年产40000吨苯酐生产车间工艺设计说明书

目 录

1. 概 述....................................................... 4

1.1 苯酐简述.................................................................................................. 4 1.2 苯酐的一般性状[2] ................................................................................. 4 1.3 苯酐的生产方法概述.............................................................................. 5

1.3.1 萘法概况........................................................................................ 6 1.3.2 邻法概况........................................................................................ 6 1.3.1 邻法制苯酐几种工艺简介............................................................ 7 1.3.3 国内工艺现状................................................................................ 9

2. 工艺流程..................................................... 9

2.1原料名称及规格[4] .................................................................................. 9 2.2 反应原理.................................................................................................. 9 2.3 苯酐生产工艺催化剂............................................................................ 10

2.3.1 苯酐催化剂的选择...................................................................... 10 2.4 工艺流程简述[4] ................................................................................... 11

2.4.1 氧化部分...................................................................................... 11 2.4.2 冷凝回收...................................................................................... 12 2.4.3 尾气洗涤...................................................................................... 12 2.4.4 预处理.......................................................................................... 12 2.4.5 结片包装...................................................................................... 13 2.4.6 废液焚烧...................................................................................... 13 2.5 工艺流程方块图.................................................................................... 14 3. 物料衡算.................................................... 14

3.1 反应器中氧化反应的物料衡算............................................................ 15

3.1.1 氧化反应过程的衡算基准.......................................................... 15 3.1.2 氧化反应过程的物料衡算图...................................................... 15

3.1.3 氧化反应过程的物料衡算：...................................................... 15 3.2 冷凝工段物料衡算................................................................................ 19 3.3 精馏工段物料衡算................................................................................ 20

3.3.1 物料衡算：.................................................................................. 20 3.3.2 轻组分塔物料衡算...................................................................... 21

4. 能量衡算.................................................... 22

4.1 热量衡算方程式.................................................................................... 23 4.1 反应过程的能量方框图........................................................................ 23 4.2 反应器能量横算过程............................................................................ 23

4.2.1 Q1和Q4的计算 ............................................................................ 23 4.2.2 过程Q3的计算 ............................................................................ 24 4.2.3 Q5的计算 ................................................................................... 25 4.2.4 Q2的计算 ................................................................................... 25 4.3 反应器能量衡算表................................................................................ 25 5. 精馏塔的工艺设计及选型...................................... 26

5.1 确定操作条件........................................................................................ 26 5.2 基础数据整理........................................................................................ 26 5.3 塔板数的确定........................................................................................ 29 5.4 塔径的计算及板间距离的确定............................................................ 30

5.4.1 精馏段.......................................................................................... 30 5.4.2 提馏段.......................................................................................... 30 5.5 塔高的计算............................................................................................ 31 5.6 溢流堰长计算........................................................................................ 31 5.7 塔体厚度的计算.................................................................................... 31 5.8 塔设备计算结果列表............................................................................ 32 6. 苯酐生产装置其他主要设备选择................................ 33

6.1 主要附件设备选择................................................................................ 33 6.2 反应器组设计........................................................................................ 34

6.2.1 固定床列管反应器设计：.......................................................... 34

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6.2.2 熔盐循环泵：.............................................................................. 34 6.2.3 电加热器...................................................................................... 34 6.2.4 熔盐冷却器.................................................................................. 34 6.2.5 蒸汽过热器.................................................................................. 35 6.2.6 邻二甲苯汽化器.......................................................................... 35 6.2.7 熔盐调节阀.................................................................................. 35

参 考 文 献 ................................................... 36

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1. 概 述

1.1 苯酐简述

苯酐，邻苯二甲酸酐，简称苯酐，英文缩写PA（Phthalic anhydride），是一种重要的基本有机化工原料，被认为是十大有机化工原料之一。苯酐主要用于制造增塑剂、聚酯树脂和醇酸树脂，此外，还可用于生产涂料、医药、农药、糖精等。我国苯酐最主要的用途是生产邻苯二甲酸酯类增塑剂，如邻苯二甲酸二辛酯、邻苯二甲酸二丁酯、混合酯等，该类增塑剂大量用于聚氯乙烯塑料制品的加工；其次是用于生产醇酸树脂和氨基树脂涂料。苯酐还可以用于不饱和聚酯的生产，在染料工业中用以合成蒽醌，在颜料生产中合成酞青兰BS、酞菁蓝CT、酞菁蓝B等颜料；在医药工业中用于制备酚酞，在农药生产中用于亚胺磷等中间体的生产。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。

1.2 苯酐的一般性状[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，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）苯酐的物理常数如下： 分 子 式： C8H4O3 ；C6H4(CO)2O 分 子 量： 148.12 C A S 号： 85-44-9 沸 点： 284.5℃ （101KPa） 凝 固 点： 131.11℃ (干燥空气) 熔 点： 130.5℃ 三 相 点： 131.00℃ 自 燃 点： 584℃

密 度： 相对密度(水=1)：1.53； 相对密度(空气=1)：5.10 闪 点： 151.7℃（开杯） 蒸 汽 压： 0.13 kPa/96.5℃

溶 解 性： 不溶于冷水，溶于热水、乙醇、乙醚、苯等多数有机溶剂

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熔 融 色 度（色度号） ≤ 100 热稳定色 度（色度号） ≤ 150 结 晶 点 ≥ 130.0℃ 纯 度 ≥ 99.5% 游 离 酸 含 量 ≤ 0.5% 稳 定 性： 稳定 危险标记： 20(腐蚀品) （2） 苯酐的热力学常数

比 热 容： 0.4229 J/g.K (90K) 0.7637 J/g.K (200K) 1.0999 J/g.K (300K) 熔 融 热： 23.446 kJ/mol (131℃) 升 华 热： 88.76 kJ/mol (131℃)

燃 烧 热： 3264.9 kJ/mol (25℃ 气体) 3259.9 kJ/mol (25℃ 固体) 生 成 热： -373.6 kJ/mol (25℃ 气体) -460.7 kJ/mol (25℃ 固体) 绝 对 熵： 179.6 kJ/(mol.℃) (25℃) 生成自由能： -332.6 kJ/mol (25℃) 溶 解 热： 43.96℃ （在25℃水中） 水合常数： 0.607 (25℃) 临界常数： 温度tc ,K: 810 压力pc ,Mpa: 4.61 密度ρc ,g/cm3:0.402 压缩因子Zc:0.26

1.3 苯酐的生产方法概述

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。邻二甲苯固定床氧化技术占美国总生产能力的82%，西欧的86%和日本的58%。由于萘法生产方法受到原料、消耗、成本等方面的限制，所以该生产方法受到了影响，

