年产4万吨邻苯二甲酸酐计算过程,毕业设计

设计评述
2.2工艺计算
2.2.1物料衡算
1）：物料衡算的原理､方法､步骤
(1):原理
对于连续稳定过程,物料衡算的方程是:
ΣMλ=ΣM出 (2-1)
即: 初始输入量=最终输出量
对不连续过程,物料衡算的方程为:
ΣMλ=ΣM出+M累积(2-2)
即:初始输入量+生成输入量=最终输出量+消耗量
(2)：方法
本设计属于间歇式反应,采用第二种计算方法
(3)：步骤:
a:收集数据:
①:原理,产品规格｡
②:过程单位时间的物流量｡
③:有关消耗定额｡
④:有关转化率､选择性､单程收率｡
b:画物料流程图,确定衡算对象,根据题目要求它可以是总物料某个组分某个元素等;
c:确定衡算范围,根据题目要求它可以是一个系统一个车间某个设备,某个设备的局部等;
d:确定衡算基准: 根据题目要求它可以是单位质量单位时间等;
e:列出输入输出物料平衡表;
2）：物料衡算过程
(1):收集数据
表2-1 原料性质
原料名称
密度
(Kg/m3)
摩尔质量
(g/mol)
沸点(℃) 含量(%)
比热容
kJ/(kg.℃)
邻二甲苯100 2.406 氧气（空气）36（29）184.4 20 1.0121 (2):确定单位时间内物流量:
已知: 40000t/a 年工作天数:365-(t1+t2) 选择不连续工作制度:
t1=52+1+1+2+3=59(其中对于工厂,星期六照常上班,故只有星期天休息,一年52周共52天,再加上劳动节1天,元旦1天,国庆节2天,春节3天)
t1---设备大､中､小修及正常检修总天数,反应釜取6天/年｡ 故年工作天数
=365-(52+7+6)=300d/a
∴苯酐日产量:
40000 t/a÷300d/a=133.333t/d
以单位时间为基准，按年工作300天，每天24小时，硝酸小时生产量
3
4000010555630024
⨯=⨯Kg/h
1． 计算依据
● 苯酐产量5556Kg/h. 即37.5Kmol/h. ● 原料组成邻二甲苯：空气=1:19 ● 操作压力 0.08MPa （表压）
● 反应器进口气体温度 145℃,出口温度360℃ 2． 物料衡算
苯酐
副产物
水
假设循环气不参与反应，只起带走热量的作用。

(3):由已知消耗定额(以每吨产品计，原料利用率取90%)
消耗定额是指生产每吨合格产品需要的原料､辅料及试剂等的消耗量｡
表2-2 消耗定额
原料名称 消耗量 邻二甲苯 796kg/t 氧气
2162kg/t
设计评述
(4):原料日净耗量:
邻二甲苯：
796kg/t×133.333t/d=106130.7kg/d
氧气：
2162kg/t×133.333t/d=288260kg/d
原料年净耗量:
邻二甲苯：
106130.7kg/d÷1000kg/t×300d/a=31839t/a
氧气：
288260kg/d÷1000kg/t×300d/a=86478t/a
原料在厂内贮存及运输损失率为1%,则硝酸工厂的原料年入厂量：
邻二甲苯：
31839t/a÷(1-0.01)=32161 t/a
氧气：
86478t/a÷(1-0.01)= 87352t/a
又由于原料厂外运输损失率为1%,则硝酸工厂的原料年外购量：
邻二甲苯：
32161 t/a÷(1-0.01)= 32486t/a
氧气：
87352t/a÷(1-0.01)= 88234t/a
在整个苯酐生产工艺中：
产品为：苯酐
年产4万吨，
产品中苯酐产量为5.56t/h，吸收塔钟，尾气及其原料损耗为5%，氧化塔中，原料损耗为5%。

