年产5.5万吨苯酐生产工艺设计毕业设计说明书

毕业设计（论文）年产5万吨烧碱洗涤工艺设计诚信承诺书本人郑重承诺：我所呈交的毕业设计《年产5万吨烧碱洗涤工艺设计》是在指导教师的指导下，独立开展研究取得的成果，文中引用他人的观点和材料，均在文后按顺序列出其参考文献，设计使用的数据真实可靠。

承诺人签名：日期：年月日毕业设计（论文）任务书设计（论文）题目：年产5万吨烧碱洗涤工艺设计函授站：甘肃函授站专业：化工工艺班级： 11化工工艺高级版学生姓名：毛宏秀指导教师（含职称）：王广菊 ( 老师 )1．设计（论文）的主要任务及目标（1）现代工业主要通过电解饱和NaCl溶液来制备烧碱，主要采取隔膜电解法和离子膜电解法。

（2）主要通过对隔膜法制烧碱的介绍以及烧碱工艺洗涤段作出细的致的计算，得出结论。

（3）明确生产的步骤，注意事项，更深层次的了解烧碱的生产过程。

2．设计（论文）的基本要求和内容(1)摘要（200－300字）；(2)目录；(3)文献综述（2000－3000字）；(4)性质及用途（2000－3000字）；(5)生产原理（500－800字）；(6)工艺计算（4000－5000字）；(7)总结（500－1000字）；(8)参考文献（10篇以上）；(9)致谢；3．主要参考文献(1) 李相彪，俞慧玲主编《烧碱生产技术》（下册）[M].2005年7月(2)张浩勤、陆美娟主编《化工原理》新版（上、下册），[M].化学工业出版社，2008 年4月(3)王振中编《化工原理》（上册）[M].1986年6月第1版(4)汤善甫、朱思明主编《化工设备机械基础》，[M].华东理工大学出版社，2004年12月(5)邹安丽、张怀安主编《化工机器与设备》，[M].化学工业出版社，1991年6月第1版(6)化工设备设计全书编辑委员会，《塔设备设计》，[M].上海科学技术出版社，1988(7)陈声宗主编，《化工设计》，[M].化学工业出版社，2001(8)王德祥，新式氯气处理工艺简介，《氯碱工业》[M].2000年1月第一期4．进度安排设计（论文）各阶段名称起止日期图书馆查阅，上网搜集资料2012年12月10日~2012年12月30 1日2 资料整理2013年1月1 日~2013年2月10日3 相关的物料计算、能量计算2013年2月11日~2013年3月5日4 设计说明书初稿的设计2013年3月6日~2013年3月9日5 导师审阅，指导，定稿2013年3月10日~2013年5月5日摘要NaOH是一种常见的重要强碱。

题目：年产5万吨甲苯精制工段工艺设计专业年级：化学工程与工艺2班学生姓名：李春鹏指导教师：张楠职称：讲师摘要：苯和甲苯都是重要的有机化工原料，需要用精制来达到更高的纯度，以用来做为某些精细化学品的合成原料，苯与甲苯的分离一般采用精馏的方法进行。

本文对50000t/a的甲苯精制工段进行设计，其主要工作为精馏塔的设计，包括物料衡算，热量衡算，工艺尺寸的设计，同时对具体操作参数及结构参数进行计算，获得泡点温度、理论塔板数、实际塔板数以及最小回流比等信息。

该设计最后得到精馏塔塔径2.2m，塔高为19.2m，共29块塔板，塔板板间距为0.4m。

其次文章对附属设备进行了计算与选型，确定了合适的塔顶冷凝器和塔底再沸器，最后综合生产质量及安全要求确定了工艺的控制体系。

关键词：精馏；甲苯；工艺流程设计；控制设置一、本课题研究的目的和意义目的：经过精制工段的处理，甲苯和苯的纯度可以更上一个等级，这为其它采用甲苯和苯为原料的生产提供了纯度更高的原料，为产品的质量提供了保证，本设计同时可为后续的生产化提供一定的理论依据。

意义：工程设计是工程师工作实践中最富创造性的内容，设计能力不同于理论分析能力，表达能力和动手能力，它需要将理论、经验与实践揉和进行分析，能够考察设计者的综合素质水平。

在本设计的完成过程中，学生的工程设计能力可以得到很大的提高。

二、设计方法（设计思想或、设计方案论证、研究方法等）设计采用精馏法来对苯与甲苯混合物进行分离。

进入精馏塔的原料通过层层塔板的分离作用，在塔顶可以得到质量组成为99%的苯和塔底得到质量组成99%的甲苯，塔顶的苯经过冷凝器的冷凝，送入储罐，塔底的甲苯则送入另一储罐，以用于后续生产。

由要求的年产量，依据物料衡算、热量衡算、相关参数的经验估算或实验资料，经由计算分析确定各个设备的技术参数与类型，最终确定出能够完成要求产量的工艺流程，同时以质量与安全作为控制标准，制定出维持生产正常高效进行的控制体系。

6000吨/年苯酐装置的工艺设计摘要苯酐是重要的有机化工原料之一，用于生产增塑剂、醇酸树脂、不饱和聚酯树脂、染料及颜料、医药及农药等。

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。

本设计采用邻二甲苯氧化连续式生产邻苯二甲酸酐，该法工艺比较成熟，资料较多，故采用该工艺。

本设计根据年产6000吨/年的生产需求对苯酐装置进行了设计。

设计中采用以五氧化二钒为主的钒系催化剂进行邻二甲苯的气相氧化，反应器采用列管式固定床反应器。

将过滤后的无尘气经压缩、预热至160℃，与被气化的邻二甲苯蒸气混合后进入反应器，在400-460℃进行催化氧化反应，反应进料空速3200h-1，空气中邻二甲苯浓度40g/m2（标准），反应热由管外循环的熔盐带出。

