年產(chǎn)2萬噸苯酐車間工藝設(shè)計書

2萬噸/年苯軒車間工藝設(shè)計

20,000tons/yearphthalicanhydride

plantprocessdesignTOC\o"1-5"\h\z一、引言4二、苯酹工藝設(shè)計41設(shè)計任務(wù)42產(chǎn)品規(guī)格及用途43原材料規(guī)格及來源54生產(chǎn)方法55工藝流程52.5.1氧化反應(yīng)部分55.2冷凝水洗部分55.3冷凝水洗部分精制部分6三、工藝設(shè)計書錯誤!未定義書簽。1計算條件及基準(zhǔn)61.1體系所含組分61.2原料輸入情況63.2反應(yīng)過程72.1反應(yīng)方程及反應(yīng)平衡常數(shù)72.2反應(yīng)器參數(shù)73.3分離過程73.4原材料和動力的消耗定額和消耗量7四、苯酊分離過程的模擬與優(yōu)化81分離系統(tǒng)82順肝分離塔T1操作條件確定92.1塔壓力的選擇92.2進(jìn)料位置對分離效果的影響92.3論板數(shù)對分離效果的影響102.4流比對分離效果的影響102.5順肝分離塔T1優(yōu)化結(jié)果104.3苯肝回收塔T2操作條件確定113.1塔壓力的選擇113.2進(jìn)料板位置對分離效果的影響113.3理論塔板數(shù)對分離效果的影響123.4回流比對分離效果的影響133.5苯肝回收塔T2優(yōu)化結(jié)果13五、用PMII流程模擬過程說明錯誤!未定義書簽。1繪制流程圖錯誤!未定義書簽。1.1工藝裝置的選擇與配置錯誤!未定義書簽。1.2物流線連接錯誤!未定義書簽。

2組分和熱力學(xué)方法的定義錯誤!未定義書簽。2.1定義組分錯誤!未定義書簽。2.2熱力學(xué)方法的定義錯誤!未定義書簽。3物流和工藝裝置數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。3.1物流數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。3.2壓縮機(jī)的數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。3.3泵的數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。3.4換熱器的數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。3.5反應(yīng)器的數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。5.3.6閃蒸罐的數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。5.3.7反饋過程控制器錯誤!未定義書簽。5.3.8精飾塔的數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。六、計算結(jié)果七、總結(jié)及心得5.3.9水洗塔的數(shù)據(jù)輸入錯誤!未定義書簽。六、計算結(jié)果七、總結(jié)及心得錯誤!未定義書簽。錯誤!未定義書簽。苯酹生產(chǎn)工藝設(shè)計一、引言鄰苯二甲酸肝（PA）簡稱苯肝，是鄰二甲苯（0X）主要的市場應(yīng)用領(lǐng)域，主要用于生產(chǎn)PVC增塑劑、不飽和聚酯、醇酸樹脂以及染料、油漆、農(nóng)藥和醫(yī)藥等，是一種重要的有機(jī)化工原料。其有三種主要用途：其一用于制備鄰苯二甲酸酯增塑劑（占全球產(chǎn)能一半，主要是鄰苯二甲酸二辛酯DOP）,摻合聚氯乙烯（PVC）樹脂作增塑劑；其二用于不飽和聚酯作玻璃増強的熱固工程塑料（約占22%）；其三用于醇酸樹脂作表面涂層。工業(yè)上生產(chǎn)苯肝的工藝路線主要有兩條，分別是以蔡為原料的流化床技術(shù)和以蔡和鄰二甲苯為原料的固定床氧化技術(shù)。