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萘流化床氧化工艺在国外已逐步淘汰，但是在我国的苯酐生产中仍占有一定比例。随着我国石化工业的稳步发展和苯酐装置的技术引进，目前我国较大规模的苯酐生产都采用邻苯氧化法。我国现有的苯酐生产厂，萘法约占18%，邻苯氧化法约占82%；苯酐总生产能力，萘法占13%-15%，邻法占85%-87%[3]。 1.3.1 萘法概况

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。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。反应器内装有列管式冷却器，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。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。在生产中工艺不断被改进，如投料方式发展为雾化进萘、气固分离采用国产高效耐磨旋风分离器等，这些改进不仅使产品的产量、质量大为提高，同时也大大降低了萘法的能耗。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%。随着我国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。由于萘法生产在降低能耗上没有再出现大的进展，在大量低价位邻法苯酐的冲击下，使萘法的利润空间越来越小，为了提高自身的经济效益，众多的萘法厂家开始进行工艺改造，转向邻法生产，到1999年萘法产量已不足10%，到了21世纪，萘法在我国已逐渐被淘汰掉。 1.3.2 邻法概况

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。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气（高压蒸气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

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收处1964年，美国在工业上首次采用邻二甲苯为原料气相氧化生产苯酐。由于石油邻二甲苯资源比较丰富，理论收率高（邻二甲苯制取苯酐理论收率为139.6wt%，萘为115.6wt%）。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。自80年代以来，世界各国相继开发了“70 g工艺”、“80 g工艺”、“90 g工艺”，并正向着更高负荷的技术进军。我国在70年代开发并建成了以邻二甲苯为原料的“40 g工艺”固定床气相催化氧化法生产苯酐的工业装置，80年代又分别从德国引进两套4万t/a和一套2万t/a邻法苯酐生产装置。我国苯酐的生产逐渐转向了邻法，萘法则慢慢被淘汰。1992年国内苯酐生产能力达25.95万t，邻法占60%以上，1999年，生产能力近40万t，邻法已占90%以上，2003年，苯酐产能约为76.5万t，几乎全部为邻法产品，而且此时生产厂家也超过了四十多家，并不断有新的邻法装置建成、投产。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、完善着自已的工艺，这就使得邻法工艺更加成熟，更加先进。 萘法与邻法之间的比较：

(a)原料供应 随着石油工业的发展，提供了廉价的邻二甲苯，而其邻二甲苯的资源较为丰富，因此，从原料方面来讲，邻法较萘法优越。

(b)消耗方面 邻法较萘法制苯酐理论收率高，邻法制苯酐理论收率为139.6%，而萘法则是115.6%，因此，邻法较萘法生产苯酐从消耗上讲，成本应该较低。

(c)单套反应系统生产能力 从规模经济的角度，反应能力大意味着生产成本低。苯酐单套装置生产能力，美国平均位90kt/a，最大为118kt/a，均为邻法；德国邻法装置平均能力为85kt/a，英、法、意等国单套邻法装置能力也达到了80~90kt/a；日本邻法单套装置能力平均为60kt/a，最大90kt/a，萘法以30kt/a为主，由此可见邻法生产苯酐成本较低[4]。 1.3.1 邻法制苯酐几种工艺简介

邻二甲苯固定床气相氧化法主要有BASF,Vom-Heyden,ElfAtochem/日触和Alus-uisse Italia等几种典型的生产工艺。

(1) BASF工艺

此法系德国BASF公司开发的技术，最初为低温低空速法，1968年改为低温高空速法。BASF工艺于1976年工业化生产，总生产能力超过100万吨/年，BASF工艺的单台反应器最大生产能力为45kt/a；收率达109%；尾气回收5%顺

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酐；整个过程无废水；从切换冷凝器中出来的废气回收顺酐后催化焚烧排空。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3000/h，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。

(2) Von-Heyden工艺

近年来各国新建的苯酐生产装置基本上都采用Von-Heyden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160万吨/年，单台反应器的最大生产能力为50kt/a；装置可以使用邻二甲苯也可以使用萘为原料，装置具有很大的原料灵活性；该工艺有三种V-Ti系催化剂，分别用于邻二甲苯、萘及两者的混合物，催化剂寿命大于3年，且不需要加SO2；进料比为80g邻苯/ m3 空气；顺酐收率为114%-115%，以萘为原料时为97%-99%。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）；工艺中产生的废气，经水洗或焚烧排空，洗液可用于回收顺酐，生产1t苯酐可回收顺酐40-50kg，该工艺与BASF工艺相近。

(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。该工艺的总生产能力约40万吨/年，单台反应器最大生产能力为20kt/a，以邻二甲苯为原料，该工艺最多的特点是改变了尾气处理工艺和进料中氧浓度，开创了尾气循环工艺，将部分尾气循环到进料中，使进料中氧浓度由21%降到10%，进料邻二甲苯浓度增至83 g/m3；催化剂寿命3年；苯酐收率为128.9%；不参加循环的尾气通过催化焚烧回收热能；催化剂以钒为主，选用Ti、Nb、P、K、Cs、Na以及稀土元素等氧化物为助催化剂，以特制的碳化硅球为载体。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。

(4) 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，该工艺特点是使用大型反应器，设备利用率高，提高了40%，空气对邻二甲苯的质量比由20:1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），因而设备体积小，生产率高，并实现50%的粗苯酐以液态回收，以减少热熔冷凝器的换热面积。到1996年，世界各地共有11套装置采用该工艺，总生产能力为24.9万吨/年[5]。

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(5) 主要生产工艺的技术经济比较

Von-Heyden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，水洗回收副产品顺酐，生产费用低，无废水排出，采用蒸汽透平，输出中压空气。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工艺工艺的设备投资较少。 1.3.3 国内工艺现状

我国苯酐生产装置规模较大的为邻法，而且绝大部分引进装置，如金陵石化、齐鲁石化90年代投产的40kt/a苯酐装置是引进德国BASF的技术，哈石化引进的是德国Davy的技术，三者都是大型固定床的低能耗反应器，催化剂为60g工艺。目前，金陵石化公司的苯酐装置经过多年的技术改造，解决了装置技术薄弱环节，采用进料更高负荷催化剂，；哈石化的苯酐装置反应器的反应管有10320根，可装13t左右的催化剂；吉化40kt/a的苯酐装置引进的是意大利Alussuisse工艺，反应器大而且苯酐进料浓度高，技术处于国内较先进的水平，而计划引进的金陵石化、锦化苯酐项目都引进德国技术，建设40kt/a的苯酐装置，因此我国的苯酐生产工艺与所引进的技术很接近，我国的苯酐生产工艺技术已经拥有国际较先进的水平。

2. 工艺流程

2.1原料名称及规格[4]