反应产物进入熔盐冷却器，被冷却的反应气经进一步冷却，进入粗酐贮槽，回收粗苯酐。

同时尾气经水洗塔回收顺丁烯二酸酐后放空。

粗苯酐经减压蒸馏，由初馏塔塔顶分离出低沸点的顺丁烯二酸酐，甲基顺丁烯二酸酐及苯甲酸等；塔底物料经精馏塔真空精馏，在塔底蒸出苯酞等重组分，再由塔顶得到精制苯酐产品，最后结片包装。

本设计确定生产6000吨邻苯二甲酸酐的合理生产工艺；完成年产6000吨苯酐生产的全部工艺计算（物料衡算，热量衡算），根据工艺计算确定生产设备的工艺尺寸；绘制工艺流程简图、带控制点的工艺流程图和设备图。

关键词苯酐；邻二甲苯；邻苯二甲酸酐；工艺设计Design of phthalic anhydride of yearly produces6000 tonsAbstractPhthalic anhydride is one of important organic Chemical industry material for producing plasticizer、alkyd resin、unsaturated polyester resin、dyestuff and pigment、medicine and pesticide. Currently, the process routes of phthalic anhydride produceing are fluidized bed oxidation of naphthalene and fixed bed oxidation of o-xylene/naphthalene all over the world. And the technology of fixed bed oxidation of o-xylene is about 90% of the world's total production capacity. This design uses the method of o-xylene oxidation to produce Phthalic anhydride continuously. The technology is mature and more information,so it is used.According to the production requirements of annual output of 6000 tons, phthalic anhydride plant is designed. The design is gas phase oxidation of o-xylene by vanadium catalyst, which is mainly about vanadium pentoxide. The reactor used is tubular fixed-bed reactor. Detailed design process: After fliteration, no the dust gas is compressed、preheated by 160℃, and sent into the reactor mixing with o-xylene steam which has been gasified. Catalyze oxide reaction is continued in 400-460℃. Airspeed of response feed is 3200h-1, the concentration of o-xylene in air is 40g/m2 (stp), heat of reaction is taken away by molten salt, which recycle outside the pipe. Product of reaction sent into salt cooler, cooled reaction gas sent into crude anhydride tank after further cooling. At the same time, exhaust is recovered by Water Scrubber to get maleic anhydride, then shorting. By vacuum distillation, Maleic anhydride，Methylmaleic anhydride and Benzoic acid is separated from crude anhydride by the tower of the first distillation, with low boiling point. Bottom of the column material is made vacuum distillation by the second distillation column. Phthalide and other fractions are steamed at the bottom of tower, then get refined phthalic anhydride product from the tower . At last, sheeting and package.This design determines a reasonable production process of 6000 tons Phthalic anhydride; Completes process calculation(mass balance, heat balance) of producing 6000 tons o-xylene anhydride; According to process calculation, calculate the size of the production process equipment, drawing process diagrams、process diagrams with control points and equipment chartKeywords：Phthalic anhydride；O-xylene；Phthalic anhydride；Process Design目录摘要 (I)Abstract (II)第1章绪论 (7)1.1 对苯酐的用途及其应用前景 (7)1.2 苯酐的生产概况 (7)1.2.1 萘氧化法 (8)1.2.2 邻二甲苯氧化法 (9)1.3 本课题研究的目的和内容 (10)1.3.1 研究的目的 (10)1.3.2 研究的内容 (11)1.4 本章小结 (11)第2章生产流程的确定 (12)2.1 苯酐生产技术介绍 (12)2.2 生产流程简述 (12)2.3 工艺流程简图 (13)2.4 设计参数 (13)2.5 本章小结 (14)第3章物料衡算与能量衡算 (15)3.1 参与反应的物质性质 (15)3.1.1 邻二甲苯 (15)3.1.2 空气 (15)3.1.3 氧气 (16)3.1.4 邻苯二甲酸酐 (16)3.2 物料衡算 (17)3.2.1 物料衡算依据及方框图 (17)3.2.2 反应器的物料衡算 (17)3.2.3 初馏塔的物料衡算 (19)3.2.4 精馏塔的物料衡算 (21)3.3 能量衡算 (22)3.3.1 反应器的能量衡算 (22)3.3.2 初馏塔的能量衡算 (24)3.3.3 初馏塔换热器的能量衡算 (26)3.3.4 精馏塔的能量衡算 (29)3.4 本章小结 (31)第4章设备的选型与计算 (32)4.1 反应器的选型与计算 (32)4.1.1 选择合适的反应器的型式 (32)4.1.2 确定最佳的操作条件 (32)4.1.3 反应器的设计计算 (33)4.1.4 传动装置及搅拌轴的设计 (36)4.2 初馏塔的选型与计算 (36)4.2.1 理论塔板数计算 (36)4.2.2 初馏塔设计的主要依据和条件 (38)4.2.3 初馏塔塔径设计计算 (40)4.2.4 塔釜的计算 (41)4.2.5 塔高的计算 (44)4.2.6 塔体管径的确定 (44)4.3 初馏塔的换热器设计 (45)4.3.1 确定设计方案 (45)4.3.2 确定物性数据 (45)4.3.3 计算总传热系数 (46)4.3.4 计算传热面积 (47)4.3.5 工艺结构尺寸 (47)4.3.6 换热器核算 (48)4.4 精馏塔的选型与计算 (51)4.4.1 理论塔板数计算 (51)4.4.2 精馏塔设计的主要依据和条件 (53)4.4.3 精馏塔塔径设计计算 (55)4.4.4 塔釜的计算 (56)4.4.5塔高的计算 (59)4.4.6塔体管径的确定 (59)4.5 精馏塔的换热器设计 (59)4.5.1 确定设计方案 (60)4.5.2 确定物性数据 (60)4.5.3 计算总传热系数 (60)4.5.4 计算传热面积 (61)4.5.5 工艺结构尺寸 (62)4.5.6 换热器核算 (63)4.6 其他部分设备的选型与计算 (65)4.6.1 原料贮罐的选型 (65)4.6.2 中间储罐I的选型 (66)4.6.3 中间储罐Ⅱ的选型 (66)4.6.4 泵的选型 (66)4.7 本章小结 (67)结论 (68)致谢 (69)参考文献 (70)附录A (71)附录B (76)附录C (77)附录D (768)附录E (79)附录F (76)附录G (81)附录H (82)附录I (83)第1章绪论1.1对苯酐的用途及其应用前景苯酐的用途十分广泛：邻苯二甲酸酐简称苯酐，是重要的有机化工原料之一，用于生产增塑剂、醇酸树脂、不饱和聚酯树脂、染料及颜料、医药及农药等。

