畢業(yè)設計--年產5.5萬噸苯酐生產工藝設計

1、<p>　　年產5.5萬噸苯酐生產工藝設計</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　苯酐是重要的有機化工原料之一，用于生產增塑劑、醇酸樹脂、不飽和聚酯樹脂、染料及顏料、醫(yī)藥及農藥等。目前，全球苯酐生產所采用的工藝路線有萘流化床氧化和萘/鄰二甲苯固定床氧化，其中鄰二甲苯固定床氧化技術約占世界總生產能力的90%以上。本設計采用鄰二甲苯氧

2、化連續(xù)式生產鄰苯二甲酸酐，該法工藝比較成熟，資料較多，故采用該工藝。</p><p>　　本設計確定生產6000噸鄰苯二甲酸酐的合理生產工藝；完成年產6000噸苯酐生產的全部工藝計算（物料衡算，熱量衡算），根據工藝計算確定生產設備的工藝尺寸；繪制工藝流程簡圖、帶控制點的工藝流程圖和設備圖。</p><p>　　關鍵詞：苯酐鄰二甲苯 氧化 工藝設計</p><p>　

3、　Production Technology Design of 55000 Tons of Phthalic Anhydride with an Annual Output </p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　Phthalic anhydride is one of the important organic chemical

4、 raw materials for the production of plasticizers, alkyd resins, unsaturated polyester resins, dyes and pigments, pharmaceuticals and pesticides. At present, the global phthalic anhydride production process used in napht

5、halene fluidized bed oxidation and naphthalene / o-xylene fixed bed oxidation, which o-xylene fixed bed oxidation technology accounts for about 90% of the world's total production capacity. The design of o-xylene oxi

6、datio</p><p>　　The design to determine the production of 6,000 tons of phthalic anhydride reasonable production process; complete with an annual output of 6,000 tons of phthalic anhydride production of all t

7、he process calculation (material accounting, heat balance), according to the process to determine the production process equipment size; Schematic diagram, process diagram and equipment diagram with control points.</p

8、><p>　　Keywords：Phthalic anhydride O-xylene Oxidation </p><p>　　Process Design</p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　前 言1 </b></p>&l

9、t;p>　　第一章 設計任務2</p><p>　　第1.1節(jié)設計題目2</p><p>　　第1.2節(jié)設計主要內容2</p><p>　　第1.3節(jié)產品主要規(guī)格與參數(shù)2</p><p>　　第1.4節(jié) 生產條件2</p><p>　　第1.5節(jié) 基礎條件3</p><p

10、>　　第二章 物料衡算4</p><p>　　第2.1節(jié) 反應器中氧化反應的物料衡算4</p><p>　　第2.2節(jié) 冷凝工段的物料衡算7</p><p>　　第2.3節(jié) 精餾工段物料衡算8</p><p>　　第2.5節(jié) 輕組分塔物料衡算8</p><p>　　第三章 能量衡算11</p&g

11、t;<p>　　第3.1節(jié) 反應器能量衡算過程11</p><p>　　第3.2節(jié) 反應器能量衡算表12</p><p>　　第四章 主要設備選型及計算14</p><p>　　第4.1節(jié) 基礎數(shù)據整理14</p><p>　　第4.2節(jié) 塔板數(shù)的確定16</p><p>　　第4.3節(jié)

12、 塔徑的計算及半間距離的確定17</p><p>　　第4.4節(jié) 塔高的計算18</p><p>　　第4.5節(jié) 溢流堰長計算19</p><p>　　第4.6節(jié) 塔體厚度的計算19</p><p>　　第4.7節(jié) 塔設備計算結果列表19</p><p>　　第六章 經濟計算21</p>&

13、lt;p>　　第七章 設計說明22</p><p><b>　　結 論23</b></p><p><b>　　參考文獻24</b></p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　苯酐生產工藝有三種：固定床氧化法、流化床氣相氧化法和液相法。本文