(5):衡算结果
表2-3 物料衡算表
原料消耗定额
(Kg/t) 转化率
(%)
日净耗量
(Kg/d)
年净耗量
(t/a)
厂内储量
(t/a)
订货量
(t/a)
邻二甲苯796 95 106130.7 31839 32486 32486 氧气2162 40 288260 86478
(7):确定衡算范围,并进行深入计算:
①: 空气和原料的混合器:
每小时进（出）料量为:
物料衡算表
组分混合器进口混合器出口
Kmol/h 组成%(mol) Kg/h Kmol/h 组成%(mol) Kg/h
邻二甲苯37.5 5 3975 37.5 5 3975
空气712.5 95 20663 712.5 95 20663
总计750 100 24638 750 100 24638
②: 反应器:
每小时进（出）料量为:
物料衡算表
组分反应器进口反应器出口
Kmol/h 组成%(mol) Kg/h Kmol/h 组成%(mol) Kg/h
37.5 5 3975 0 0 0
邻二甲
苯
空气712.5 95 20663 570 79 15390
苯酐0 0 35.7 5 5283.6
Ｈ２Ｏ0 0 112.5 15.6 2025
副产物 1.8 0.25 1939.4
总计750 100 24638 721.8 100 24638
③:冷凝回收:
每小时进（出）料量为:
物料衡算表
组分反应器进口反应器出口
Kmol/h 组成%(mol) Kg/h Kmol/h 组成%(mol) Kg/h
邻二甲
- - - - - - 苯
空气570 79 15390 排空
苯酐35.7 5 5283.6 35.7 23.52 5283.6
Ｈ２Ｏ112.5 15.6 2025 112.5 74.21 2025
副产物 1.8 0.25 1939.4 1.8 1.27 1939.4
总计721.8 100 24638 151.8 100 9248
2.2.2热量衡算
（一）热量衡算的基本原理
化工生产过程往往伴随着能量的变化，尤其是反应过程，为维持在一定温度下进行
设计评述
反应，常有热量的加入或放出。

因此能量衡算也是化工设计中及其重要的组成部分，能量衡算是以热力学第一定律为依据，能量是热能、电能、化学能、动能、辐射能的总称。

化工生产中最常用的 能量形式为热能，故化工设计中经常把能量计算称为热量计算。

通过热量衡算可确定传热设备的热负荷，以此为设计传热型设备的形式、尺寸、传热面积等并为反应器、结晶器、塔式设备、输送设备、压缩系统、分离及各种仪表等提供参数，以确定单位产品的能量消耗指标；同时也为非工艺专业（热工、电、给水、冷暖）设计停工设计条件做准备。

热量计算与设备计算的关系非常密切，因此经常将热量放在设备工艺计算内同时进行。

一般在 物料计算后先粗算一个过程的设备台数大小，设定一个基本形式和传热形式，然后进行该设备的热量计算，如热量计算的 结果与设备形式、大小有矛盾，则必须重新设计设备的 大小和形式或加上适当的附件，以使设备既能满足物料衡算的要求又能满足热量衡算的要求。

能量衡算的基本方程式
根据热力学第一定律，能量衡算方程式的一般形式为：
E Q W ∆=+
式中，E ∆→体系总能量变化；
Q →体系从环境中吸收的能量； W →环境对体系所做的功；
在热量衡算中，如果无轴功条件下，进入系统加热量与离开系统的热量应平衡，即在实际中对传热设备的热量衡算可表示为：
Q
Q =∑∑出
进
123456
Q Q Q Q Q Q ++=++
其中： 1Q →
所处理的物料带入设备的热量；
2Q →
换热剂与设备和物料传递的热量（符号规定加热剂加入热量为
“+”，冷却剂吸收热量为“－”）；
3Q →化学反应热（符号规定过程放热为“+”，过程吸热为“－”）； 4Q →离开设备物料带走的热量； 5Q →
设备消耗热量；
6
Q→设备向周围散失的热量，又称热损失;
（二）热量计算
（1）对邻二甲苯过热器进行热量衡算
进料温度:
邻二甲苯: o C
20
出料温度:
邻二甲苯: o C
145
参加反应的各物料的ΔHfØ(KJ/kmol)
输入邻二甲苯输出邻二甲苯
量(kmol) 37.537.5
ΔHfØ1725.8 -11478.6
20℃各物质的
-
p
C（J/mol.k）
物质邻二甲苯
-
p
C（J/mol.k） 2.301
145℃各物质的
-
p
C（J/mol.k）
物质邻二甲苯
-
p
C（J/mol.k） 2.111
ΔHr o=Σ
生成物U
l
ΔHfØ-Σ
反应物
U
l
ΔHfØ
=-13204.4KJ
Q
放出
=ΔH
Q
带走=
-
p
C mΔt
考虑5%热损失，则13864.6KJ/h
即 Q
放出= Q
带走
∴需采用夹套换热，采用过热蒸汽为加热剂。