目录1. 概述 (3)1.1 苯酐简述 (4)1.2 苯酐的一般性状[2] (4)1.3 苯酐的生产要领概述 (5)萘法表面 (6)邻法表面 (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 反响原理 (9)2.3 苯酐生产工艺催化剂 (10) (10)2.4 工艺流程简述[4] (11)2.4.1 氧化部分 (11)2.4.2 冷凝采取 (12)2.4.3 尾气洗涤 (12)2.4.4 预处理惩罚 (12)2.4.5 结片包装 (13)2.4.6 废液点火 (13)2.5 工艺流程方块图 (14)3. 物料衡算 (14)3.1 反响器中氧化反响的物料衡算 (15) (15) (15)氧化反响历程的物料衡算： (15)3.2 冷凝工段物料衡算 (19)3.3 精馏工段物料衡算 (20) (20) (21)4. 能量衡算 (23)4.1 热量衡算方程式 (23)4.1 反响历程的能量方框图 (23)4.2 反响器能量横算历程 (23)和Q4的盘算 (23)1的盘算 (24)3的盘算 (25)5的盘算 (25)24.3 反响器能量衡算表 (25)5. 精馏塔的工艺设计及选型 (26)5.1 确定操纵条件 (26)5.2 底子数据整理 (26)5.3 塔板数简直定 (29)5.4 塔径的盘算及板间距离简直定 (30) (30) (30)5.5 塔高的盘算 (31)5.6 溢流堰长盘算 (31)5.7 塔体厚度的盘算 (31)5.8 塔设备盘算结果列表 (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 反响器组设计 (34) (34) (34) (34) (34) (35) (35) (35)参考文献 (36)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），是一种重要的根本有机化工原料，被认为是十大有机化工原料之一。

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目录第一章前言 (1)1.1苯酐简要介绍 (1)1.2世界苯酐生产消费现状 (1)1.2苯酐的性质 (1)1.3苯酐的合成方法比较及选取 (2)1.3.1合成苯酐的主要工艺路线 (2)1.3.2 合成工艺路线分析及技术经济评价 (2)1.3.3 未来发展方向 (2)1.3.3.1催化剂的改进 (3)1.3.3.2生产工艺的开发 (3)1.3.4合成工艺路线选取 (4)第二章工艺流程 (5)2.1原料名称及规格 (5)2.2主要设备 (6)2.3工艺流程简述 (7)2.3.1 氧化部分 (8)2.3.2 冷凝水洗部分 (8)2.3.3 精制部分 (8)2.3.4制苯酐的反应式 (8)第三章物料衡算 (9)3.1总物料衡算 (9)3.2反应器内的物料衡算 (11)3.3热熔冷凝器的物料衡算 (13)3.4薄壁冷凝器物料衡算 (14)第四章热量衡算 (14)4.1对空气预热及邻二甲苯混合过程进行衡算 (15)4.2混合后预热的热量衡算 (15)4.3反应器的热量衡算 (16)4.4换热器的热量衡算 (16)4.5热熔冷凝器的热量衡算 (16)第五章设备选型计算 (17)5.1鼓风机的选型 (18)5.2空气预热器 (19)5.3一冷器 (19)5.4二冷管 (19)5.5混合预热器 (19)5.6热熔冷凝器 (19)5.7薄壁冷凝器 (19)第六章安全节能 (20)6.1安全要求 (20)6.1节能建议 (20)第七章结束语 (20)第一章前言1.1苯酐简要介绍苯酐，全称为邻苯二甲酸酐（ Phthalic Anhydride）,外观为白色鳞片状或结晶性粉末白色微带其它色调的鳞片状或结晶性粉末熔融色度（色度号）≤ 100 热稳定色度（色度号）≤ 150。

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。

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C 8H 4O 3，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[1] 1.3.1.1.1反应原理萘与空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。

+O OO 2V 2O 5CO 2OH 29/2++221.3.1.1.2 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。