生产能力：年产4万吨邻苯二甲酸酐车间工艺设计 生产时间：8000h/年 产品流量：5000kg/h 产品纯度：≥99.9% 产品回收率：95% 主要原材料的规格及来源

邻二甲苯（96%），主要生产企业为一些国内大型石化企业。催化剂为V2O5-TiO2系列负载型催化剂。

设计阶段：初步设计

2.2 反应原理

邻二甲苯和空气的气态混合物在满足催化剂活性的合理温度条件下，在催化

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剂表面发生主反应生成苯酐，副反应生成顺酐、苯甲酸、柠糠酐和苯酞等副产物。部分过氧化生成CO2和CO。

用于邻二甲苯部分氧化的催化剂是V-Ti系表面涂层催化剂。载体是瓷环。催化剂的活性和选择性、反应控制温度、邻二甲苯纯度、空间速度，对于邻二甲苯部分氧化生成苯酐的产率具有决定性的影响。

以邻二甲苯为原料气相催化氧化法制取苯酐的反应历程包括一系列平行和串联反应。主要反应式如下[11]：

主反应：

CH3CH3+3O2→COCOO +3H2O +311kcal

主要副反应：

CHCOCH3O+ 4CO2 +4H2O +759kcalCH3+ 7.5O2→CHCheCmOPaster CH3CH3+ 10.5O2→8CO2 +5H2O +1093kcal CH3+ 6.5O→ 8CO +5HO +520kcal22CH3 CH3COOH+ 3O2→ +2HCH3ChemPa +COst2er2O +320kcal CH3COOH+ 1.5O→2CH3CHChemPaster3+H2O

CH3CCH3CH3+ 4.5O2→ CHCOCOO +3CO +3H2O +400kcal 2.3 苯酐生产工艺催化剂

2.3.1 苯酐催化剂的选择

自50年代起，相继开发出多种形式的邻二甲苯氧化用催化剂，其中最成功的工业应用最广泛的是以V2O5-TiO2为主要活性组分的高负荷催化剂[10]。当今世界苯酐生产技术的进展主要体现在高收率、高选择性、高负荷催化剂的开发和现有生产工艺的改进上。例如BASF开发了多种牌号的催化剂（04-28、29、32、40、66 等），从BASF在华公开CN1795049 专利透露的苯酐生产用催化剂看，采用的是活性逐渐增加的3层以上催化体系。通常最上部催化剂区的床长度为80-160cm，其催化剂比表面积为5-30m2/g；中部催化剂区的床长度50-160cm，

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其催化剂比表面积为10-40 m2/g；最下部催化剂区的床长度为40-90 cm,其催化剂比表面积为15-50 m2/g。活性低的催化剂比表面积小，而且负载活性组分量也少，其中以重量计，V2O5为6％-11％，Sb2O3为0％-3％，碱金属为0.1％-1％；活性高的催化剂V2O5为5％-15％，Sb2O3为0％-3％，碱金属为0.0％-0.4％，还有0％-0.4％的磷[7]。

目前国内知名的增塑剂及苯酐企业已经成功应用了04-28、04-66、

R-HYHL-IV等BASF系列催化剂产品，几种催化剂性能、特点、优劣各有千秋，但是他们的主要成份都是V2O5-TiO2，并且催化剂载体都是瓷环[8]。

2.4 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。 2.4.1 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。邻二甲苯部分氧化生成苯酐所必需的工艺空气由空气鼓风机压缩供给。工艺空气经过空气过滤器除去其中的灰尘等，这些灰尘可能降低催化剂的活性。通过过滤器后，纯净的空气经过入口侧的进气消音器被鼓风机压缩至0.055 MpaG。空气鼓风机是单级电动离心式压缩机。通过出气消音器的压缩空气进入空气预热器。被加热空气的出口温度大约为185℃。工艺空气通过空气预热器进入邻二甲苯气化器。

来源于邻二甲苯罐的邻二甲苯通过邻二甲苯泵输送到汽化器，在进入汽化器前邻二甲苯先后通过邻二甲苯过滤器和邻二甲苯加热器，在进入气化器前邻二甲苯先后通过邻二甲苯过滤器和邻二甲苯加热器。位于邻二甲苯管线上的邻二甲苯过滤器是一种双切换过滤器，这样邻二甲苯中的颗粒将被完全过滤出。通过邻二甲苯预热器将邻二甲苯加热到145℃，壳侧的加热蒸汽为0.6MpaG饱和蒸汽。上述工艺物料和工艺空气分别进入邻二甲苯气化器。邻二甲苯的流量根据空气流量调节，空气量在压力补偿下指示，装置邻二甲苯负荷为80g。

在汽化器中，邻二甲苯通过喷嘴注入并与工艺空气完全混合直接进入苯酐反应器中，反应混合物从上到下流经反应器。在气相中，邻二甲苯在V-Ti催化剂的表面被选择性氧化反应生成苯酐。该反应式强放热反应。部分反应热将反应温度加热到370℃，大部分反应热经循环的熔盐移出。

苯酐反应器为列管式反应器，在反应器壳侧的传热介质为熔盐。熔盐通过熔盐泵进行循环，流经反应器同时吸收反应放出的热量。部分循环的熔盐从盐浴流经外部的熔盐冷却器，熔盐冷却器有序流动以维持盐浴温度的恒定。电

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加热器在开车时给盐浴提供热量并在停车期间保持足够的盐浴温度。反应器盐浴的温度，是由熔盐控制阀调节通过熔盐冷却器的循环流量来控制的，熔盐冷却器锅炉给水的量通过液位来进行控制。带外部加热的熔盐槽主要用于熔盐的初次装填和反应器熔盐的排放。 2.4.2 冷凝回收

热的生成气体离开反应器后在气体冷却器中被冷却到165-175℃，然后进入苯酐切换冷凝器凝固成反应产物。反应气进入切换冷凝器，其中四台切换冷凝器中的三台通入反应气体进行凝华，另一台处于热熔或再冷却，并且根据固定的周期切换操作。

在切换冷凝器凝华阶段，通过冷油冷却器冷却的导热油被通入切换冷凝器的翅片管。苯酐凝华在翅片管的外表面。循环的导热油的供给温度合理选择，以保证出切换冷凝器的气体温度大约为60℃。当苯酐凝华结束后，通过热油加热器加热的热油被通入切换冷凝器的翅片管。粗苯酐被热熔，收集在切换冷凝器底部然后流入粗苯酐贮罐中。粗苯酐通过粗苯酐送料泵进入苯酐精制单元。导热油流经两个循环回路，这两个循环回路的油贮存罐分别是冷油罐和热油罐，且两贮罐相互连通。冷油通过冷油泵经冷油冷却器再流经切换冷凝器回到冷油罐。通过冷油冷却器的冷油温度约为54℃。热油通过热油泵经热油加热器再流经切换冷凝器后回到热油罐。通过热油加热器的热油温度约为180℃。热熔后，切换冷凝器被冷油冷却然后准备下一次苯酐凝华捕集。在开始下一次凝华捕集之前，切换冷凝器需要大约40分钟冷却。 2.4.3 尾气洗涤