14、主要介紹的鄰法固定床氧化技術是世界苯酐生產最常用的，大約占苯酐生產總能力的80%以上。鄰二甲苯氧化法 [3]反應器多數(shù)為列管固定床。將過濾后的無塵氣壓縮、預熱，與氣化的鄰二甲苯爭氣混合進入反應器，進行氧化反應、反應產物進入蒸氣生成器，被冷卻的反應氣進一步冷卻回收粗苯酐。粗苯酐經減壓粗餾，由塔頂分離出低沸點的順丁烯二酸酐，甲基順丁烯二酸酐及苯甲酸等；塔底物料經真空精餾，得到苯酐產品。</p><p><b&g

15、t;　　設計任務</b></p><p><b>　　設計題目</b></p><p>　　年產5.5萬噸苯酐工藝設計</p><p><b>　　設計主要內容</b></p><p>　　1.裝置的物料衡算；</p><p>　　2.裝置的熱量衡算；</p

16、><p>　　3.裝置的熱量衡算；</p><p>　　4.管道及儀表流程圖(PID圖)（1張）；</p><p>　　5.設備布置圖（1張）；</p><p>　　6.管道布置圖（1張）；</p><p>　　7.成本核算及初步；</p><p><b>　　8.設計說明書；</b

17、></p><p><b>　　產品主要規(guī)格與參數(shù)</b></p><p><b>　　生產條件</b></p><p>　　1、連續(xù)生產，四個班組三班倒；</p><p>　　2、年操作日為333日，8000 h；</p><p>　　3、精制采用連續(xù)精餾。</

18、p><p><b>　　基礎條件</b></p><p>　　1.建設地點（地址與其它限制性要求）：建設地點選至在江蘇省內，具體地點自定。</p><p>　　2.工藝參數(shù)：轉化率為99.8%，生成苯酐的選擇性為0.8；空氣與鄰二甲苯進料比為9.5:1</p><p><b>　　第二章 物料衡算</b>

19、;</p><p>　　根據設計任務，苯酐生產能力為5.5萬噸/年，產品純度達到99wt%</p><p>　　按照8000小時開工計算，每小時的生產能力：55000×1000×99%/8000= 6806.25kg/h</p><p>　　第2.1節(jié) 反應器中氧化反應的物料衡算</p><p><b>　　主反

20、應中：</b></p><p>　　(1)鄰二甲苯消耗量：</p><p>　　x = 4874.7466kg/h </p><p><b>　　氧氣消耗量：</b></p><p>　　y = 4414.8648kg/h </p><p><b>　　水的生成量：</

21、b></p><p>　　z = 2483.3615kg/h </p><p>　　（2） 鄰二甲苯轉化率為99.8%，選擇性為0.8，所以：鄰二甲苯的進料量為：4874.7466/0.8/99.8%=6105.6445 kg/h</p><p>　　（3）設計進料空鄰比為9.5:1，所以空氣進料量計算：</p><p>　　w空 =

22、58003.6227kg/h

23、

24、 </p><p>　　空氣中 O2所占的比例為21%，所以工藝空氣中氧氣的進料量：</p><p>　　w氧 =58003.6227×21% </p><p>　　=12180.7608kg/h。 </p><p>　　進

25、而得出空氣中不參與反應的惰性氣體（主要為氮氣）總的進料量：</p><p>　　w惰 = 58003.6227-12180.7608</p><p>　　= 45242.8257kg/h</p><p>　　通過苯酐反應原理可知，在反應器中，苯酐與空氣接觸還發(fā)生一系列的副反應[4]，由上面計算可知，鄰二甲苯氧化部分除了生成苯酐，還約有20%發(fā)生了副反應。本次設計對副

26、反應只考慮占總比例較大部分反應。根據工廠實際經驗在該溫度段所得數(shù)據，具體給出鄰二甲苯對各副產物的轉化率如下表：</p><p>　　表2-1 副反應轉化率</p><p>　　根據上表給出數(shù)據，對各副反應進行計算：</p><p>　　（1）CH3C6H4CH3+7.5O2→C4H2O3（順酐）+4CO2+4H2O</p><p>　　=43