年产5万吨苯酐精馏工段工艺设计武静作者吴平指导教师摘要：本设计是年产5吨苯酐精馏工段工艺设计。

其生产方法为邻二甲苯和氧气在催化剂五氧化二钒、二氧化钛的作用下通过反应生成苯酐。

本生产线设计的主要内容包括苯酐精馏工段的原料的选择、工艺方案、工艺流程、配方设计、物料衡算、主要设备选型以及车间布局设计。

本论文采用本人实习的经历与查阅文献资料相结合的方法，我们在对苯酐精馏工段生产设计上走低排放低污染以及安全的路线，在工艺上选取合理、成本低的路线及方法,使设计尽可能地具有可行性，符合实际操作，最大综合利用资源。

关键词：苯酐邻二甲苯精馏工段设计1前言1.1 苯酐的性质苯酐又称邻苯二甲酸酐，邻苯二甲酸酐可代替邻苯二甲酸使用，主要与一元醇反应形成酯，其化学式分子式：C8H4O3。

苯酐是白色针状或板状斜方晶系或单斜晶系晶体，熔点：131.1℃，有升华性，略有刺激性臭味，密度：1.527g／ml（4度固体），易溶丙酮，微溶于乙醇和乙醚，在水中水解为邻苯二甲酸，25℃时100g水中溶解0.62g苯酐。

苯酐在空气中的爆炸极限为1.7~10.5%（体积）；闪点152℃,自然点572℃，空气中含有苯酐粉尘可形成爆炸混合物，粉尘爆炸极限为15g/m3片状苯酐有带点危险，苯酐对对碳钢一般无腐蚀，但遇水生成邻苯二甲酸就会产生腐蚀性，苯酐能刺激人体皮肤、眼、鼻、喉等1.2 苯酐的主要应用领域苯酐是一种重要的有机化工原料，主要用于生产塑料增塑剂、醇酸树脂、染料、不饱和树脂、糖精以及某些医药和农药. ，目前广泛应用于化工、医药、电子、农业、涂料、精细化工等工业部门。

例如苯酐与多元醇(如甘油、季戊四醇)缩聚生成聚芳酯树脂，用于油漆工业；若与乙二醇和不饱和酸缩聚，则生成不饱和聚酯树脂，可制造绝缘漆和玻璃纤维增强塑料。

苯酐也是合成苯甲酸、对苯二甲酸的原料，用于药物合成。

1.2.1 增塑剂苯酐与两分子醇进行酯化反应生成邻苯二甲酸酯类,具有色泽浅,毒性低,电性能好,挥发性小等特点.广泛用作各种合成树脂和橡胶的增塑剂,其中80%用于聚氯乙稀树脂的增塑剂. 近几年，随着聚氯乙烯制品应用水平的迅速提高，增塑剂及苯酐行业均得到较快发展。

导言苯丙胺的生产工艺，又称苯丙胺，是生产染料，橡胶加工化学品，药品等各种产品的重要化学工艺。

这个研究生设计项目旨在开发一个生产过程，年产量为50 000吨阳性碱。

过程描述酰胺的生产通常涉及苯对硝基苯的硝化，然后还原为酰胺。

在硝化过程中，苯与硝酸反应生成硝基苯。

硝基苯随后被氢化，在铁或镍等催化剂的存在下生成 an。

硝化和氢化工艺的副产品也必须得到适当管理，以尽量减少对环境的影响。

整个进程必须有效率、具有成本效益和无害环境的。

工艺设计氨酸生产工艺的设计涉及若干关键考虑因素，包括原材料的选择、反应条件、催化剂和分离技术。

原材料必须具有高质量和纯度，以确保所期望的产品质量。

反应条件，如温度，压力，以及停留时间等，必须优化，以尽量扩大阳性反应的产量，尽量减少副产物的形成。

催化剂和分离技术的选择，对于过程的效率和选择性也至关重要。

案例研究：环境影响评估为了说明尽量减少环境影响的重要性，我们考虑对一个类似的化学品生产厂进行个案研究。

最近对硝基苯生产设施进行的环境影响评估揭示了若干关切领域，包括空气和水污染以及废物管理做法。

该工厂被发现向大气中排放了大量挥发性有机化合物，导致周边地区出现空气质量问题。

排放未经处理的废水会污染当地水体，对水生生命和公共卫生构成威胁。

环境影响评估建议采用先进的排放控制技术和改进废物处理程序，以减轻这些环境影响。

结论在设计一种阳性烷的生产工艺时，必须考虑到各种技术、经济和环境因素。

通过仔细选择原材料，优化反应条件，实施高效分离技术，可以开发一种既具有成本效益又具有环境可持续性的进程。

案例研究强调，需要优先考虑环境影响评估和控制措施，以确保化学品生产厂的长期可持续性。

如果设计和管理得当，拟议的肛门生产工艺可以达到年度产出目标，同时尽量减少其环境足迹。

毕业论文苯酐的生产与应用研究Phthalic anhydride production and application of research班级应用化工103班学生姓名杨明辉学号 100010332指导教师时光霞职称讲师导师单位徐州工业职业技术学院论文提交日期 2012-10-30徐州工业职业技术学院毕业论文任务书课题名称苯酐的生产与应用研究课题性质毕业论文班级应用化工103 学生姓名杨明辉学号 *********指导教师时光霞导师职称讲师一．选题意义及背景苯酐是世界上最重要的有机化工原料之一，苯酐目前广泛应用于化工、医药、电子、农业、涂料、精细化工等工业部门。

我国的苯酐主要用于生产邻二甲酸脂类增塑剂，耗用的苯酐约占苯酐总消费量的60%，染料和油漆占25%，不饱和树脂和其他产品占15%左右。

苯酐是一种重要的有机化工原料，主要用于生产塑料增塑剂、醇酸树脂、染料、不饱和树脂以及某些医药和农药。

二．毕业论文主要内容：通过查阅各方面的资料文献,了解苯酐的物化性质,产品用途，以及市场的需求，还详细介绍了苯酐的生产方法，以及它的工艺流程，在未来的发展趋势，研究方向。