又因鄰二甲苯高產(chǎn)率、廉價和高選擇性成為現(xiàn)代生產(chǎn)苯酹的首選原料，鄰二甲苯固定床工藝有低能耗法和低空氣比率法兩種方式，其流程和設(shè)備基本類似，本設(shè)計以低空氣比率法作為設(shè)計和計算基礎(chǔ)。苯肝的用途十分廣泛，廣泛應(yīng)用于化工、醫(yī)藥、電子、農(nóng)業(yè)、涂料、精細(xì)化工等工業(yè)部門。由于苯肝與兩分子醇進(jìn)行酯化反應(yīng)生成鄰苯二甲酸酯類，具有色澤淺，毒性低，電性能好，揮發(fā)性小等特點，廣泛用作各種合成樹脂和橡膠的增塑劑，其中80%用于聚氯乙桶樹脂的增塑劑。另外還被用于制備高級油墨、人造革、合成橡膠、絕緣材料等富馬酸主要用于不飽和樹脂行業(yè)。本設(shè)計選用鄰二甲苯低能耗法，以穩(wěn)態(tài)過程模擬軟件chemCAD對該生產(chǎn)工藝進(jìn)行設(shè)計和優(yōu)化。二、苯酹工藝設(shè)計1設(shè)計任務(wù)試設(shè)計200001/年鄰苯；甲酸酹（苯肝）的裝置，年工作時數(shù)為每年8000h,產(chǎn)品流量2500kg/h,產(chǎn)品純度（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）人于99.9%,產(chǎn)品回收率為92%。2.2產(chǎn)品規(guī)格及用途苯肝，白色有光澤針狀晶體或鱗片狀固體。相對密度1.527,沸點284.5°C，熔點131°C,自燃點570°C,閃點（閉壞）151.6°C,在沸點以下易升華。難溶于水，微溶于熱水、乙醯和二氧化碳，溶于乙醇、苯、氯仿和毗卩定。有毒，空氣中最高允許濃度2X10-6；易燃，遇明火、強氧化劑有引起燃燒爆炸的危險，其蒸氣與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限1.7%?10.4%。苯肝目前廣泛應(yīng)用于化工、醫(yī)藥、電子、農(nóng)業(yè)、涂料、精細(xì)化工等工業(yè)部門。我國的苯肝主要用來生產(chǎn)鄰苯二甲酸酯類増塑劑，耗用的苯肝約占苯酹總消費量的60%,染料和油漆占25%,不飽和樹脂及其他產(chǎn)品占15%左右。2.3原材料規(guī)格及來源鄰二甲苯（96%）,主要生產(chǎn)企業(yè)為一些國內(nèi)人型石化企業(yè)。催化劑為V205-Ti02系列負(fù)載型催化劑。2.4生產(chǎn)方法苯肝生產(chǎn)的工藝路線有以蔡為原料的流化床技術(shù)和以蔡或鄰二甲苯為原料的固定床氧化技術(shù)。鄰二甲苯因其高產(chǎn)率、廉價和高選擇性成為現(xiàn)代生產(chǎn)苯肝的首選原料，鄰二甲苯固定床工藝有低能耗（LEVH）法和低空氣比率（LAR）法兩種方式，其流程和設(shè)備基本類似，本設(shè)計以LAR法作為設(shè)計和計算基礎(chǔ)。2.5工藝流程該苯酉干生產(chǎn)工藝系列包括氧化反應(yīng)部分、冷凝水洗部分、苯肝精制三部分。如圖1所示。2.5.1氧化反應(yīng)部分鄰二甲苯通過換熱器預(yù)熱，經(jīng)凈化換熱器加熱后在汽化器內(nèi)混合均勻并完全霧化，進(jìn)入反應(yīng)器反應(yīng)。反應(yīng)器內(nèi)埋填換熱列管，用熔鹽循壞移去反應(yīng)熱，熱的熔鹽產(chǎn)生高壓蒸汽。2.5.2冷凝水洗部分反應(yīng)氣體冷卻后在切換冷凝器中凝華，然后再融化，苯肝粗品流到儲罐中。從冷凝器中排出的尾氣為未反應(yīng)的空氣和反應(yīng)生成的一氧化碳、二氧化碳及少量有機(jī)物，經(jīng)水洗塔洗滌回收有機(jī)物后排放。洗滌水中主要含有順?biāo)幔樁∠┒幔ㄟ^加工可經(jīng)濟(jì)地回收，使過程無廢水排出。2.5.3精制部分粗品苯肝經(jīng)高壓蒸汽預(yù)熱后，進(jìn)入第一精館塔T101,順肝及少量的苯甲酸作為塔頂錨出物而分離出來，使苯肝得到進(jìn)一步的提純，塔底產(chǎn)物為苯酹。塔底苯酹進(jìn)入第二個精館塔T102,在熱虹吸式再沸器和重力及真空作用卞回流循壞純化，脫除重組分雜質(zhì)后，苯肝從塔頂流出。