27、6.0369 kg/h</p><p>　　=783.0866 kg/h</p><p>　　= 302.3536kg/h</p><p>　　= 1067.8454 kg/h</p><p>　　（2）CH3C6H4CH3+3O2→C6H5COOH（苯甲酸）+CO2+2H2O</p><p>　　=314.1912

28、kg/h</p><p>　　= 113.3149 kg/h</p><p>　　= 92.7122kg/h</p><p>　　= 247.2324 kg/h</p><p>　　（3）CH3C6H4CH3+2O2→C8H6O2（苯酞）+2H2O</p><p>　　=150.2089 kg/h</p>

29、<p>　　=40.3546 kg/h</p><p>　　=71.7415 kg/h </p><p>　　（4）CH3C6H4CH3+4.5O2→C5H5O3（檸槺酐）+3CO+3H2O</p><p>　　= 88.3433 kg/h </p><p>　　=65.6711 kg/h</p><p>

30、;　　= 42.2171 kg/h</p><p>　　= 112.5791 kg/h</p><p>　　（5）CH3C6H4CH3+6.5O2→8CO+5H2O</p><p>　　= 159.6709 kg/h</p><p>　　= 64.1535 kg/h </p><p>　　= 148.2659kg/h&

31、lt;/p><p>　?。?）CH3C6H4CH3+10.5O2→8CO2+5H2O</p><p>　　=653.5839 kg/h</p><p>　　= 167.1095 kg/h</p><p>　　=623.8756 kg/h </p><p>　　綜合以上計算數(shù)據，可以得出：</p><

32、;p>　　反應器中氧氣總的消耗量：</p><p>　　= 6686.4047 kg/h, </p><p>　　所以剩余氣體中氧氣含量：</p><p>　　= 12180.7608-6686.4047</p><p>　　= 5494.3561 kg/h。</p><p>　　反應器內所有反應產生的水的含量：

33、</p><p>　　wH2O = 2493.3615+w1H2O+w2H2O+w3H2O+w4H2O+w5H2O+w6H2O</p><p>　　= 3192.262 kg/h</p><p>　　反應器內產生的CO： </p><p>　　wCO = w1CO+w2CO </p><p>　　=248.3439 k

34、g/h</p><p>　　反應器內產生的CO2： </p><p>　　wCO2 = w1CO2+w2CO2+w3CO2</p><p>　　= 1549.9954kg/h </p><p>　　根據以上計算及總結，列出反應器內物料衡算表：</p><p>　　表2-2 反應過程物料衡算表</p>&

35、lt;p>　　第2.2節(jié) 冷凝工段的物料衡算</p><p>　　反應生成氣體經冷凝器冷卻到165-175℃后[5]，再經預冷凝來到切換冷凝器，水冷凝成液體排出，含有雜質的粗苯酐冷凝在冷凝器的翅片管內，準備進入精餾工段，不凝有機氣體進入尾氣洗滌裝置，經過三級洗滌，尾氣中順酐大部分被吸收，剩余尾氣直接排放出去，根據工廠實際生產經驗及文獻資料給出物料平衡表格如下圖：</p><p>　　

36、表2-3 冷凝工段物料衡算表</p><p>　　第2.3節(jié) 精餾工段物料衡算</p><p>　　由于粗苯酐中所含的蒽醌及其同系物等重組分含量極少[6]，在反應工段中沒有對其進行物料的計算，且沸點與苯酐相差很大，極易除去，對產品影響不大，而且粗苯酐中的雜質經過輕組分塔精餾后基本除去，能達到設計要求。所以本次設計對苯酐精餾工段中的重組分塔只作介紹，不作計算。進而在本章中對苯酐精餾工段進行物