从切换冷凝器排除的尾气和精馏蒸汽喷射器过来的废气一起进入尾气洗涤塔，在洗涤塔中尾气中的有机物通过洗涤水循环泵，经过三级洗涤后被除去，经洗涤后的尾气直接向高空排入大气。废气中被除去的主要有机物是顺酐。三级洗涤回路中顺酐的质量浓度分别为2%，6%和17%(最大25%)。洗涤塔的补充水通过液位控制系统补充到洗涤塔内。酸水被临时贮存在酸水贮罐中，然后通过酸水输送泵送至废液焚烧炉。酸水正常的输送量为1.5m3/h。 2.4.4 预处理

粗苯酐输送到热处理单元，在第一处理段，粗苯酐加热器将粗苯酐从160℃加热到250℃进行热处理。在催化剂使用的末期，有必要将粗苯酐加热到280℃进行热处理。粗苯酐加热器的加热介质为导热油。导热油通过热油炉的循环泵进行循环，热油的温度大约为300℃。

粗苯酐从苯酐缓冲罐通过重力流入第一处理槽，最终溢流到第二处理槽。碳

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酸钠溶液通过计量泵从碳酸钠溶解槽注入第一处理槽，醛类和其它重组分转化为树脂以便于精馏分离。同时水蒸气、顺酐和其他低沸点物质也从粗苯酐中抽取出。 通过重力流入第一处理段，粗苯酐加热器将粗苯酐从160℃加热到250℃进行热处理，最终流入第二处理槽。水蒸气、顺酐和其他低沸点物质从粗苯酐中抽取出。

热处理的真空度通过喷射泵来实现，真空度大约为-0.02MpaG。热处理的停留时间大约为18h。被加热的气相产品在苯酐冷凝器中部分冷凝，然后回到第一处理槽。不凝气被喷射泵吸收，然后送到尾气洗涤塔前的工艺气体进口管线。 2.4.5 结片包装

该工段根据用户需要经结片机结片后再由包装机包装成成品。从结片机给料泵来的液体苯酐产品，经结片机结成片状的固体苯酐，再经称量包装机包装后通过皮带输送机送至产品临时堆放仓库待售。结片机为一个经抛光的并可以调转数的不锈钢滚筒，其内部通冷却水，滚筒下部的一部分侵入苯酐料盘内，转动的滚筒在苯酐料盘沾上一层苯酐，经冷却变为一层结片。滚筒一侧装有一把固定的与滚筒同长度的刮刀，当滚筒上的苯酐结片转至刮刀处时，被刮刀将结片刮下，落入结片机下方的排放空中，经滑槽进入半自动包装码垛机，码完的货垛由非防爆内燃机叉车送入成品库待销。 2.4.6 废液焚烧

废液焚烧装置主要是处理来自尾气洗涤塔产生的顺酸废水。由于废水中的有机组分含量相对比较少，废水的热值低，本身不能进行燃烧，所以采用天然气作为主要燃料进行燃烧，将废水喷入焚烧炉中，由过热蒸汽进行雾化。在焚烧炉中，废液所含的有机物在高温下全部分解成CO2和H2O。

13

2.5 工艺流程方块图

原料 鼓风系统 列 管 式 氧 化 反 应 器 循环油 废气 加热蒸汽 尾 气 洗 涤 循环冷油 图2-1 工艺流程方块图

精 馏 热 油 预 处 理 炉 副产蒸汽 副产蒸汽 废液焚烧 邻二甲苯 天 然 气 结片 包装 苯 酐 产 品 冷凝回收粗苯酐置 天 然 气

3. 物料衡算

物料衡算的准则就是质量守恒定律，即“进入一个系统的全部物料必等于离开这个系统的全部物料，再加上过程损失量和在系统中积累量”。依据质量守恒定律，对研究系统作物料衡算，可由下式表示[13]：

∑G进=∑G出+∑G损+∑G积

其中式中： ∑G进 ——输入物料量总和； ∑G出 ——输出物料量总和；

∑G损 ——总的物料损失量；

∑G积 ——系统中的积累量。

根据设计任务，苯酐生产能力为40000吨/年，产品纯度达到99.9wt% 按照8000小时开工计算，每小时的生产能力：40000×1000×99.9%/8000= 4995kg/h

14

3.1 反应器中氧化反应的物料衡算

3.1.1 氧化反应过程的衡算基准

本次设计以每小时生产4995 kg为基准，进料量4700 kg/h，转化率99.9%；生成苯酐的选择性约为0.8；空气与邻二甲苯进料比为9.5:1；主要副产品为苯酞、顺酐、苯甲酸、柠槺酐、二氧化碳、一氧化碳等。 3.1.2 氧化反应过程的物料衡算图

画出衡算方框图，标出有关计算目标，然后进行计算：

苯酐 水 邻二甲苯 空 气 固 定 床 反 应 器 顺 酐 苯甲酸 苯 酞 柠糠酐 一氧化碳 二氧化碳 图3-1 反应过程物料衡算图 3.1.3 氧化反应过程的物料衡算：

邻二甲苯与空气催化氧化的主反应式：

COCH3O + 3H2O+ 3O2 → CH3ChemPasterCO 106 32 148 18 x 3y 4995 z 所以主反应中：

(1)邻二甲苯消耗量：

106148? x = 3577.5 kg/h x4995 氧气消耗量：

32?3148? y = 3240 kg/h y4995 水的生成量：

15

18?3148? z = 1822.5 kg/h z4995（2） 邻二甲苯转化率为99.9%，且邻二甲苯的进气量为4700kg/h，所以： 邻二甲苯生产苯酐的选择性为：3577.5/4700/99.9%=76.27%。 （3）设计进料空邻比为9.5:1，所以空气进料量计算：

47001? w空 = 44650 kg/h w9.5 空气中 O2所占的比例为21%，所以工艺空气中氧气的进料量： w氧 = 44650×21% = 9376.5kg/h。

进而得出空气中不参与反应的惰性气体（主要为氮气）总的进料量： w惰 = 44650-9376.5 = 35273.5kg/h

通过对苯酐反应原理的了解，在反应器中，苯酐与空气接触还发生一系列的副反应，由上面计算可知，邻二甲苯氧化部分除了生成苯酐，还约有23.7%发生了副反应。本次设计对副反应只考虑占总比例较大部分反应。根据工厂实际经验在该温度段所得数据，具体给出邻二甲苯对各副产物的转化率如下表：