三、工藝設(shè)計書3.1計算條件及基準(zhǔn)3.1.1體系所含組分由于本設(shè)計選用chemCAD軟件進(jìn)行模擬計算，故需完整定義體系所包含的所有組分,現(xiàn)將該工藝所含所有組份列表如下：表1：組分表1——二甲苯（OXYLENE）7——一氮氣（N2）2——鄰苯二甲酸肝（PHTHAND）8——一氧化碳（C0）3——馬來酸肝（MANH）9——一二氧化碳（C02）4——甲苯甲醛（OTOLUALD）10-水(H2O)—苯猷；(PHTHALIDE)11-鄰苯二甲酸（PHTHACID）6——氧氣(02)12-■—馬來酸（MALEIC）3.1.2原料輸入情況該苯酹生產(chǎn)工藝原料主要包括鄰二甲苯和空氣。原料輸入情況見表2：表2：物流輸入S1流股情況S2流股情況物料輸入溫度：25r物料輸入溫度：25°C入口壓力:0.1013MPa入口壓力:0.1013MPa流股相態(tài)：氣相流股相態(tài)：液相流率（質(zhì)量）：22325.095kg/h流率(質(zhì)量):2350.Olkg/h流股組成：02,21%；N2,78.05%；C02,0.95%流股組成：鄰二甲苯3.2反應(yīng)過程3.2.1反應(yīng)方程及反應(yīng)平衡常數(shù)反應(yīng)平衡常數(shù)表達(dá)式：]nK=A+BT+ChiT+DT+ET2+FT5+GT4+HT5反應(yīng)過程中涉及的反應(yīng)方程及參數(shù)見表3。表3：反應(yīng)過程中涉及的反應(yīng)方程及參數(shù)序號反應(yīng)式相態(tài)平衡常數(shù)(K)表達(dá)式中的常數(shù)①鄰二甲苯+0：f鄰苯二甲酸肝+水gA=—l,B=-3,C=bD=3②鄰二甲苯+ol順gf+HQ+co：gA=—2,B=—15,C=8,D=2③鄰二甲苯+任一甲苯甲醛+出0gA=-bB=-l,C=bD=1④鄰二甲苯+0：f苯釀+HQgA=-bB=-2,C=2,D=1⑤鄰二甲苯+0：fC02+HQg3.2.2反應(yīng)器參數(shù)反應(yīng)床層溫度：360、380°C；反應(yīng)壓力：0.1013HPa；原料：工業(yè)級鄰二甲苯；進(jìn)料量:2350kg/h：轉(zhuǎn)化率：99.8%；苯肝選擇性：約0.8；催化劑：低溫高空速、V205-Ti02負(fù)載在惰性載體上的催化劑：空鄰比：9.5:1：3分離過程本工藝分離過程由三部分組成：精懈塔T1、精懈塔T2、吸收塔T3。精館塔T1為順肝分離塔，目標(biāo)：完全去除低沸物順肝(沸點202*0；精懈塔T2為苯肝提純塔：塔釜去除最重組分；吸收塔T3為水洗吸收塔：水解馬來酸肝得到馬來酸。由于組分間的沸點差不大，為減少常壓精懈的能耗，兩塔均采用減壓精館I。各塔的工作參數(shù)見表4：表4：各塔的工作參數(shù)塔塔板數(shù)塔頂壓力/kPa全塔壓降/kPaT1221020T2231020T3290103.4原材料和動力的消耗定額和消耗量該苯肝生產(chǎn)工藝原料主要有鄰二甲苯和空氣，其次還需催化劑V205-T102和水，動力的消耗量主要包括電力。原料和動力的消耗屋見表5：表5：原料和動力的消耗量表序號名稱單耗/(t/t)年耗量/t①鄰二甲苯（96%）0.9819600②催化劑0.000255③熔鹽0.001530④水15300000⑤電335kW,h/t6700000kWh⑥空氣11m3/1220000m3分離過程首先根據(jù)初值進(jìn)行模擬計算，然后進(jìn)行操作條件的選擇及理論級數(shù)的確定。操作條件與塔所需的理論級數(shù)是相互影響的。操作條件改變，達(dá)到相同的分離要求所需的理論級數(shù)也會改變。反之，理論級數(shù)改變,其操作條件也應(yīng)作相應(yīng)調(diào)整，才能達(dá)到相同分離要求?，F(xiàn)根據(jù)初步模擬的結(jié)果進(jìn)行進(jìn)一步的優(yōu)化。圖2：順酊和苯肝分離順序