37、料衡算時，可以近似認為從輕組分塔塔底提取的苯酐熔液即為產品苯酐（即物流3）。同樣的，在本次設計中對精餾塔的設計計算章節(jié)也只考慮其中的輕組分塔。</p><p>　　第2.5節(jié) 輕組分塔物料衡算</p><p>　　經過冷凝工段，粗苯酐熱熔后送入預處理槽加熱，然后由輕組分塔進料泵送入輕組分塔。預處理工段中：</p><p>　　粗苯酐的雜質苯酞經高溫全部分解成苯酐和水

38、：</p><p>　　C8H6O2 + O2 → C8H4O3 + H2O</p><p>　　由苯酞分解生成的苯酐為：0.4838kmol</p><p>　　則經過預處理段后苯酐：F1=6806.25/148+0.4838</p><p>　　=46.4720kmol </p><p&

39、gt;　　粗苯酐中含量較少的鄰二甲苯、檸槺酐、苯甲酸也基本除去[7]，為了后面精餾計算方便，可假設粗苯酐經過預處理蒸餾后，雜質中的鄰二甲苯、檸槺酐、苯甲酸、苯酞以及苯酞高溫分解產物水一起除去，通過泵送入尾氣洗滌裝置。 </p><p>　　所以進入輕組分塔的原料物流：</p><p>　　純苯酐的物料流量：F1=46.4720kmol/h </p>

40、;<p>　　順酐的物料流量：F2=324.7050/98=3.3133kmol/h </p><p>　　進入精餾塔粗苯酐總物料：F=F1+F2 =49.7853kmol/h</p><p>　　物流1流量即為粗苯酐總的物料流量：F=49.7853kmol/h</p><p>　　對該段精餾，進料組成： </p><p&

41、gt;<b>　　xF1= </b></p><p><b>　　xF2=</b></p><p>　　物料1的平均摩爾質量：</p><p>　　MF=0.9334×148+0.0666×98</p><p>　　=138.1432+6.5268</p><

42、p><b>　　=144.67</b></p><p>　　本次設計對精餾要求：塔頂x1≤0.1488；塔底x1≥0.998，列出物料橫算式：</p><p>　　F=D+W （1）</p><p>　　F1=Dxd1+Wxw1 （2）

43、 </p><p>　　F2=Dxd2+Wxw2（3）</p><p>　　先將已知數(shù)據代人式（1）、（2）式：</p><p>　　49.7853=D+W</p><p>　　46.4720=0.1498D+0.998W</p><p><b>　　解得：</b></p

44、><p>　　D=3.7889 kmol/h</p><p>　　W=45.9964 kmol/h</p><p>　　所以苯酐： </p><p>　　F1D=0.1488×3.7889</p><p>　　=0.5638kmol/h</p><p>　　F1W=0.998

45、15;45.9964</p><p>　　=45.9044 kmol/h</p><p><b>　　由：</b></p><p>　　xd2=1-0.1498</p><p><b>　　=0.8502</b></p><p>　　xw2=1-0.998 </p>

46、;<p><b>　　=0.002</b></p><p><b>　　所以順酐： </b></p><p>　　F2D=3.7889×0.8502</p><p>　　=3.2213 kmol/h</p><p>　　F2W=45.9964×0.002</

47、p><p>　　=0.0920 kmol/h</p><p>　　根據以上計算列出精餾物料平衡表：</p><p>　　表2-4 精餾工段物料衡算表</p><p><b>　　第三章 能量衡算</b></p><p>　　根據熱力學第一定律，即能量守恒與轉化定律，對化工過程進行能量計算。化工生產中消

48、耗的能量形式有機械能[8]，電能和熱能等等，其中以熱能為主要形式，因此化工過程中的能量衡算重點是熱量衡算。本章具體對苯酐氧化反應器進行能量衡算如下：</p><p>　　熱量衡算方程式： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5</p><p>　　其中式中： Q1——初始物料帶入設備中的熱量，kJ</p><p>　　Q2——加熱劑或冷卻劑與設備和物料傳遞的熱