表3-1 副反应转化率

副产物 转化率% 顺酐 9.18 苯甲酸 5.32 苯酞 2.31 柠糠酐 1.62 二氧化碳 3.83 一氧化碳 1.47 根据上表给出数据，对各副反应进行计算：

（1）CH3C6H4CH3+7.5O2→C4H2O3（顺酐）+4CO2+4H2O w顺酐?98?9.18%?4700?99.9%

106 = 398.0956 kg/h w1CO2?44?9.18%?4700?99.9%

106 = 714.9472 kg/h w1H2O?18?4?9.18%?4700?99.9%

106 = 292.4784 kg/h

16

w1O2?32?7.5?9.18%?4700?99.9%

106 = 974.9280 kg/h

（2）CH3C6H4CH3+3O2→C6H5COOH（苯甲酸）+CO2+2H2O w苯甲酸?122?5.32%?4700?99.9%

106 = 287.2124 kg/h w2CO2?44?5.32%?4700?99.9%

106 = 103.5826 kg/h

w2H2O?18?2?5.32%?4700?99.9%

106 = 84.7512 kg/h w2O2?32?3?5.32%?4700?99.9%

106 = 226.0032 kg/h

（3）CH3C6H4CH3+2O2→C8H6O2（苯酞）+2H2O w苯酞?134?2.31%?4700?99.9%

106 = 136.9748 kg/h w3H2O?18?2?2.31?G0?099.9%

106 = 36.7992 kg/h

w3O2?32?2?2.31%?470?099.9%

106 = 65.4208 kg/h

（4）CH3C6H4CH3+4.5O2→C5H5O3（柠槺酐）+3CO+3H2O w柠槺酐?113?1.62%?4700?99. 9%

106 = 81.0097 kg/h

G0?099.9% w1CO?28?3?1.62? 106 = 60.2196 kg/h w4H2O?

18?3?1.62%?4700?99.9%

10617

= 38.7126 kg/h w4O2?32?4.5?1.62%?4700?99.9%

106 = 103.2286 kg/h

（5）CH3C6H4CH3+6.5O2→8CO+5H2O w2CO?28?8?1.47%?4700?99.9%

106 = 145.4095 kg/h

w5H2O?18?5?1.5%?4700?99.9%

106 = 58.5440 kg/h w5O2?32?6.5?1.5%?4700?99.9%

106 = 135.3017 kg/h

（6）CH3C6H4CH3+10.5O2→8CO2+5H2O w3CO2?44?8?3.83%?4700?99.9%

106 = 596.5735 kg/h w6H2O?18?5?3.83%?4700?99.9%

106 = 152.5330 kg/h w6O2?32?10.5?3.83%?4700?99.9%

106 = 569.4565 kg/h

综合以上计算数据，可以得出： 反应器中氧气总的消耗量：

wO2?3240?w1O2?w2O2?w3O2?w4O2?w5O2?w6O2

= 5314.3383 kg/h,

所以剩余气体中氧气含量： w剩O2= 9376.5-5314.3383 = 4062.1612 kg/h。 反应器内所有反应产生的水的含量：

wH2O = 1822.5+w1H2O+w2H2O+w3H2O+w4H2O+w5H2O+w6H2O

18

= 2486.3184 kg/h 反应器内产生的CO： wCO = w1CO+w2CO

= 205.9291 kg/h

反应器内产生的CO2： wCO2 = w1CO2+w2CO2+w3CO2

= 1415.1033 kg/h

3.2 冷凝工段物料衡算

画出物料方框图：

不凝有尾气洗涤排放工段 切 反应生成的气体 换 冷 凝 器 粗苯预处理工段 图3-2 冷凝工段物料衡算图

反应生成气体经冷凝器冷却到165-175℃后，再经预冷凝来到切换冷凝器，水冷凝成液体排出，含有杂质的粗苯酐冷凝在冷凝器的翅片管内，准备进入精馏工段，不凝有机气体进入尾气洗涤装置，经过三级洗涤，尾气中顺酐大部分被吸收，剩余尾气直接排放出去，根据工厂实际生产经验及文献资料给出物料平衡表格如下图：

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表3-3 冷凝工段物料衡算表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 组 分 进kg/h 出1（排出或进入气塔）kg/h 6.8023 4062.1612 35273.5000 205.9291 1415.1033 0 101.6445 245.5203 77.8633 47.1341 2486.3184 43931.9765 出2（进入精馏段）kg/h 2.5977 0 0 0 0 4995.0000 296.4511 41.6921 59.1115 33.8756 0 5418.7280 邻二甲苯 9.4000 O2 惰性气体 CO CO2 苯酐 顺酐 苯甲酸 苯酞 4062.1612 35273.5000 205.9291 1415.1033 4995.0000 398.0956 287.2124 136.9748 81.0097 2486.3184 49350.7045 10 柠糠酐 11 H2O 合计

— 3.3 精馏工段物料衡算

3.3.1 物料衡算：

由于粗苯酐中所含的蒽醌及其同系物等重组分含量极少，在反应工段中没有对其进行物料的计算，且沸点与苯酐相差很大，极易除去，对产品影响不大，而且粗苯酐中的杂质经过轻组分塔精馏后基本除去，能达到设计要求。所以本次设计对苯酐精馏工段中的重组分塔只作介绍，不作计算。进而在本章中对苯酐精馏工段进行物料衡算时，可以近似认为从轻组分塔塔底提取的苯酐熔液即为产品苯酐（即物流3）。同样的，在本次设计中对精馏塔的设计计算章节也只考虑其中的轻组分塔。

20

3.3.2 轻组分塔物料衡算

经过冷凝工段，粗苯酐热熔后送入预处理槽加热，然后由轻组分塔进料泵送入轻组分塔。预处理工段中：

粗苯酐的杂质苯酞经高温全部分解成苯酐和水： C8H6O2 + O2 → C8H4O3 + H2O 由苯酞分解生成的苯酐为： 0.4411kmol 则经过预处理段后苯酐：F1=33.7500+0.4411

=34.1911kmol

粗苯酐中含量较少的邻二甲苯、柠槺酐、苯甲酸也基本除去，为了后面精馏计算方便，可假设粗苯酐经过预处理蒸馏后，杂质中的邻二甲苯、柠槺酐、苯甲酸、苯酞以及苯酞高温分解产物水一起除去，通过泵送入尾气洗涤装置。