4.1分離系統(tǒng)從反應(yīng)器中出來的氣體含有苯酹、副產(chǎn)品順肝、水等物質(zhì)，它們都是以氣體形式存在。在進(jìn)入分離塔之前，要將氣體冷卻成液體或者氣液兩相共存。三組分的混合體系，采用兩個精飾塔，即一個順肝分離塔T1和一個苯酹提純塔T2來將三種物質(zhì)分離。在根據(jù)排定塔序的推理法則，三組分中苯肝的流量最人，而且也最重，所以本設(shè)計中塔的分離順序如上圖2所示。4.2酹分離塔4.2酹分離塔T1操作條件確定T1的作用在于完全分離順肝，使產(chǎn)品苯阡進(jìn)一步得到提純。在此目標(biāo)下對塔進(jìn)行模擬優(yōu)化，尋找達(dá)到該分離的最佳操作條件。亠1一zx，///\/0.20.40.6亠1一zx，///\/0.20.40.60.81.0液相組分的摩爾分?jǐn)?shù)08642L0aoO并令wlgu^遲yO

?^1°0/////0.20.40.60.81.0液相組分的摩爾分?jǐn)?shù),8圖3順醉和苯齡的氣液平衛(wèi)曲線圖4順軒和苯帀的氣液平衡曲線（壓力=101.3kPa）（壓力=30kPii）4.2.1塔壓力的選擇順肝在常壓卞的沸點是202°C,而苯酹的沸點是284.5°C,在常壓下精飾需要消耗大量能量，不經(jīng)濟(jì)。從圖3和圖4來看，壓力越小，順酹和苯酹的氣液平衡曲線離對角線愈遠(yuǎn)，愈有利于在精館過程中進(jìn)行分離。故設(shè)計本精館I塔的壓力為30kPao2.2進(jìn)料位置對分離效果的影響通過模擬一定理論板數(shù)（22塊）和回流比（2.0）卞，進(jìn)料位置對分離效果的影響，得到如圖5所示結(jié)呆。隨進(jìn)料板位置的變化，苯肝從塔頂流出的量呈線性關(guān)系，進(jìn)料板位號增加，苯肝的損失量趨于零。隨進(jìn)料板位號的增加，塔底順酹的量出現(xiàn)最小值，這說明進(jìn)料板存在最佳位置，使該塔達(dá)到最佳的分離效杲?？刹捎玫?塊理論板作為最佳進(jìn)料板。

一順靳的損尖bWlOFol/h)亠苯肝的鎖失牡《一順靳的損尖bWlOFol/h)亠苯肝的鎖失牡《10F“h)67X91011進(jìn)料位削塊塔板圖5：塔T1的進(jìn)料位置對分離效呆的影響4.2.3論板數(shù)對分離效果的影響Z2.匸LLr-Jacooo.1819202122232425262728理論塔板數(shù)(M/1OE)田fM吳Z2.匸LLr-Jacooo.1819202122232425262728理論塔板數(shù)(M/1OE)田fM吳fegB攙f-頂肝的損失ft/(10-2moWi)亠苯肝的損失3(1050")圖6塔T101理論板數(shù)對分離效果的影響圖7塔T101回流比對分離效果的影響由圖6可見，理論板數(shù)Nt$23時，理論板數(shù)的增加對分離效呆增加不明顯。根據(jù)分離要求全塔理論板數(shù)取Nt=23a4.2.4流比對分離效果的影響如圖7所示，在Nt=23,進(jìn)料位置為8,隨著回流比的增人，塔頂回收順肝中苯肝的含量越來越小，而順肝的損失越來越人。但當(dāng)回流比為2.0時，順肝曲線出現(xiàn)拐點，苯酹趨于零,說明回流比為2.0對分離效果最佳。這里回流比取2.0。根據(jù)模擬結(jié)呆，該點的順肝收率為99.99%。4.2.5順酹分離塔T1優(yōu)化結(jié)果同時考慮順肝分離塔T1對順肝回收率和苯酊的損失，優(yōu)化結(jié)果如表6和表7所示。