进口温度为: o C
300
出口温度为: o C
200
比热容为:
o p
C 1.463kJ/(kg C)
=⋅
设计评述
每小时需要蒸汽量:
p Q 13864.6
G 94.8kg/h C t 1.463=
==∆⨯[300-200]
（2）对空气气过热器进行热量衡算 进料温度:
空气: o C 20 出料温度:
空气: o C 145 即Q 712.5 1.218(14520)=⨯⨯-
Q 108478.13=KJ/h
考虑5%热损失，则113902KJ/h
∴需采用夹套换热，采用过热蒸汽为加热剂。

进口温度为: o C 300 出口温度为: o C 200 比热容为: o p C 1.463kJ/(kg C)
=⋅
每小时需要蒸汽量: p Q 113902
G 778.6kg/h C t 1.463===∆⨯[300-200]
（3）对冷却器1进行热量衡算 进料温度:
混合气: o C 360 出料温度:
混合气: o C 175 即Q 721.8 2.218(360175)=⨯⨯-
Q 296176.2=KJ/h
考虑5%热损失，则310985KJ/h
∴需采用夹套换热，采用质量分数为17.5%冷却盐水冷却
进口温度为: o
C -10
出口温度为: o C 140
密度为: 3
1130.8kg/m ρ=
比热容为: o p C 3.473kJ/(kg C)
=⋅
每生产一批产品需要冷冻盐水量: p Q 310985
G 597kg/h C t 3.473===∆⨯[140-(-10)]
（4）对冷却器2进行热量衡算 进料温度:
混合气: o C 175 出料温度:
混合气: o C 60 即Q 151.8 2.218(17560)=⨯⨯-
Q 38719.6=KJ/h
考虑5%热损失，则40657KJ/h
∴需采用夹套换热，采用质量分数为17.5%冷却盐水冷却
进口温度为: o
C -10
出口温度为: o C 40
密度为: 3
1130.8kg/m ρ=
比热容为: o p C 3.473kJ/(kg C)
=⋅
每生产一批产品需要冷冻盐水量: p Q 40657
G 234.12kg/h C t 3.473===∆⨯[40-(-10)]
设计评述
3 工艺计算与设备选型
反应塔
反应塔的各项物料组成见物料衡算吸收部分 混合气共计24638kg 750kmol 气体密度:
3
24638
7508.3145(145273)
1.72610m m nRT V p ρ=
==
⨯⨯+⨯=16.3kg/m 3 体积流量:
133.33360024m V =
⨯ρ⨯=24638133.3316.95360024
⨯
⨯=2.24 m 3/s 排出气体共计24638kg 721.8kmol 气体密度:
3
24638721.88.3145(360273)
1.72610m m nRT V p ρ=
==⨯⨯+⨯=11.2kg/m 3 平均气体密度:
16.311.2
13.752
+= kg/m 3 进口气体:共计24638kg 750kmol 其中: 邻二甲苯5% 空气95% 查化工手册得气体密度:l ρ=1.45 kg/m 3
出口气体:共计24638kg 721.8kmol 其中苯酐5% 空气79% Ｈ２Ｏ15.6% 副产物0.25%
查化工手册得液体密度:l ρ=1.61 kg/m 3 平均密度:
1.45 1.61
1.532
+= kg/m 3 进口气体质量流量:
24638133.33
360024
V W ⨯=
⨯=38.021kg/s
由<<化工原理>>图3—18可查得:2max U =0.53722/m s
吸收塔采用25250.8⨯⨯填料环以乱堆方式填充,填料因子φ=1301m - 黏度0.294l μ=m ·Pa ·s
泛点气速
:max U =
1.3/m s =
取空塔气速:U=0.7max U =0.7⨯0.73=0.513m/s
2
4s V U D π
=
2.356D m ∴=
=
=
圆整2.4m
2
4
s V U D
π
=
=
2
2.24
2.4
4
π=0.4954 m/s
泛点率:U/max U =0.4954/0.73=67.86% 取()3min 0.08/(W L m m =·h) 23100/m m σ= 则()min min W U L σ==0.08×100=832/(m m ·h) 操作条件下的喷淋密度:
23600/4V W U D πρ⨯=
=238.0213600/ 2.41.534
π
⨯=19785.332/(m m ·h)>min U 填料层高度:
查<<化工原理>>图2—21得:min 0.89T N A =∞=时
min min ()k L
m A V
==3.4 L V =371.25 4.0491.794= 4.040.3810.625
k k L A Vm =
== 查<<化工原理>>图2—21得8T N = 板层高:ETP H =1.3m
8 1.310.4T ETP Z N H m ==⨯=
塔高:H=1.2Z=1.2×10.4=12.48m 取塔高H=13m 出塔气换热器的工艺计算 （1）给热系数：
管内气体流量为24638kg/h ，进口温度为360℃，出口温度为320℃。