论文内容包括：1、前言:介绍产品的物化性质、产品用途、市场需求。

2、原理:较详细的介绍我们的工艺方法,工艺流程。

3、应用语发展研究4、结语三．计划进度1、第一周：查阅资料，根据要求确定论文结构，拟定草稿2、第二、三周：收集论文所需的资料3、第四、五周：整理资料，形成初稿、交由指导老师审改，根据老师的意见和存在的问题修改完善，准备毕业论文答辩。

4、第六周：答辩四．毕业论文结束应提交的材料：1、毕业论文打印稿2、毕业论文电子稿3、过程记录本4、论文真实性承诺书指导教师：时光霞教研室主任田华2012 年 10月10 日2012 年 10月10 日论文真实性承诺及指导教师声明学生论文真实性承诺本人郑重声明：所提交的作品是本人在指导教师的指导下，独立进行研究工作所取得的成果，内容真实可靠，不存在抄袭、造假等学术不端行为。

年产5万吨苯-甲苯板式精馏塔工艺设计年产5万吨苯-甲苯板式精馏塔工艺设计一(设计任务书1.设计任务及操作条件(1)年处理含苯50%的苯-甲苯混合液(2)产品苯的含量不低于96%(3)残夜中苯的含量不高于3%(4)操作条件:精馏塔的塔顶压力 4kPa(表压)进料状态泡点进料回流比算完最小回流比后，老师定加热蒸汽压力 101.33kPa(表压)单板压降 700Pa全塔效率 52% (5)设备型式浮阀塔(F1型)(6)厂址天津地区(7)设备工作日 300天，24h连续运行(8)水温 17?(9)天津大气压 101kPa 2.设计方案的确定本设计任务为分离苯和甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。