表6：塔T1優(yōu)化結(jié)果表名稱數(shù)值名稱數(shù)值理論塔板數(shù)23回流比39200最佳進(jìn)料位置8順酹回收率/%10塔頂溫度/°C117苯酹損失/(km01/h)60塔底溫度/°C237冷凝器熱負(fù)荷/(lOskJ/h)600000塔頂壓力/kPa10再沸器熱負(fù)荷/(lOskJ/h)14200000kWh塔底壓力/kPa30塔頂采出量/(kmol/h)440000m3表7：塔T1各物流模擬優(yōu)化結(jié)果項目進(jìn)料物流塔底出料塔頂出料相態(tài)混合相液相汽相溫度廠C220237162.3壓力/kPa101.33010總流率/(kmol/h)39.60836.2933.315苯肝/(kmol/h)35.22734.9330.294順Bf/(kmol/h)2.3840.0012.383重組分/(kmol/h)1.9971.3590.638苯阡摩爾分?jǐn)?shù)0.8890.9630,089順酹摩爾分?jǐn)?shù)0.06000.719重組分摩爾分?jǐn)?shù)0.0510.0370.1924.3苯酊回收塔T2操作條件確定T2的作用在于對苯肝產(chǎn)品進(jìn)行提純，使其純度(質(zhì)量分?jǐn)?shù))達(dá)到99.9%,回收率達(dá)到99.8%。在此目標(biāo)下對該塔進(jìn)行模擬優(yōu)化，尋找達(dá)到該分離要求的最佳操作條件。4.3.1塔壓力的選擇苯肝在常壓下的沸點是284.5°C,故在常壓卞精飾，需要消耗人量能量，不經(jīng)濟(jì)。從經(jīng)濟(jì)的角度考慮，本設(shè)計精館塔的壓力為30kPao4.3.2進(jìn)料板位置對分離效果的影響通過模擬在一定理論板數(shù)(22塊)和回流比(0.40)F，進(jìn)料板位置對分離效果的影響,得到如圖8所示。

T-苯肝的量一一再汾噩熱負(fù)荷圖8：塔T2的進(jìn)料位置對分離效呆的影響2.81002.80952.S0902.8085T-苯肝的量一一再汾噩熱負(fù)荷圖8：塔T2的進(jìn)料位置對分離效呆的影響2.81002.80952.S0902.80852.&0802.80752.80702.8065由圖8可得到如下結(jié)論:理論板數(shù)和回流比恒定時，隨進(jìn)料位置變化出現(xiàn)苯肝回收達(dá)到極人值，這說明進(jìn)料位置存在最佳位置。使得塔達(dá)到分離效果時需要的進(jìn)料位置，大約為塔的理論板總數(shù)的1/2（從上部開始計）偏上點。進(jìn)料位置在11塊板（總板數(shù)的1/2）處時，塔的再沸器熱負(fù)荷出現(xiàn)最小值，從經(jīng)濟(jì)的角度考慮，這里取進(jìn)料板位置為第11塊板。3.3理論塔板數(shù)對分離效果的影響進(jìn)料位置在最佳進(jìn)料板處，回流比采用0.4,探討理論板數(shù)對分離效呆的影響，模擬結(jié)果如圖9所示。由圖9可見，隨著理論板數(shù)增加，苯肝雜質(zhì)含量和損失率越來越小，當(dāng)理論板數(shù)Nt>21時，理論板數(shù)的增加對分離效果增加不明顯，當(dāng)Nr$23時，再沸器的熱負(fù)荷増加，從經(jīng)濟(jì)的角度考慮，取Nt=22o0.080.060.040.02」500—■O-*一苯肝的損失百分率—0.080.060.040.02」500—■O-*一苯肝的損失百分率—苯肝中雜質(zhì)的百分含雖t一塔再沸器熱負(fù)荷-2.80782.80772.8076-2.80752.8074-2.8073-2.8072-2.8071-2.80702,8Q692.8068理論板數(shù)圖9：塔T2理論板數(shù)對分離效果的影響3.4回流比對分離效果的影響根據(jù)前述結(jié)果，選擇理論板數(shù)Nt=22及進(jìn)料位置為11,同時進(jìn)行回流比對分離效果的影響，其結(jié)果如圖10所示。回流比進(jìn)03$回流比進(jìn)03$明理)MgKr圖10：塔T2回流比對分離效果的影響隨著回流比的增大，塔頂苯肝的雜質(zhì)含量和損失越來越小，但當(dāng)回流比大于0.4時曲線趨于平直，說明增大回流比對分離效果的提高不大。這里回流比取0.4。根據(jù)模擬結(jié)果，該點的苯酉干純度為99.993%,整個工藝流程回收率為99.3%o4.3.5苯gf回收塔T2優(yōu)化結(jié)果進(jìn)行全流程的模擬和優(yōu)化得到苯酊回收塔T2優(yōu)化結(jié)果，如表8所示。表8：苯酹回收塔T2優(yōu)化結(jié)果