49、量，kJ</p><p>　　Q3——物理變化及化學變化的熱效應，kJ</p><p>　　Q4——離開設備物料帶走的熱量，kJ</p><p>　　Q5——反應器系統(tǒng)熱量損失，kJ</p><p>　　第3.1節(jié) 反應器能量衡算過程</p><p>　　3.1.1 Q1與Q4計算</p><p&g

50、t;　　已知Q=∑Mi×Ci（t1-t2） </p><p>　　式中：Mi——反應物體系中組分的質量，kg；</p><p>　　Ci——組分i在0-T℃時的平均比熱容，KJ/kg*K；</p><p>　　t1，t2——反應物系在反應前后的溫度，℃。</p><p>　　物料進入設備時的溫度為145℃，

51、熱量衡算的基準為145℃，△T=0,則：</p><p><b>　　Q1=0</b></p><p>　　查得各物項平均比熱容數(shù)據： （kJ/kg.℃）</p><p>　　表3-1 各物相平均比熱容</p><p>　　所以： </p><p>　　=12.2112×6

52、.96×(370-145)+5494.3561×1.15×225+45242.8257×1.06×225+6806.25×5.23×225+436.0369×4.93×225+88.3433×4.52×225+150.2089×4.91×225+314.1912×5.18×225+2486

53、.3184×4.18×225+248.3439×1.11×225+1549.9954×1.45×225</p><p>　　=19122.7392+1421664.641+10790413.93+8009254.688+483673.9313+89495.1361+165943.2823+366189.8436+2338382.455+62023.889

54、0+505685.9993</p><p>　　=24251850.53kJ</p><p>　　3.1.2Q3的計算</p><p>　　主反應：C8H10+3O2→C8H4O3+3H2O +1302.2kJ</p><p>　　Q3-1=6806.25/148×103×1302.2</p><p&g

55、t;　　=5.9886×107kJ/h </p><p>　　副反應：CH3C6H4CH3+7.5O2→C4H2O3（順酐）+4CO2+4H2O +3177.9kJ</p><p>　　Q3-2=436.0369/98×103×3177.9</p><p>　　=1.4140×107kJ/h</p><

56、p>　　CH3C6H4CH3+3O2→C6H5COOH（苯甲酸）+CO2+2H2O +1339.8kJ</p><p>　　Q3-3=314.1912/122×103×1339.8</p><p>　　=3.4504×106kJ/h</p><p>　　CH3C6H4CH3+2O2→C8H6O2（苯酞）+2H2O +83

57、7.4kJ</p><p>　　Q3-4=150.2089/134×103×837.4</p><p>　　=9.3869×105kJ/h</p><p>　　CH3C6H4CH3+4.5O2→C5H5O3（檸槺酐）+3CO+3H2O +1674.8kJ</p><p>　　Q3-5=88.3433/113

58、×103×1674.8</p><p>　　=1.3094×106kJ/h</p><p>　　CH3C6H4CH3+6.5O2→8CO+5H2O +2177.2kJ</p><p>　　Q3-6=(248.3439/28-88.3433*3/113)×103×2177.2</p><p&g

59、t;　　=0.74×103×2177.2</p><p>　　=1.6111×106kJ/h</p><p>　　CH3C6H4CH3+10.5O2→8CO2+5H2O +4576.4kJ</p><p>　　Q3-7=(1549.9954/44-314.1912/122-436.0369×4/98) ×103

60、×</p><p>　　=1.69×103×4576.4</p><p>　　=7.7341×105kJ/h</p><p><b>　　綜上：</b></p><p>　　Q3 = Q3-1+Q3-2+Q3-3+Q3-4+Q3-5+Q3-6+Q3-7</p><

61、;p>　　=8.9070×107kJ/h</p><p>　　3.1.3 Q5的計算</p><p>　　該反應中的熱損失按5%計算，即：</p><p>　　Q5=5%×（Q1+Q3）</p><p>　　=5%×（0+8.9070×107）</p><p>　　=4.