本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。

操作回流比取最小回流比的1.1‐2.01倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

二(物料衡算1.原料液及塔顶、塔釜的产品的摩尔分数苯的摩尔分数 M=78kg/kmol A甲苯的摩尔分数 M=92kg/kmol B0.5/78x,,0.5412F0.5/78，0.5/920.96/78x,,0.9661D 0.96/78，0.04/920.03/78x,,0.0352W0.03/78，0.97/922.原料液产品的平均摩尔质量kg /mol M,0.5412，78，(1,0.5412)，92,84.4F塔顶产品的平均摩尔质量MD,0.9661，78，(1,0.9661)，92,78.5kg /mol 塔釜产品的平均摩尔质量MW,0.0352，78，(1,0.0352)，92,91.5kg /mol435，10，104F,5，10t/a,,82.28kmol/h进料量: 300，24，84.4由公式 F=D+W (1)xF,xD，xW (2) FDW联立(1)(2)得D=44.72kmol/hW=37.56kmol/h苯-甲苯溶液气液平衡数据(101.325KPa)2温度/? 液相中苯(摩尔分气相中苯(摩尔分数)/% 数)/% 110.4 0.0 0.0 108.0 6.0 13.8 106.0 10.8 23.2 104.0 15.8 31.9 102.0 21.0 39.9 100.0 26.4 47.3 98.0 32.2 54.3 96.0 38.3 60.8 94.0 44.6 66.8 92.0 51.3 72.5 90.0 58.4 77.8 88.0 66.0 82.9 86.0 73.8 87.6 84.0 82.4 92.1 82.0 91.5 96.4 81.0 96.3 98.5 80.2 100.0 100.03苯-甲苯气液图1.00.90.80.70.60.5Y0.40.30.20.10.00.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0X由图可知:当X=0.9685时y=0.9872 DD当X=0.5424时y=0.7469 FF当X=0.0367时y=0.0844 WW由于是泡点进料，所以q=1，得X=XF x,yDq R,min y,xqq所以计算的R1.0836 min=由于回流比R=1.5R=1.5×1.0836=1.6254 min 三、塔板数的确定1.求精馏塔的气、液相负荷L,RD,1.6254，44.24,71.9177kmol/h4V,L，D,71.9177，44.24,116.1577kmol/h 'L,L，qF,71.9177，82.28,154.1877kmol/h 'V,V,(1,q)F,116.1577kmol/h 2.操作线方程R1精馏段操作线方程: y,x，xDR，1R，1y,0.6191x，0.3689即:'LW提馏段操作线方程: y,x,xw''VVy,1.3274x,0.012即: 3、图解法求理论板层数理论板层数理论板层数局部放大5理论板层数局部放大采用直角阶梯法求理论板层数，如图所示，在塔底或恒沸点附近作图时要将图局部放大，求解结果为:理论板层数 13(不包括再沸器) 进料板位置 7N精馏段的板层数 =6 精N提馏段的板层数 =7(包括进料板) 提E,52%4.实际板层数的求取设,则 T实际板层数 N=N/0.52=13/0.52?25 PT四、塔径的计算1.精馏段塔顶温度、进料温度、平均温度6**根据P=P+P P=PX+PX ABAABB*安托尼方程lgP=A-B/(C+t) 已知甲苯 A6.079 B1344.8 C219.428苯 A6.030 B1211.0 C220.790塔顶压强:P=4kPa+101kPa=105kPa DX=X=0.9685 X=1-X=0.0315 ADBA**lgP,6.030,1211.0/(220.790，t ),P,107.1519kPaAA**lgP,6.079,1344.8/(219.428，t ),P,41.4kPaBB综上**P,PX，P(1,X),107.1519，0.9685，41.4，0.0315,105.08kPaDADBD可知塔顶温度:81.95?P，P105，122.5DW则进料压强: P,,,113.75kPaF22X=0.5424 1-X=0.4576 FF**algP,6.030,1211.0/(220.790，t),P,156.3148kPAA**lgP,6.079,1344.8/(219.428，t),P,63.2412kPaBB**P,PX，P(1,X),156.3148，0.5424，63.2412，0.4576,113.7243kPaFAFBF 综上可知进料温度:t=94.92? F精馏段平均温度=(进料温度+塔顶温度)/2=(81.95+94.92)/2=88.435? 所以得精馏段平均压降Pm=(P+P)/2=109.375kPa DF2、精馏段气相密度、液相密度?精馏段平均分子量塔顶:y=X=0.9685查相平衡图得x=0.9870 1D1M=0.9685×78+(1-0.9685)×92=78.441kg/kmol VDM=0.9870×78+(1-0.9870)×92=78.182kg/kmol LD进料板: x=0.5424 y=0.7469 FFM=0.7469×78+(1-0.7469)×92=81.5434kg/kmol VF7M=0.5424×78+(1-0.5424)×92=84.4064kg/kmol LF则精馏段平均分子量:M=(78.441+81.543)/2=79.992kg/kmol VM=(78.182+84.406)/2=81.294kg/kmol L?精馏段的气相密度MPM109.375，79.9923VM,,,,2.9103kg/m VMMRT8.314，(273.15，88.435)?精馏段的液相密度1aaAB依式: ,，(a为质量分率),,,LAB塔顶液相密度由t=81.95?查表得: Da,0.96A10.960.043,，,,,836kg/mLD837816,LDM进料液相密度由t=94.92?查表得: Fa,0.5A10.50.53,，,,,821kg/mLF824819,LFM，836，821,,3LDMLFM精馏段液相密度 ,,,828.5kg/m,LM223、液体表面张力σ液体表面张力的计算依下式计算:,,X, ,Lii,1i?塔顶液相平均表面张力计算查表得苯和甲苯在t=81.95?下的表面张力 D,,21N/m,,21.4N/m AB,,0.9685，21，0.0315，21.4,21.0126N/m LDM?进料板液相平均表面张力计算8查表得苯和甲苯在t=94.92?下的表面张力 F,,21N/m,,19.5N/m BA,,0.5424，19.5，0.4576，21,20.1864N/m LFM21.0126，20.1864,LM,,20.5995N/m精馏段液相平均表面张力: 24、塔径的计算,,828.5,2.9103,LMVM,1.44m/s uC,最大空塔气速计算公式:=0.0855×max2.9103,VM精馏段的气、液相体积流速VM116.1577，79.9923VMV,,,0.8869m/sS,36003600，2.9103VM LM71.9177，81.2943LML,,,0.00196m/sS,36003600，828.5LM,,,LVuC,由计算，其中C由史密斯关联图查取，其中横坐标为20max,V,L0.00196828.51/21/2SLM[],[],0.03729 V,0.88692.9103SVM9取板间距H=0.45m ,板上液层高度h=0.05m TL分离空间的高度为H-h=0.4m TL由Smith关联图查得气体负荷因子C=0.085修正表面张力后的C值为2020.5995,LM0.20.2C,C(),0.085，(),0.0855m/s 202020u=0.6umax=0.6×1.44=0.864m/s,22塔截面积: A,D,1.1304m T4VS0.8869实际空塔气速为: u,,,0.7846m/s AT1.1304S4，V4，0.8869D,,,1.1432m塔径 ,，u3.14，0.864按标准塔径圆整后得:D=1.2m 六、塔高的计算在精馏段，进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度为0.8m,故精馏塔的有效高度为:Z,(NP,1)，HT，0.8，3,(25,1)，0.45，2.4,13.2m 七、溢流装置设计D,1.2m因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下: l(1)堰长l,0.6D,0.66，1.2,0.72m 取 WWh(2)溢流堰高度溢流堰高度计算公式 h,h,hwwL0wh选用平直堰，堰上层高度依下式计算，即 0w2/3,,S2.84L,,h,E w0,,1000lw,,近似取E=1，则2/32/3,,S2.84L2.840.00196，3600,,,,h,E,，1，,0.01301m ,,w0,,1000l10000.72,,w,,取板上层液高度，故 h,0.06mL10h,h,h,0.06,0.01301,0.04699m wLow(3)弓形降液管宽度及截面积 WAdfAlWfWd由查弓形降液管宽度参数得，，故 ,0.6,0.1,0.05DDAT2A,0.05A,0.05，1.1304,0.05652m fTW,0.1D,0.1，1.2,0.12md依下式验算液体在降液管中停留时间，即:3600AH3600，0.05652，0.45fT,, ,,,,12.9765s,5sSL0.00196，3600故降液管设计合理。

苯酐三分厂作业指导书目录第一章概述第二章产品说明第三章化学反应机理第四章副产物的物化性质第五章化工原料说明第六章生产工艺过程第七章仪表控制系统第八章产品质量控制指标第九章装置内公用物料第十章装置开停车及事故处理第十一章装置内三废的排放第十二章装置安全生产总则第一章概述苯酐（PA）是世界上重要的有机化工原料之一，工业化生产始于19世纪末期，主要以萘为原料，经历了液相法和气相法两种工艺。

1946年开始用邻二甲苯做为原料进行工业生产，并得到了良好发展，邻二甲苯的负荷也由40g/Nm3空气提高到60g/Nm3空气，并逐渐提高，现已达到100g/Nm3空气的负荷。