項目優(yōu)化值項目優(yōu)化值理論塔板數(shù)22回流比0.4最佳進(jìn)料位置11產(chǎn)品苯肝純度(質(zhì)量分?jǐn)?shù))/%99.99塔頂溫度廠C201產(chǎn)品中苯肝收率/%100塔底溫度廠C281塔頂產(chǎn)品苯ST的量/(kmOl/h)34.92塔頂壓力/kPa10冷凝器熱負(fù)荷/(lOskJ/h)0.891塔底壓力/kPa30再沸器熱負(fù)荷/(lOskJ/h)2.784各物流模擬優(yōu)化結(jié)杲如表9所示。表9：塔T2各物流模擬優(yōu)化結(jié)果項目進(jìn)料物流塔底出料塔頂出料相態(tài)液相液相汽相溫度廠C237281201壓力/kPa303010總流率/(kmol/h)36.2931.33434.934苯Bf/(kmol/h)34.933034.915重組分/(kmol/h)1.361.3340.019苯阡摩爾分?jǐn)?shù)0.96300.999重組分摩爾分?jǐn)?shù)0.0371000.001五、主要設(shè)備的工藝計算及選型1原料鄰二甲苯輸送管工藝計算及選型5.1.1液體在操作條件下的流體流速的計算原料液的質(zhì)量流量20000X1000/8000=2500kg/h由于考慮冷凝和精制過程中的損失，原料液質(zhì)量流量為2500X0.94=2350kg/h,管進(jìn)出II的壓降Z\P二0.25MP,P=880kg/m3流體的體積流量V二0.8160m3/so應(yīng)用伯努利方程考慮壓力射流m=CoV2xAP>(其中Co取0.61),u=14.78m/s.5.1.2管徑的確定由選定的管內(nèi)流體流速按下式計算管子內(nèi)徑，并修正到符合公稱直徑要求:d=y/4V/mt經(jīng)計算得d=0.2652m=265.2nmi管設(shè)備選型為0300x8—C5.2泵的工藝計算及選型

原料液的質(zhì)量流量20000X1000/8000=2500kg/ho由于考慮冷凝和精制過程中的損失，原料液質(zhì)量流量為2500X0.94=2350kg/h2350原料液的體積流量Q=——=2.67/t?3/h880//=AZ+—+—+y//,=AZ+Y/?fPg2gH.乙.AZ=15m,》h『=10mH=25m.選用80FVZ-30揚程30m5.3空氣壓縮機(jī)的計算及選型在成品樣本上，活塞式空氣壓縮機(jī)的排氣量指最后一級排出的空氣，換算為一級進(jìn)氣條件時氣體的體枳流量?，F(xiàn)第一級進(jìn)氣條件為常壓，溫度按25°C計，排出氣體的摩爾流量為776.0815kmol/h,則排氣量（換算為一級進(jìn)氣條件）為g=776.0815x22.4x273.15+25273.15g=776.0815x22.4x273.15+25273.15=18975.3lw3//?=316/w3/min因工藝要求排出壓力為0.25MP"故選用排氣量為180m7min,排氣壓力為0.3MPa的TM1250型空氣壓縮機(jī)三臺，兩臺正常操作，備用一臺。5.4貯罐的計算及選型5.4.1空氣緩沖罐計算及選型空氣進(jìn)料量為22325kg/h,空氣密度為1.293kg/m3因此空氣體積流量為Q=22325-1.293=17266.O48/??3//2=287.768/w3/niiii根據(jù)產(chǎn)品設(shè)計停留時間為5rnin,V=287.768x5=1438.837m3由于考慮到停車檢修時，空氣還需排入緩沖罐貯槽存放，則取貯槽的裝料系數(shù)為0.8,故可選貯槽容積大于1438.837m3緩沖罐操作壓力為常壓，在國家標(biāo)準(zhǔn)容器系列JB1421-74（平底、平蓋圓柱容器，常壓卞使用）公稱容器1800m，的型號,H/D二2,此容器的直徑D=10.5m,H=21m.5.4.2苯酹產(chǎn)品儲罐計算及選型產(chǎn)品的質(zhì)量流量為2314kg/h,密度為1.53kg/m3,苯肝體枳流量為Q=2314xl.53=1512A8m3/h=25.21m3/mill設(shè)其停留時間為10分鐘，其體積為V=25.21x10=252.1/n3由于考慮到停車檢修時,塔的產(chǎn)品還需排入貯槽存放，則取貯槽的裝料系數(shù)為0.8,故可選貯槽容積人于252.1m\產(chǎn)品儲罐操作壓力為常壓，在國家標(biāo)準(zhǔn)容器系列JB1421-74（平底、平蓋圓柱容器，常壓卞使用）公稱容器315m3H/D=2,此容器的直徑D二5.9m,H=ll.8m。5.5空氣預(yù)熱器計算及選型5.1計算依據(jù)