62、4535×106kJ/h</p><p>　　3.1.4 Q2的計算</p><p>　　Q2=Q4+Q5-Q1-Q3</p><p>　　=24251850.53+4.4535×106-0-8.9070×107</p><p>　　=6.0365×107kJ/h </p><p

63、>　　第3.2節(jié) 反應器能量衡算表</p><p>　　根據以上計算列出氧化反應工段能量衡算表格如下：</p><p>　　表3-2 反應工段能量衡算表</p><p>　?。ㄎ諢崃繛椤?”，釋放熱量為“-”）</p><p>　　第四章 主要設備選型及計算</p><p>　　順酐為揮發(fā)組分，所以根據物料衡

64、算得摩爾分率：</p><p><b>　　進料：</b></p><p>　　塔頂：=0.8502</p><p>　　塔底：=0.002 </p><p>　　該設計根據工廠實際經驗及相關文獻給出實際回流比R=2（R=1.3Rmin），及以下操作條件： </p>&

65、lt;p>　　塔頂壓力：10.0kPa；</p><p>　　塔底壓力：30.0kPa；</p><p>　　塔頂溫度：117.02℃；</p><p>　　塔底溫度：237.02℃；</p><p>　　進料溫度：225℃；</p><p>　　塔板效率：ET=0.5 </p><p>

66、;　　第4.1節(jié) 基礎數(shù)據整理</p><p><b>　　（1）精餾段：</b></p><p>　　圖4-1 精餾段物流圖</p><p><b>　　平均溫度：℃</b></p><p><b>　　平均壓力：pa</b></p><p>　　根

67、據物料衡算，列出精餾段物料流率表如下：</p><p>　　表4-1　精餾段物料流率</p><p>　　標準狀況下的體積： V0=Nm3/h</p><p>　　操作狀況下的體積： V1=</p><p>　　=600.7719 Nm3/h</p><p>　　氣體負荷： Vn= m3/s</p>&

68、lt;p><b>　　氣體密度：</b></p><p>　　液體負荷： Ln=</p><p>　　171.01℃時 苯酐的密度為1455kg/m3</p><p><b>　?。?）提餾段：</b></p><p><b>　　平均溫度：℃</b></p>

69、;<p><b>　　入料壓力：</b></p><p>　　平均壓力： 22.5kPa</p><p>　　根據物料衡算列出提餾段內回流如下圖：</p><p>　　表4-2 提餾段內回流</p><p>　　標準狀況下的體積：Nm3/h </p><p><b>

70、;　　操作狀態(tài)下的體積：</b></p><p><b>　　=375.5081</b></p><p>　　氣體負荷：Vm=m3/s</p><p>　　氣體密度 =kg/m3</p><p>　　第4.2節(jié) 塔板數(shù)的確定</p><p>　　由于進料中順酐的摩爾分率很小，無法用

71、常規(guī)的作圖法求解塔板數(shù)。所以這里采用假設全回流計算理論最少塔板數(shù)Nmin，下面應用芬斯克方程式有[9]：</p><p>　　查得全塔平均相對揮發(fā)度=3.7，及精餾段平均響度揮發(fā)度4.5</p><p>　　所以全塔的最少理論板層數(shù)：</p><p><b>　　=5.1</b></p><p>　　精餾段最少理論板層數(shù)

72、： </p><p><b>　　=1.7</b></p><p>　　由： =0.17</p><p>　　對應吉利蘭圖查得： =0.48</p><p>　　所以對全塔： =</p><p>　　解得全塔理論板數(shù)： N= 11.7</p><p>&l

73、t;b>　　對精餾段： </b></p><p>　　解得精餾段理論塔板數(shù)： N2=5.1</p><p>　　所以提餾段理論塔板數(shù)： N3=6.6</p><p>　　所以得到實際板層數(shù)： </p><p>　　精餾段：N精=5.1/0.5=10.211</p><p>　　提餾段：N提=6.6/

