应4 21.29÷112×3×18=10.26 kg/h
总共生成水量 2064.57+268.21+8.98+10.26=2352.02kg/h
反应后空气量 44650-4621.62+689.49=40717.87kg/h
物料衡算表如表3-4所表示。
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
4700
197.03
0
0
空气
44650
40717.87
0
0
苯酐
0
5658.46
5658.46
5205.78
马来酸酐
0
365.06
365.06
0
苯甲酸
0
24.34
24.34
0
柠糠酐
0
21.29
21.29
0
水
0
2352.02
0
0
其它
0
13.93
13.93
5.22
总计
49350
49350
6083.08
5211

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，进入系统热量和离开热量应该平衡，在实际中对传热设备热量衡算可由下式表示[5,11]：

式中, — 所处理物料带入设备中热量；
— 加热剂或冷却剂和设备和物料传输热量（符号要求加热剂加入热量为“＋”冷却剂吸收热量“－”）；
— 过程热效应（符号要求过程放热为“＋”，过程吸热为“－”）；
— 离开设备物料带走热量；
— 设备各部件所消耗热量；
— 设备向四面散失热量，又称热损失。
热量衡算时间基准可和物料衡算相同，即对间歇生产能够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，计算传热面积热负荷，必需以每小时作基准，而该时间必需是稳定传热时间。热量衡算温度基准，通常要求以25℃或0℃，也能够进料温度作基准。
4.2 和计算
和均可用下式计算：

式中，— i物料质量；
— i物料平均等压比热容；
— 物料温度℃；
— 计算基准温度℃。
4.3 过程热效应计算
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，即物理状态改变热，如溶解、结晶、蒸发、冷凝、熔融、升华及浓度改变等吸入或放出热量。纯物理过程无化学反应热效应，但物料经历化学改变过程，除化学反应热效应外，往往伴随物料状态改变热效应，则二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，可经过标准化学反应热[11]，按下式计算：

式中，— 标准化学反应热；
— 参与化学反应A物质量；
— A物质分子量。
4.4所需数据
热量衡算所需数据以下[5,8,12-14]：
1．空气：
空气组成比较复杂，为方便计算，把空气组成近似为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种基团个数；
－i种基团贡献值，；
－化合物摩尔质量，。
经过参考文件[14]可知，基团贡献值为2.544，基团贡献值为3.059，酮基团贡献值为6.645，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种基团个数；
－i种基团贡献值，；
－化合物摩尔质量，。
经过参考文件[14]可知，基团贡献值为1.101，基团贡献值为2.394，酮基团贡献值为3.624，基团贡献值为5.879

6．马来酸酐：
比热容利用Missenard法估算[14]：
式中，－化合物摩尔质量，；
－分子中i种基团个数；
－i种基团摩尔热容，。
经过参考文件[14]知，摩尔热容为28.1， 酮摩尔热容46.1，摩尔热容31.0

标准生成热：
汽化热利用基团贡献法估算：
经过参考文件[14]知，基团贡献值为2.544， 酮基团贡献值为6.645，基团贡献值为4.682

熔化热利用基团贡献法估算：
经过参考文件[14]知，基团贡献值为1.101， 酮基团贡献值为3.624，基团贡献值为5.879

7．苯甲酸：
比热容：
标准生成热：
汽化热利用基团贡献法估算：
经过参考文件[14]知，基团贡献值为2.544， 基团贡献值为3.059，基团贡献值为19.537

熔化热利用基团贡献法估算：
经过参考文件[14]知，基团贡献值为1.101， 基团贡献值为2.394，基团贡献值为11.051

8．柠糠酐：
比热容利用Missenard法估算：
经过参考文件[14]知，摩尔热容为8.4，摩尔热容48.4，摩尔热容31.0，摩尔热容28.1，酮摩尔热容46.1

标准燃烧热利用卡拉奇法估算[14]：
其中，－化合物燃烧时电子转移数；
－替换基和键校正值；
－分子中一样替换基数目；
－标准燃烧热。
经过参考文件[14]知，羧酸酐值为41.9，核环上双键值为27.2