1?空氣走管內(nèi)，加熱蒸汽走管間。進(jìn)II氣體溫度141-C,出II氣體溫度360°C,氣體進(jìn)II壓力0.25MPa,氣體的流量和組成如下：組分02N2合計kg/h4688.2517636.7522325kmol/h146.5124629.5692776.08163?加熱蒸汽壓力為0.608MPa（對應(yīng)飽和溫度為164.2°C）。4?熱負(fù)荷為5.101X109J/h,即1.42X106J/so5.2計算換熱面積初選BFH000-1.6-256.3-—-2n固定管板式換熱器一臺，換熱器有025x2.5的管子742根。1?總傳熱系數(shù)①管內(nèi)（空氣一側(cè)）的給熱系數(shù)①，管內(nèi)氣體平均溫度為（140+360）/2二250°C,250°C時空氣的物性數(shù)據(jù)為：/l=4?625xlory/(mK)Pr=0.677//=2?74xl0-'kg/(/”?s)空氣的密度22325776.0816x22.4x0.1013273.15+250x0.25273.15=1?655念/加’776.0816x22.4x0.1013273.15+250x空氣的密度22325776.0816x22.4x0.1013273.15+250x0.25273.15=1?655念/加’776.0816x22.4x0.1013273.15+250x0.25273.153600x742x0.785x(0.02/=16.09/77/50.02x16.09x1.6552.74xW519430.83>1000,湍流區(qū)ai(\G=0.023x彳Re"P1.o.4=0023%_x(19430.83)°8x(0.677)°4=122.698W/(〃F?K)管外蒸汽冷凝側(cè)給熱系數(shù)Q?,取a2=S000W/(in2-K)總傳熱系數(shù)鋼的導(dǎo)熱系數(shù)為45"/(加?K),空氣側(cè)污垢熱阻0.4x10_3(/h2-K)/VV,蒸汽冷凝側(cè)污垢熱阻0.2xl0-'("?K)/W。代入數(shù)據(jù)求總傳熱系數(shù)：—=—-一+」一+0.4x107+0.2x107K122.6988000

K=lO6MW/(m2K)2.對數(shù)平均溫度差(164.2-140)-(360-164.2)h?642-(164.2-140)-(360-164.2)h?642-140360-164.2=82.08°C換熱面枳1.42x106106.04x82.081.42x106106.04x82.08=163.3m2安全系數(shù)取1?2,則換熱面積應(yīng)為195.96/H2,所選換熱面積256.3/H2,符合要求。5.6反應(yīng)器的工藝計算及選型本設(shè)計是在高選擇性V-Ti催化劑與溫度為360-380°C下，鄰二甲苯和空氣發(fā)生氣相反應(yīng)，反應(yīng)是放熱反應(yīng)，根據(jù)目前國內(nèi)外生成情況及反應(yīng)特性，選擇列管式固定床反應(yīng)器作為該設(shè)計的反應(yīng)器。隨著反應(yīng)的進(jìn)行放出人量的反應(yīng)熱，被在反應(yīng)管外殼程循環(huán)著的熔鹽帶出，用于產(chǎn)生高溫蒸汽，熔鹽得以降溫，使反應(yīng)溫度保持恒定。產(chǎn)生的6.0MPa蒸汽用于生產(chǎn)設(shè)備的加熱和保溫。結(jié)構(gòu)：填充床，管式，列管長3.5,直徑25mm苯阡產(chǎn)率（單位鄰二甲苯）二1.10kg/kg鄰二甲苯進(jìn)料量=2350kg/h烷負(fù)荷二0?34kg/（h?