我公司的这套苯酐装置是由中国华陆工程公司设计的90g/Nm3生产工艺，采用固定床气相催化氧化法低能耗生产工艺，其工艺优势在于：●工艺技术先进——总结和消化吸收国外苯酐装置的先进技术，积极稳妥的采用先进的流程，以节约投资。

●环保安全——采用水洗工艺、富马酸回收工艺、设置残渣蒸发回收装置，防止有机物排放。

●设计和控制设备独特，操作安全，实现装置最优化生产。

●高效工艺方法，能量自足。

苯酐生产工艺是一个放热的工艺过程，即装置在生产中产生高压蒸汽。

满负荷生产时这些蒸汽一部分用于装置自身的伴热；剩余部分输出界区外，供其它装置使用。

只是在开车时需外供蒸汽。

●操作和维修费用低，经济效益好。

在精馏部分，只使用二台苯酐泵。

轻组分塔底物料是靠两塔的重力和压力差输送，不需设苯酐泵；两塔的塔顶冷凝器的回流是靠重力回流，也不需泵强制回流，减少了机泵，减少了泄露点，降低了动力消耗和维修量。

●催化剂使用寿命长，纯苯酐收率高。

催化剂寿命保证了3.5年，收率平均为110%。

●专门高效蒸馏工艺，确保生产高纯度产品。

天润公司苯酐装置按全年运行7200小时设计，操作负荷为70g/Nm3，可生产纯液相苯酐2万吨。

操作负荷为90g/Nm3时，可生产纯液相苯酐2.5万吨。

本装置的基础数据、消耗值和保证值均以邻二甲苯负荷为70g/Nm3做基准。

物料衡算一、反应器的物料衡算通过Aspen模拟得到邻二甲苯的进料量是6053.00kg/h，则空气的进气量为6053.00×9.5＝57503.5kg/h,根据苏南地区的平均空气组成可得：O2=57503.5×20.573%=11830.20kg/hN2=57503.5×76.434%=43952.22kg/hCO2=57503.5×0.03%=17.25kg/hH2O=57503.5×2.05%=1178.82kg/h惰性气体=57503.5×0.913%=525.01kg/h主反应以及副反应的选择性如下：CO2 CO 柠槺酐苯酞苯酐苯甲酸顺酐反应产物3.402.0578.948.154.721.441.30% 选择性对主反应：+3H2O（苯酐）C8H10+3O2→C8H4O354106 96 148式中各物质的质量为：78.94%=4768.68kg/h ×C8H10：6053.00×99.8%96=4318.80 kg/h O2：4768.68/106×148=6658.16 kg/h C8H4O3（苯酐）：×4768.68/10654=2429.33 kg/h ×H2O：4768.68/106对副反应：+4CO2+4H2O（顺酐）→1）C8H10+7.5O2C4H2O3（72 176 106 240 98式中各物质的质量为：8.15%=492.33kg/h C8H10：6053.00×99.8%×240=1114.71 kg/h ×：O292.33/10698=455.17 kg/h ×（顺酐）：492.33/106C4H2O3176=817.45 kg/h ：492.33/106×CO272=334.41 kg/h ×：H2O492.33/106+CO2+2H2O（2）（苯甲酸）C8H10+3O2→C7H6O23644 106 96 122式中各物质的质量为：4.72%=283.92kg/h ××：C8H106053.0099.8%96=257.14 kg/h 283.92/106O2：×122=326.78 kg/h （苯甲酸）C7H6O2：×283.92/10644=117.85 kg/h ：CO2283.92/106×36=96.42kg/h×283.92/106：H2O．（3）C8H10+2O2→C8H6O2（苯酞）+ 2H2O106 64 134 36式中各物质的质量为：C8H10：6053.00×99.8%×2.05%=123.84kg/hO2：123.84/106×64=74.77kg/hC8H6O2（苯酞）：123.84/106×134=156.55kg/hH2O：123.84/106×36=42.06kg/h（4）C8H10+4.5O2→C5H4O3（柠槺酐）+ 3CO+3H2O106 144 113 84 54式中各物质的质量为：C8H10：6053.00×99.8%×1.44%=86.99kg/hO2：86.99/106×144=118.18kg/hC5H4O3（柠槺酐）：86.99/106×113=92.73kg/hCO：86.99/106×84=68.94kg/hH2O：86.99/106×54=44.32kg/h（5）C8H10+6.5O2→8CO+5H2O106 208 224 90式中各物质的质量为：C8H10：6053.00×99.8%×1.30%=78.53kg/hO2：78.53/106×208=154.10kg/hCO：78.53/106×224=165.95kg/hH2O：78.53/106×90=66.68kg/h（6）C8H10+10.5O2→8CO2+5H2O106 336 352 90式中各物质的质量为：C8H10：6053.00×99.8%×3.40%=205.39kg/hO2：205.39/106×336=651.05kg/hCO2：205.39/106×352=682.05kg/hH2O：205.39/106×90=174.39kg/h综合以上数据，可以得出反应器出口气体组成为：N2=43952.22kg/h惰性气体=525.01kg/hO2=11830.20-4318.80-1114.71-257.14-74.77-118.18-154.10-651.05=5141.45 kg/hCO2=17.25+817.45+117.85+682.05=1634.60 kg/hH2O=1178.82+2429.33 +334.41+96.42+42.06+44.32+66.68+174.39=4366.43 kg/hC8H4O3（苯酐）=6658.16 kg/hC4H2O3（顺酐）=455.17 kg/h=326.78 kg/h（苯甲酸）C7H6O2．