标准生成热用公式转换，
其中，－元素标准燃烧热，；
－化合物中同种元素原子数；
，－分别为同一化合物标准生成热和燃烧热。
经过参考文件[14]知，C原子元素标准燃烧热395.15,H原子元素标准燃烧热143.15

汽化热利用基团贡献法估算：
经过参考文件[14]知，基团贡献值为3.059，基团贡献值为2.373，基团贡献值为4.682，基团贡献值为2.544，酮基团贡献值为6.645

熔化热利用基团贡献法估算：
经过参考文件[14]知，基团贡献值为2.394，基团贡献值为0.908，基团贡献值为5.879，基团贡献值为1.101，酮基团贡献值为3.624

4.5 相关热量衡算具体计算
在此次计算中，对反应釜进行热量衡算。
由该反应工艺要求可知，该反应过程能够分二个阶段进行热量衡算：升温至360℃预热阶段，360℃-380℃之间反应阶段（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 预热阶段热量衡算（）
由生产工艺知，该阶段是在= 25℃情况下，将4700kg邻二甲苯，44650kg空气经过换热器预热到360℃，以达成反应所需温度。
由公式 可得。

则

4.5.2 反应阶段热量衡算（）
该过程为预热到360℃邻二甲苯和空气混合均匀后，经过装有催化剂固定床反应器，在360℃-380℃之间快速反应。
反应1：

反应2：

反应3：

反应4：

则

因为
所以

4.5.3 离开设备物料带走热量（）
离开反应器物料关键是未反应氧气、氮气、二氧化碳、水蒸气、苯酐、顺酐、苯甲酸和柠糠酐。
假设：离开反应器气体温度为380℃；
基准温度为25℃。
由公式 可得。

则

4.5.4 设备和物料传输热量（）
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℃，可选择熔盐做加热剂，设加热剂进口温度为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
伴随反应进行放出大量反应热，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，移出多出反应热。设载热体入口温度为150℃，出口温度为350℃，取总加热系数[8]

由公式 可知
传热面积
总而言之，可得以下热量衡算数据表4－1：
表4－1 热量衡算数据表
过程
热量/kJ
传热面积/m2
预热阶段热量衡算（）
19.054×106
13.185+3.375
反应阶段热量衡算（）
56.745×106

离开设备物料带走热量（）
27.415×106

设备和物料传输热量（）
-53.76×106
26.604

第五章 精馏塔工艺设计及选型
精馏塔是化工生产中常见经典设备，本设计包含苯酐精馏提纯，在关键设备设计及计算部分，选择精馏塔作为对象进行计算。精馏塔工艺设计计算，包含塔高、塔径、塔板各部分尺寸设计计算，塔板部署，塔板流体力学性能校核及绘出塔板性能负荷图。
从反应器出来气体关键成份是苯酐、顺酐、二氧化碳、水蒸气未反应氧气及氮气，它们全部以气体形式存在。在进入精馏塔分离之前先经过合适冷却，使苯酐、顺酐等产物液化，以除去水蒸气、二氧化碳和多出空气。再经过合适加热使液化产物达成饱和液体状态。
经过第三章物料衡算可知，液化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。依据设计参数条件及各类型塔板用途和优点[15]，拟采取板式塔—浮阀塔。
5.1 操作条件确实定
5.1.1 操作压力[4]
顺酐在常压下沸点是202℃，而苯酐沸点是284.5℃，在常压下精馏，需要消耗大量能量，不经济。从图5-1和5-2来看，压力越小，苯酐和顺酐汽液平衡线离对角线越远，越有利于分离。故设计本精馏塔压力为30。