所以进入轻组分塔的原料物流： 纯苯酐的物料流量：

F1=34.1911kmol/h

顺酐的物料流量：

F2=296.4511/98=3.0250kmol/h

进入精馏塔粗苯酐总物料：

F=F1+F2 =37.2161kmol/h

物流1流量即为粗苯酐总的物料流量F=37.2161kmol/h 对该段精馏，进料组成： xF1=

F134.1911??0.91 F37.2161F23.0250??0.09 F37.2161 xF2=物料1的平均摩尔质量：

MF=0.91×148+0.09×98 =143.5

本次设计对精馏要求：塔顶x1≤0.1488；塔底x1≥0.998，列出物料横算式： F=D+W （1）

F1=Dxd1+Wxw1 （2） F2=Dxd2+Wxw2 （3）

21

先将已知数据代人式（1）、（2）式： 37.2161=D+W

34.1911=0.1498D+0.998W 解得：

D=3.4788 kmol/h W=33.7373 kmol/h 所以苯酐：

F1D=0.1488×3.4788 =0.5176 kmol/h

F1W=0.998×33.7373 =33.6698 kmol/h 由：

xd2=1-0.1498

=0.8502

xw2=1-0.998

=0.002

所以顺酐：

F2D=3.4788×0.8502 =2.9577 kmol/h

F2W=33.7373×0.002

=0.0675 kmol/h

根据以上计算列出精馏物料平衡表：

表3-4 精馏工段物料衡算表

物 流 表 摩尔流量 kmol/h 质量流量 kg/h 苯酐 kg/h 顺酐 kg/h

1 37.2161 5349.7339 5060.2828 289.4511 2 3.4788 359.4409 76.6048 282.8361 3 33.7373 4989.7454 4983.1304 6.6150 4. 能量衡算

22

4.1 热量衡算方程式

化工计算中的能量衡算是根据热力学第一定律，即能量守恒与转化定律，对化工过程进行能量计算。化工生产中消耗的能量形式有机械能，电能和热能等等，其中以热能为主要形式，因此化工过程中的能量衡算重点是热量衡算。本章具体对苯酐氧化反应器进行能量衡算如下：

热量衡算方程式： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5

其中式中： Q1——初始物料带入设备中的热量，kJ

Q2——加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量kJ Q3——物理变化及化学变化的热效应，kJ Q4——离开设备物料带走的热量，kJ Q5——反应器系统热量损失，kJ

4.1 反应过程的能量方框图

邻二甲苯 工艺空气 145℃ 固 定 床 反 应 器 柠槺酐 水 二氧化碳 一氧化碳 Q 苯酐 邻二甲苯酐 苯甲酸 苯酞

图4-1 反应工段能量衡算图

4.2 反应器能量横算过程

根据图4-1及能量守恒可知：Q2=Q4+Q5-Q1-Q3 4.2.1 Q1和Q4的计算

Q=∑Mi×Ci（t1-t2） （Q1和Q4的计算都适用）

式中：Mi——反应物体系中组分的质量，kg；

Ci——组分i在0-T℃时的平均比热容，KJ/kg.K； t1，t2——反应物系在反应前后的温度，℃。

物料进入设备时的温度为145℃，热量衡算的基准为145℃，△T=0,则： Q1=0 查得各物项平均比热容数据：（kJ/kg.℃）

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组分 OX O2 N2 苯酐 顺酐 柠康酐 苯酞 苯甲酸 水 CO CO2 比热容 5.96 1.15 1.06 5.23 4.93 4.52 4.91 5.18 4.18 1.11 1.45

表4-1 各物相平均比热容

所以： Q4??MiCi?t1?t2?

=9.4000×6.96×(370-145)+4062.1612×1.15×225+35273.500

0×1.06×225+4995.0000×5.23×225+398.0956×4.52×225+81.0097×4.52×225+136.9748×4.91×225+287.2124×5.18×225+2486.3184×4.18×225+205.9291×1.11×225+1415.1033×1.45×225

=19181207.4kJ

4.2.2 过程Q3的计算

过程热效率可以分为两类：一类是化学过程的热效率即化学反应速率；另一类是物理过程热效率。物料化学变化过程，除化学反应外，往往伴随着物料状态变化热效率，但本工艺流程中物理过程热效率较低，可以忽略不计，该过程皆为放热反应，则过程热效率可以由下式计算：

主反应：C8H10+3O2→C8H4O3+3H2O +1302.2kJ Q3-1=33.75×103×1302.2

=43949.2×103kJ/h

副反应：CH3C6H4CH3+7.5O2→C4H2O（+4CO2+4H2O +3177.9kJ 3顺酐） Q3-2=4.06×103×3177.9

=12902.3×103kJ/h

CH3C6H4CH3+3O2→C6H5COOH（苯甲酸）+CO2+2H2O +1339.8kJ Q3-3=2.35×103×1339.8

=3148.5×103kJ/h

CH3C6H4CH3+2O2→C8H6O2（苯酞）+2H2O +837.4kJ Q3-4=1.02×103×837.4

=854.1×103kJ/h

CH3C6H4CH3+4.5O2→C5H5O3（柠槺酐）+3CO+3H2O +1674.8kJ

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Q3-5=0.72×103×1674.8

=1205.9×103kJ/h

CH3C6H4CH3+6.5O2→8CO+5H2O +2177.2kJ Q3-6=0.64×103×2177.2

=1393.4×103kJ/h

CH3C6H4CH3+10.5O2→8CO2+5H2O +4576.4kJ Q3-7=1.69×103×4576.4

=7734.1×103kJ/h

继而得到：

Q3 = Q3-1+Q3-2+Q3-3+Q3-4+Q3-5+Q3-6+Q3-7 =71187.5×103kJ/h

4.2.3 Q5的计算

该反应中的热损失按5%计算，即：

Q5=5%×（Q1+Q3） =5%×（0+71187.5×103） =3559375kJ/h

4.2.4 Q2的计算

Q2为熔岩移出反应器的热量，由反应器热量守恒可知：

Q2=Q4+Q5-Q1-Q3 =51650355.6kJ/h

4.3 反应器能量衡算表

根据以上计算列出氧化反应工段能量衡算表格如下：

表4-2 反应工段能量衡算表 （吸收热量为“+”，释放热量为“-”）

名称 输入物料焓（Q1） 热交换量（Q2） 过程热效率（Q3） 输出热料焓（Q4） 总的热损失（Q5） 热量（kJ/h） 0 51650355.6 -71187500 19181207.4 -3559375

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5. 精馏塔的工艺设计及选型

本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。

5.1 确定操作条件

顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率： 进料： xF? 塔顶：

2.9536?0.0794

37.2161xD=0.8502

塔底： xw=0.002

该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=1.3Rmin），及以下操作条件：

塔顶压力：10.0kPa； 塔底压力：30.0kPa； 塔顶温度：117.02℃； 塔底温度：237.02℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：ET=0.5