C8H6O2（苯酞）=156.55kg/hC5H4O3（柠槺酐）=92.73kg/hCO=68.94+165.95=234.89 kg/hC8H10（邻二甲苯）=6053.00×（1-99.8%）=12.11 kg/h反应器出口反应器进口质量流质量分摩尔流量摩尔分质量流质量组分分摩尔流量摩尔分量（kg/h）数（%）（kmol/h）数（%）量（kg/h）数（%）（kmol/h）数（%）75.2481569.7269.1676.2911569.7269.1643952.22 N243952.220.6300.830.8313.1413.140.639525.01 525.01 惰性气体7.7028.09369.6917.968160.6718.61 5141.45 O2 11830.201.7810.3937.150.032.570.0191634.60 17.25 CO211.6291.85 3.183242.5865.496.874366.43 H2O1178.820.0052.77557.109.520.110.0212.11 6053.00 邻二甲苯2.157044.9910.48006658.16 0 苯酐0.2220.72004.640455.17 0 顺酐0.1280.51002.680326.78 0 苯甲酸0.05600.25 001.17156.55 0 苯酞0.0390.140000.8292.73 0 柠槺酐0.4020.37008.390234.89 0CO2086.06 63556.10 63566.52057.53 合计二、后冷器的物料衡算后冷器进口（kg/h）后冷器出口（kg/h）苯酐工艺废气组分苯酐产品43952.220 N243952.220 525.01 525.01 惰性气体0 O2 5141.45 5141.45CO2 1634.60 1634.60 0H2O4366.43 4366.43 03.35 12.11 8.76 邻二甲苯3200.053458.11 6658.16 苯酐31.39423.78 455.17 顺酐47.43279.35 326.78 苯甲酸113.4943.06 156.55 苯酞38.7753.96 92.73 柠槺酐0CO 234.89 234.8960121.623434.4863556.10合计三、切换冷凝器的物料衡算kg/h））切换冷凝器出口（切换冷凝器进口（kg/h 冷气体固体苯酐组分0 N243952.22 43952.220 525.01 525.01 惰性气体0 5141.45 O2 5141.450 1634.60 1634.60 CO20 4366.43 4366.43 H2O0 8.76 8.76 邻二甲苯3264.46193.653458.11 苯酐141.12282.66423.78 顺酐277.671.68279.35 苯甲酸0.2642.8043.06 苯酞35.9917.9753.96 柠槺酐0CO 234.89 234.893903.5860121.6256218.04合计能量衡算一、对空气预热器（E101）能量衡算由物料衡算知，空气的进料量为57502.11kg/h，查工具书知，空气在298.15K（25℃）→478.15K （205℃）的平均比热容为1.099kJ/kg/K，故有：7kJ10×205-25）=1.138Q=Cm△T=1.099×57502.11×（又因为在6000Kpa时，水蒸气的汽化潜热为1892.4kJ/kg,所以需要中压蒸汽的质量为：m=1.138×107/1892.4=6010.93kg二、对邻二甲苯蒸发器（E102）能量衡算由物料衡算知，邻二甲苯的进料量为6052.8536kg/h，查工具书知，邻二甲苯在298.15K（25℃）→478.15K（205℃）的平均比热容为4.161kJ/kg/K，故有：6kJ×10×（205-25）=4.533Q=Cm△T=4.161×6052.8536又因为在6000Kpa时，水蒸气的汽化潜热为1892.4kJ/kg,所以需要中压蒸汽的质量为：m=4.533×106/1892.4=2395.61kg三、对反应器（R101）能量衡算Q1→起始物料带入设备中的能量，kJQ2→冷却剂与设备间传递的能量，kJQ3→化学变化产生的能量，kJQ4→生成物本身的能量，kJQ5→反应系统的能量损失，kJ物料进入设备时温度为478.15K（205℃），则以478.15K（205℃）为计算基准，即Q1=0，查工具书得到下列各物质在298.15K（25℃）→478.15K的平均比热容如下：）组分比热容（kJ/kg/K1.06 N21.15 O21.45 CO24.18 H2O1.06 惰性气体6.96 邻二甲苯5.23 苯酐4.52 顺酐5.18 苯甲酸4.91 苯酞4.52 柠槺酐1.11CO所以：×1.06+12.11×4.18+525.01××43952.22×1.06+5141.45×1.15+1634.601.45+4366.43Q4=（）205-25）×（×4.91+92.73×4.52+234.89×1.116.96+6658.16×5.23+455.17×4.52+326.78×5.18+156.55 19414887.65=×1339.8+0.02053177.9+0.0472××(0.7894×1302.2+0.0815××Q3=6052.8536×0.9981000/10689778000.37kJ4576.4)=×1674.8+0.013×2177.2+0.034×834.7+0.0144 0Q1= 4489008.59kJQ5=5%*(Q1+Q3)=5%*89780171.82=65874212.7kJQ2=Q1+Q3-Q4-Q5=8977800-20481382.42-4489008.59=E103）冷盐溶液能量衡算四、对盐冷器（，则盐溶液的相对分子质量的NaNO3的KNO3、7%盐溶液的组成为质量分数为40%的NaNO2、53%7%=87g/mol 53%+85××40%+101×为69 查工具书得到：基团△a △b △c △d-1-0.7040 -0.478 NO383.928 49.766+14.815 9.665 14.186 Na0.529-1-4.044 0.596 18.307 126.338 NO2+15.17425.3090.218-2.284K根据公式：-3-6-2-62T×T10+△d×△Cp=a+△b10△T+c×10求得在643.15K（370℃）→658.15K（385℃）盐溶液的平均Cp值为125.35J/mol/K。