74、0.5=13.214</p><p>　　全塔實際板層數(shù)： N總=25</p><p>　　實際進料板： NT=12 </p><p>　　第4.3節(jié) 塔徑的計算及半間距離的確定</p><p>　　由于浮閥塔塔板效率高[10]，生產能力大，且結構簡單，塔的造價低，所以本次設計采用的是F1型浮閥塔，設全塔選用標準結構，板間距HT=0.3

75、5m，且因為該順酐塔為減壓塔，所以設計溢流堰高hc=0.025m</p><p>　　4.3.1 精餾段</p><p>　　(1)精餾段功能參數(shù)：() =0.217</p><p>　　塔板間的有效高度H0=HT-hC=0.325m</p><p><b>　　由史密斯圖查得：，</b></p><

76、;p>　　(2)塔頂溫度117.02℃下=26.86mN/m，=30.21mN/m，</p><p>　　所以=26.86×0.79+30.21× 0.21=27.5635mN/m</p><p>　　進料層溫度225℃下=16.125mN/m，=21.37mN/m</p><p>　　所以=16.125×0.054+21.37&

77、#215;0.946=21.0868mN/m</p><p>　　所以精餾段液相平均表面張力24.3252mN/m</p><p>　　(3)計算出操作物系的負荷因子C==</p><p><b>　　所以最大空塔氣速</b></p><p>　　設計氣速：取安全系數(shù)為0.7，則U=0.70.71.1007=0.7705

78、m/s</p><p><b>　　(4)塔徑D=m</b></p><p>　　4.3.2 提餾段</p><p>　　(1)精餾段功能參數(shù)為：（）=0.088</p><p>　　塔板間有效高度：H0=0.320m</p><p>　　由史密斯圖得負荷系數(shù)：=0.051</p>

79、<p>　　(2)塔底溫度237.02℃下=15.681mN/m，=20.27mN/m</p><p>　　所以=15.681×0.0013+20.27×0.9987=20.2640mN/m</p><p>　　所以提餾段液相平均表面張力=20.6754mN/m</p><p>　　(3)計算出操作物系的負荷因子0.0513</

80、p><p><b>　　所以最大空塔氣速：</b></p><p>　　設計氣速：取安全系數(shù)為0.7，則U=0.70.70.5859=0.4101m/s</p><p><b>　　(4)塔徑</b></p><p>　　對全塔，取圓整D=600mm</p><p><b&

81、gt;　　塔截面積</b></p><p>　　第4.4節(jié) 塔高的計算</p><p><b>　　精餾段有效高度：</b></p><p><b>　　提餾段有效高度：</b></p><p>　　在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m</p><p>　　所

82、以精餾塔的有效高度為</p><p>　　第4.5節(jié) 溢流堰長計算</p><p>　　上面計算得出的塔徑為600mm，遠小于2m，所以溢流方式采用單溢流[12]。堰長一般根據經驗確定，對于此次塔設備的弓形降液管，堰長：</p><p>　　第4.6節(jié) 塔體厚度的計算</p><p>　　本次設計中精餾操作為減壓操作，塔體材料選用[12]Q2

83、35-A，該材料的許用應力： ，厚度附加量2mm</p><p>　　塔體內液柱高度[13]：</p><p>　　液柱靜壓力：(可忽略)</p><p><b>　　計算壓力：</b></p><p><b>　　塔體計算厚度：</b></p><p><b>　

84、　塔體設計厚度：</b></p><p>　　塔體名義厚度：4mm</p><p>　　塔體有效厚度：2mm</p><p>　　第4.7節(jié) 塔設備計算結果列表</p><p>　　表4-3 塔設備計算結果列表</p><p><b>　　第六章 經濟計算</b></p>

85、<p>　　擬定的生產裝置投資是根據這些年對鄰二甲苯酸酐工程項目的投資價格指數(shù)，用裝置能力指數(shù)和價格指數(shù)推算的[14]，生產裝置以外的配套工程投資由工程量逐項估算的，總固定投資的估算。</p><p><b>　　表6-1總固定資產</b></p><p><b>　　表6-2生產成本表</b></p><p>