5.2 基础数据整理

（1）精馏段：

V , y1 1 2 n x1 y2 x2 y L,xD D,x F, xF

图5-1 精馏段物流图

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平均温度：

1?117.02?225??171.01℃ 21?75.19? 平均压力：?30.0?103?10.0?103??10.0?103??15.03?103pa

2?75???根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下：

表5-1 精馏段物料流率

物料 内回流 质量流量 kg/h 1704.6120 分子量kg/kmol 98 摩尔流量kmol/h 17.3940 标准状况下的体积： V0=17.3940?22.4?389.6256Nm3/h 操作状况下的体积：

273?171.010.101?106?V1=389.6256? 3627315.03?10?0.101?10 =551.6056 Nm3/h 气体负荷： Vn=

551.6056?0.1532 m3/s

36001704.6120?3.0903

551.6056 气体密度： ?n? 液体负荷： Ln=

1704.6120?0.4735

3600 171.01℃时 苯酐的密度为1455kg/m3

（2）提馏段：

27

F , xF L’ x’m m m+1 N V’ ’m+1 y xxn 蒸气 W ,xW 图5-2 提馏段物料图

平均温度：

1?237.02?225??231.01℃ 275?19?14.9kPa 75 入料压力：?30?10?? 平均压力：

1?14.9?30.0?? 22.5kPa 2根据第3章物料衡算列出提馏段内回流如下图：

表5-2 提馏段内回流

物料 内回流 质量流量kg/h 4394.2710 分子量kg/kmol 98 摩尔流量kmol/h 44.8395 ??11.1028?22.4?248.7027Nm3/h 标准状况下的体积：V0273?231.010.101?106?操作状态下的体积：V1??248.7027?

27322.5?103?0.101?106 =375.5081 气体负荷：Vm=气体密度 ?m=

375.5081?0.1043m3/s

36004394.2710?11.7022kg/m3

375.5081查得进料状态顺酐与苯酐混合物在温度225℃下，含顺酐5.41(wt)%,密度1546kg/m3。塔底含顺酐很少，可近似为纯苯酐，在塔顶的温度及压力状态下苯

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酐的密度为1530kg/m3。液体的平均密度：??负荷Lm?4394.2710?0.80?10?3m3/s

1538?36001530?1546?1538kg/m3，液体25.3 塔板数的确定

由于进料中顺酐的摩尔分率很小，无法用常规的作图法求解塔板数。所以这里采用假设全回流计算理论最少塔板数Nmin，下面应用芬斯克方程[14]式有: 查得全塔平均相对挥发度am=3.7，及精馏段平均响度挥发度4.5

所以全塔的最少理论板层数：

??0.8502??1?0.002??lg??????1?0.85020.002???? Nmin????1lg3.7 =5.1

??xD??1?xF??lg??????1?xDxF?????精馏段最少理论板层数： N1???1

lga??0.8502??1?0.0794??lg??????1?0.85020.0794????? ???1

lg4.5 =1.7 由：

R?Rmin2?1.5=0.17 ?R?12?1N?Nmin=0.48 N?2对应吉利兰图查得： 所以对全塔：

N?NminN?5.1=?0.48 N?2N?2解得全塔理论板数： N= 11.7 对精馏段：

N2?1.7 ?0.4 8N2?2解得精馏段理论塔板数： N2=5.1 所以提馏段理论塔板数： N3=6.6 所以得到实际板层数：

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精馏段：N精=5.1/0.5=10.2?11 提馏段：N提=6.6/0.5=13.2?14 全塔实际板层数： N总=25 实际进料板： NT=12

5.4 塔径的计算及板间距离的确定

由于浮阀塔塔板效率高，生产能力大，且结构简单，塔的造价低，所以本次设计采用的是F1型浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距HT=0.35m，且因为该顺酐塔为减压塔，所以设计溢流堰高hc=0.025m 5.4.1 精馏段

(1)精馏段功能参数：

Ln?l1()2 =0.217 Vn?v塔板间的有效高度H0=HT-hC=0.325m 由史密斯图[13]查得：C20?0.041，

(2)塔顶温度117.02℃下?顺=20.14mN/m，?苯酐=20.21mN/m， 所以?1=20.14×0.79+20.210.21=20.15mN/m

进料层温度225℃下?顺=17.12mN/m，?苯酐=19.33mN/m 所以?2=17.12×0.054+19.33×0.946=19.21mN/m 所以精馏段液相平均表面张力??20.15?19.21?19.6mN/m

20.2????19.6?(3)计算出操作物系的负荷因子C=C20?L?=0.041???20???20?所以最大空塔气速Umax?C0.2?0.040

?L??V1455?3.0903?0.040?0.86m/s ?V3.0903设计气速：取安全系数为0.7，则U=0.7?Umax?0.7?0.86=0.607m/s (4)塔径D=5.4.2 提馏段

(1)精馏段功能参数为：

Vn0.1532??0.587m

0.785U0.785?0.6071Lm?（l）2 =0.088 ?vVm塔板间有效高度：H0=0.30m

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由史密斯图得负荷系数：C20=0.051

(2)塔底温度237.02℃下?顺=15.81mN/m，?苯酐=16.27mN/m 所以?3=15.81×0.0013+17.27×0.9987=16.27mN/m 所以提馏段液相平均表面张力??16.27?19.21=17.74mN/m

20.2???(3)计算出操作物系的负荷因子C?C20?L??20?所以最大空塔气速：Umax?C?17.74??0.051????20?0.2?0.049

?l??v1538?11.7022?0.049?0.54m/s ?v11.7022设计气速：取安全系数为0.7，则U=0.7?Umax?0.7?0.54=0.378m/s (4)塔径D?