图 5-1 顺酐和苯酐气液平衡曲线 图 5-2 顺酐和苯酐气液平衡曲线
（压力=101.3kPa） (压力=30kPa)
5.1.2 回流比[4]
回流比选择和操作费和设备费有亲密关系，影响分离效果及加热剂和冷却剂用量。经过生产经验及文件[4,15]参考，本设计取回流比
5 .1.3 进料热情况
进料状态和塔板数、塔径、回流量及塔热负荷全部有亲密联络。在实际生产中进料状态有多个，但通常全部将料液预热到泡点或靠近泡点才送入塔中，这关键是因为此时塔操作比较轻易控制，不致受季节气温影响。另外，在泡点进料时，精馏段和提馏段塔径相同，为设计和制造上提供了方便。故本设计取进料热情况参数。
5.2 实际塔板数及加料位置确实定
5.2.1全塔物料衡算[15]
经过全塔物料衡算，能够求出精馏产品流量、组成和进料流量、组成之间关系。通常，原料量和产量全部以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。所以要注意不一样场所应使用不一样流量单位。
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]：
①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摩尔分率；
——精馏段内第层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。
②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： —— 易挥发组分和难挥发组分相对挥发度；
—— 精馏段内第层板下降液体中易挥发组分摩尔分率；
—— 精馏段内第层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。
5.2.2.2 各个方程中参数确实定
依据操作条件可得：

相对挥发度由三点法[17]确定：
从图5-2上选择合适三个点，分别为：

则

取

5.2.2.3 逐板计算过程
由上述计算可知：

具体计算过程以下：

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
因为 块
所以第块为加料板，即第14块为加料板。
5.3 板式塔关键尺寸设计计算
板式塔关键尺寸设计计算，包含塔板、塔径设计计算，板上液流形式选择、溢流装置设计，塔板部署、气体通道设计等工艺计算。
5.3.1 塔径确实定
塔横截面应满足汽液接触部分面积、溢流部分面积和塔板支承、固定等结构处理所需面积要求。在塔板设计中起主导作用，往往是气液接触部分面积，应确保有适宜气体速度。
初步计算塔径：
板式塔塔径依据流量公式[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，计算塔径关键是计算空塔气速[16]。设计中，空塔气速计算方法是，先求得最大空塔气速，然后依据设计经验，乘以一定安全系数，即

最大空塔气速[16]可依据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为

式中：——许可空塔气速，m/s；
——分别为气相和液相密度，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： 。
依据以上数据，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 板上液体流动形式选择及溢流装置设计[15-16]
溢流装置选择单溢流弓形降液管，不设进口堰。
1．堰长：
取，即：
2．出口堰高：

采取平直堰，堰上液层高度可由下式计算：

式中，—— 液流收缩系数，通常可近似取，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 塔板部署及浮阀数目和排列[15]
取阀孔动能因子，阀孔直径。
则
孔速
每层塔板上浮阀数个
取边缘宽度，破沫区宽度，
则
塔板上鼓泡区面积
其中，

求得，

浮阀排列方法采取等腰三角形叉排，取同一横排孔心距，则可估算排间距
5.4 塔板流体力学验算[15-16]
5.4.1 气相经过浮阀塔板压降

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阻力：
此阻力较小，能够忽略不计。
所以，和气体流经一层浮阀塔板压强降所相当液柱高度为
则，单板压降
5.4.2 淹塔
为了预防淹塔现象发生，要求控制降液管中清液层高度，其中，
1.和气体经过塔板压降所对应液柱高度：
已知，
2.液体经过降液管压头损失：
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，符合预防淹塔要求。
5.4.3 雾沫夹带
雾沫夹带可由下面公式进行验算：

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要求。
总而言之，浮阀塔板工艺设计计算结果见表5—3。
表5—3 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

空塔气速
0.365

堰长
0.30

堰高
0.046

板上液层高度
0.05

降液管底隙高度
0.0035
单溢流弓形降液管
浮阀数/个
13
等腰三角形，叉排
阀孔气速
4.865

阀孔动能因数
10.0

临界阀孔气速
4.769

孔心距
0.10
指同一横排
排间距
0.0769
相邻两横排中心线距离
单板压降
630

在降液管中停留时间
15.02

降液管内清液层高度
0．096

泛点率/
31.74

5.5 接管尺寸计算
5.5.1 进料管直径
取原料液流速

由公式可得：

5.5.2塔顶回流管直径
取回流液流速

则

5.5.3塔顶蒸汽管直径
取上升蒸汽流速

则

5.5.4 塔底出料管直径
取釜残液流速