86、;<b>　　表6-3經濟評價表</b></p><p><b>　　第七章 設計說明</b></p><p>　　本文采用固定床法生產苯酐，主要包括預熱、混合、氧化、冷卻、精餾5個單元?？諝庥晒娘L機進入，與預熱后的鄰二甲苯混合進入固定床反應器氧化。反應后的粗產品經冷凝進入精餾塔塔頂冷凝器冷凝塔頂上升的蒸汽，大部分回流到塔內，塔頂流出產品為順酐，

87、塔底為苯酐產品，</p><p><b>　　結 論</b></p><p>　　本設計題目是年產6000噸苯酐生產設備設計。首先通過大量的資料結合國內外的現(xiàn)實狀況確定了相應的工藝流程。在工藝要求下，進行整個生產流程的物料衡算及部分流程的熱量衡算。然后在工藝計算的基礎上，生產流程的主要設備進行了設備設計計算[15]，并根據計算數(shù)據用CAD等相應的軟件畫了苯酐生產工藝

88、流程簡圖、帶控制點的工藝流程圖、設備設計圖、設備車間布置圖等相關圖紙。為以后基層工作打下了堅實的基礎。</p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　[1] 王俐．苯酐生產技術進展[J]．精細石油化工進展,2002,3（2）:48-54</p><p>　　[2] 于振云．苯酐的合成及其衍生物的應用[J]．化工中間體，200

89、3,18（19）:19-21</p><p>　　[3] 李雅麗．鄰苯二甲酸酐生產技術及市場動態(tài)[J]．石油化工技術經濟，2005,21（2）:44-48</p><p>　　[4] 馬偉棉．苯酐生產工藝進展[J]．河北化工，2006,29（9）:21-22</p><p>　　[5] 方爭群．苯酐生產現(xiàn)狀及展望[J]．當代石油石化，2001,（6）:17-21&l

90、t;/p><p>　　[6] 高楓．苯酐的技術進展和市場分析[J]．精細化工原料及中間體，2006,（2）:14-17</p><p>　　[7] 俞偉民．鄰二甲苯氧化法制苯酐用催化劑的進展[J]．化學工業(yè)與工程技術，1998,19（2）:28-30</p><p>　　[8] 王繼強,曹軍,石海峰．R-HYHL-IV與BASF04-28型苯酐催化劑比較與分析[J]．&

91、lt;/p><p>　　貴州化工，2004,29（3）:12-13</p><p>　　[9] 翟輝．新型苯酐催化劑的工業(yè)應用[J]．齊魯石油化工，2008,36（3）:196-198</p><p>　　[10] 胡波,吳保軍,盛丁杰．苯酐催化劑穩(wěn)定性的分析[J]．石油化工，2004,33（5）</p><p>　　[11] Dr. Fritz

92、 Naumann ,Catalysts Global Business Management, 3rd BASF</p><p>　　Global PA-Catalyst Forum, 2003</p><p>　　[12] BASF, Hydrocarbon Processing,1981,60(11):199</p><p>　　[13] 趙國方．化工工藝設計概

93、論[M]．北京：原子能出版社，1990 </p><p>　　[14] 賈紹義,柴誠敬．化工原理課程設計[M]．天津：天津大學出版社，2002</p><p>　　[15] 湯善哺,盛谷．化工制圖[M]．北京：高等教育出版社，1965</p><p><b>

94、　　感 謝</b></p><p>　　本次設計能夠圓滿的完成，首先感謝**老師從選題目到論文完成為此所付出的心血和精力。*老師的這種嚴謹?shù)闹螌W態(tài)度和一絲不茍的工作精神讓我終生受益，也是我求學和工作的一生榜樣。在此論文完成之際，我對霍老師表示由衷的感謝。</p><p>　　感謝在整個設計過程中對我有過幫助的所有同學。沒有他們的指導和幫助，我的設計不會如此順利完成。</