对全塔，取圆整D=700mm 塔截面积

AT?Vm0.1043??0.628m

0.785U0.785?0.378?4D2?0.785?0.7002?0.385m2

5.5 塔高的计算

精馏段有效高度：Z1?(N1-1)HT??11?1??0.35?3.5m 提馏段有效高度：Z2??N2-1?HT??14?1??0.35?4.55m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m

所以精馏塔的有效高度为Z?Z1?Z2?0.8?8.05m

5.6 溢流堰长计算

上面计算得出的塔径为700mm，远小于2m，所以溢流方式采用单溢流。堰长lw一般根据经验确定，对于此次塔设备的弓形降液管，堰长：

?0.7?700?490mm lw?0.7D

5.7 塔体厚度的计算

本次设计中精馏操作为减压操作，塔体材料选用Q235-A，该材料的许用应力： ????86MPa，厚度附加量2mm

t 塔体内液柱高度[16]：h?0.04?N总?0.04?25?0.10m

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液柱静压力：

pH?10?6??gh?10?6?1538?9.8?0.1?0.00147MPa?0.05p(可忽略)

计算压力：pc?p?pH?p?0.11MPa 塔体计算厚度：??pcDi0.11?700??1.1mm t2?????pc2?86?0.85?0.11 塔体设计厚度：?c???2?2.1mm 塔体名义厚度：?n?4mm 塔体有效厚度：?e??n?C?2mm

5.8 塔设备计算结果列表

5-3 塔设备计算结果列表

项目 塔径，m 板间距，m 塔截面积，m2 塔板形式 堰长，m 堰高，m 浮阀塔板数 进料板 塔高，m 塔体名义厚度，mm 数值及说明 0.700 0.350 0.385 单溢流弓形降液管 0.490 0.025 25 12 8.05 4 0.10 0.11 精馏段 0.86 提馏段 0.54 塔体内液柱高度，m 计算压力，MP 最大空塔气速，m/s

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6. 苯酐生产装置其他主要设备选择

6.1 主要附件设备选择

鼓 风 机：风量=41600Nm3/h 出口压力=0.048Mpa 转速=9280r/min 功率=1120kW 空气预热器：翅片管式

面积A=1136m2； 外形尺寸：2390×1300×1230； 设计压力：0.09/2.8MPa(壳程/管程)； 设计温度：250/250℃（壳程/管程）

气体冷却器：翅片管式

面积A=1938m2； 外形尺寸：4630×1310×2640； 设计压力：

0.09/（3.8/0.8）MPa（壳程/管程）； 设计温度：420/（420/320）℃（壳程/管程）

切换冷凝器：翅片管式

面积A=3200m2； 外形尺寸：7850×3200×5880； 设计压力：0.05/0.65 MPa（壳程/管程）； 设计温度：220/220℃（壳程/管程）

尾气洗涤塔：塔体直径：3400×15065； 烟囱直径：1400×27935； 第一级：喷淋；

第二级：浮阀塔； 第三级：格栅填料。

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6.2 反应器组设计

本设计中采用的是BASF的催化剂，邻二甲苯的转化率基本上达到100%，苯酐的选择性为76.27%。反应器组包括：固定床列管反应器，熔盐循环泵，电加热器，熔盐冷却器，蒸汽过滤器，邻二甲苯汽化器，熔盐调节阀。 6.2.1 固定床列管反应器设计：

根据催化剂的负荷（80克OX/Nm3空气，空速2200h-1）苯酐收率112%，风量每根管4Nm3/h，反应器地临界管径为0.03，所以选取Φ30×2.5的管子，管长3.5m，管间距=40mm（中心距），反应器壳体最小内径为5230mm。

根据：风量=管长×管截面积×空速, 计算后选取管长为3500mm。 对于年产40000吨，年操作时间8000h，可以按公式计算出管数：

N??kg/a?40000?1000?13950根 33?h/a??4Nm/h?0.08kgOX/NmAIR?1.128000????设计压力：0.1/0.2MPa（壳程/管程）； 设计温度：420/450℃（壳程/管程） 6.2.2 熔盐循环泵：

热负荷为10800KW，要求轴向温度差小于3℃，熔盐比热为CP=1.55kJ/kg?℃,熔盐密度（360℃）=1820kg/m3,因此流量为：

V?Q252000000??6144m3/h CP?t?1.55?3?1820实际泵额定流量：7000m3/h，扬程：5m，功率为220KW 6.2.3 电加热器

选取功率500kW，Φ 800×4156 6.2.4 熔盐冷却器

平均温度：?t?360?225?135℃

热负荷：Q=14445kW，选取总传热系数K=450w/m2?℃， 则面积为：A?Q14445?1000??238m2 K?t450?135实际管壳式换热器面积A=250m2，外形尺寸Φ1200×8500 设计压力：0.1/2.9MPa（壳程/管程） 设计温度：420/420℃（壳程/管程）

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6.2.5 蒸汽过热器

平均温度：?t??350?225???360?340??57℃

ln350?225360?340热负荷：Q=1050kW，选取总传热系数K=450 w/m2?℃ 则面积为：A?Q1050?1000??41m2 K?t450?57实际管壳式换热面积A=48 m2，外形尺寸Φ450×5500 设计压力：0.1/2.9MPa （壳程/管程） 设计温度：420/420℃（壳程/管程） 6.2.6 邻二甲苯汽化器

外形尺寸：Φ1500×5600

设计压力：0.2/2.8MPa（容器/管） 设计温度：200/255℃（容器/半管） 6.2.7 熔盐调节阀

外形尺寸Φ377×6300

设计压力：0.07/2.8MPa（容器/半管）； 设计温度：420/420℃（容器/半管）

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参 考 文 献

[1] 王俐.苯酐生产技术进展[J].精细石油化工进展,2002,3(2):48-54.

[2] 于振云.苯酐的合成及其衍生物的应用[J].化工中间体,2003,18（19）:19-21. [3] 李雅丽.邻苯二甲酸酐生产技术及市场动态[J].石油化工技术经

济,2005,21(2):44-48.

[4] 马伟棉.苯酐生产工艺进展[J].河北化工,2006,29(9):21-22. [5] 方争群.苯酐生产现状及展望[J].当代石油石化,2001,(6):17-21.

[6] 高枫.苯酐的技术进展和市场分析[J].精细化工原料及中间体，2006,(2):14-17. [7] 俞伟民.邻二甲苯氧化法制苯酐用催化剂的进展[J].化学工业与工程技

术,1998,19(2):28-30.

[8] 王继强,曹军,石海峰.R-HYHL-IV与BASF04-28型苯酐催化剂比较与分析[J]. 贵州化工,2004,29(3):12-13.

[9] 翟辉.新型苯酐催化剂的工业应用[J].齐鲁石油化工,2008,36(3):196-198. [10] 胡波,吴保军,盛丁杰.苯酐催化剂稳定性的分析[J].石油化工,2004,33(5). [11] Dr. Fritz Naumann ,Catalysts Global Business Management, 3rd BASF Global PA-Catalyst Forum, 2003.

[12] BASF, Hydrocarbon Processing,1981,60(11):199.

[13] 赵国方.化工工艺设计概论[M].北京:原子能出版社,1990.

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[14] 贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津:天津大学出版社,2002. [15] 汤善哺,盛谷.化工制图[M].北京:高等教育出版社,1965.

[16] 蔡纪宁,张秋翔.化工设备机械基础课程设计指导书[M].北京:化学工业 出版社,2000.

[17] 陈国桓.化工机械基础[M].北京:化学工业出版社,2006.

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/3sew.html