管）所需列管根數(shù)20000x10008000x034所需列管根數(shù)20000x10008000x034=7352.9(根)管間距=40mm（中心距）反應(yīng)器直徑Dmin=Ux7352.9x0.04反應(yīng)器直徑Dmin=Ux7352.9x0.042V龍X99%根據(jù)上面的分析與計算，可選擇目前比較常用的德國Deggendorferwerft和Eisenbau公司合作制造的列管式反應(yīng)器。反應(yīng)器的直徑為5.5m,列管反應(yīng)器中心裝有攪拌器，下部裝有列管式熱交換器，通入水發(fā)生蒸汽移出反應(yīng)熱，并在鹽浴和反應(yīng)管內(nèi)裝有熱電偶，以便掌握和控制反應(yīng)溫度。5.7蒸館塔的工藝計算及選型根據(jù)設(shè)計參數(shù)條件，擬采用板式塔。5.7.1塔高塔板間距不僅影響塔高，而且影響塔的生產(chǎn)能力，操作彈性和板效率。板間距取大些,能允許較人的空塔氣速，對一定的生產(chǎn)任務(wù)，塔徑可小些，但塔高要增加；反之，塔徑人些,塔高可小些。氣液負(fù)荷和塔徑一定，増加板間距可減少霧沫夾帶并提高操作彈性，但塔高的增加，會提高金屬的消耗量，增加塔基，支座等的負(fù)荷，從而増加全塔的造價。板間距與塔徑之間的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗算，權(quán)衡經(jīng)濟(jì)效益，反復(fù)調(diào)整，做出最佳選擇，卞表所列

的推薦值供初選板間距時參考。表板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/mm300-500500-800800-16001600-2400板間距HT.nun200-300250-350300-450350-600在決定板間距時，還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。在塔體開人孔處，必須保證有足夠的工作空間，該處的板間距不能小于600mm。塔高由下式計算：H=(N-Nf-Np-1)Ht-NFHf+NPHP+HD+HB（1）式中H為塔高（不包括封頭、群座），m：N為實際塔板數(shù)；N,為進(jìn)料板序號；汕為人孔數(shù)；H：為塔板間距；汕為進(jìn)料板處板間距，m：&為人孔處板間距，m；比為塔頂空間（不包扌舌頭蓋部分），m：H,為塔頂空間（不包扌舌底蓋部分），mo塔頂空間HD的作用是為了滿足安裝塔板和除沫裝置的需要，起減少霧沫夾帶量的作用,一般HD二1.0-2.0m，塔徑人時可適當(dāng)增人。人孔數(shù)NP根據(jù)物料的清潔程度和塔板安裝的方便而定：對于易結(jié)焦、結(jié)垢的物料，每隔4-6塊板開一人孔：對于清潔物料，每隔8-10塊板開一人孔：若塔板上下都可拆，可隔15塊板開一人孔?常在進(jìn)料II設(shè)置設(shè)施，進(jìn)料板處板間距HF應(yīng)保證這些設(shè)施的方便安裝。塔底空間具有中間儲槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有10-15min的儲量，以保證塔底料液不至排完，對于塔底產(chǎn)量人的塔，有時僅取3-5min的儲量。塔頂溫度tD=117.02V塔底溫度t>=237.02°C冷凝器熱負(fù)荷Q=6.000xlO5kJ/h再沸器熱負(fù)荷Q二7.995x10'kJ/h塔頂溫度tD=117.02V塔底溫度t>=237.02°C冷凝器熱負(fù)荷Q=6.000xlO5kJ/h再沸器熱負(fù)荷Q二7.995x10'kJ/h進(jìn)料板溫度tr=224.8rC塔徑D二762mm塔徑圓整值為800mm塔板間距400mm取塔板間距400mm是符合要求的。塔的實際塔板數(shù)為46（取板原料處理屋F二41.925kmol/h塔頂物流量D二5?322kmol/h塔底物流量W二3