管外冷却剂为循环水，进口温度为25℃，出口温度为80℃。

设计评述
热负荷为：310985kJ/h 。

选用JB/T 4715-92型管壳式列管换热器一台，设备壳体直径D=1500mm ，内有内径20mm ，外径25mm ，长6m 的不锈钢管，换热管为正三角形排列，管心距为32mm 。

（a ）管内气体侧的给热系数 平均气体温度：o 360320
t 340C 2
+=
= 该温度下气体的物性数据为：
3
30.78/0.883/0.0250.017334/()0.020168/()P 0.967V 24.27/o p a o o p C kJ mol C kg m mp s
kcal m h C W m C C m s
γρμλμ
λ
=•===•=••=•===比热容：密度：粘度：导热系数：普朗特数：体积流量：
为了简化计算，管内气体忽略杂志等副产物有机物，气体流量为：
W 24638kg /h =
管内气体流速为：
2
2
W 24638
u 14.9m /s d 0.883360017530.7850.02
3600n
4
=
=
=π⨯⨯⨯⨯ρ -3
du 0.0214.90.883
Re 10525.3μ0.02510ρ⨯⨯=
==⨯ Re=10525.3>10000，0.7<Pr<120，管长与管径比L/di>60，采用公式：
0.8n λ
0.023Re Pr d
α=
流体被冷却时，n=0.3。

将数据代入方程得给热系数：
n d
Pr Re 023.08.0λ
α=
（b ）冷却水的给热系数 冷却水的平均温度：o 2580
t 52.5C 2
+=
= 该温度下水的物性数据为：
54
.3P )/(1078.641098.54/1.988/174.42
53
=•⨯=•⨯==•=--γλμρ普朗特数：导热系数：粘度：密度：比热容：C m W s mp m kg C mol kJ C o
a o p
正方形排列时，当量直径d e 的计算公式为：
220e 2
d )24d D
π-=
π 式中 d 0—管子外径，mm ；
t —管间距，mm 。

管外流体的流速根据流体流过的最大截面积S 来计算，S 的计算公式为：
0S hD(1d /t)=-
式中 h —两块挡板的距离，mm ；
D —换热器壳体直径，mm ； d 0—换热管外径，mm ； t —管间距，mm ；
已知 t=32mm ，d 0=25mm ，h=300mm ，D=1500mm 。

代入数据得
22220e 22
t d )(0.032)(0.025)2424d 0.02019m d d
ππ
--⨯=
==ππ 300.025
S hD(1d /t)300 1.5(1)0.0984m 0.032
=-=⨯⨯-
= 管外冷却水流速为
u 0.0739m/s =
5du Re 1.110μ
ρ
=
=⨯ Re 值在2000~106之间可采用下式计算给热系数：
0.14
0.550.331w λ
μ0.36Re Pr d μ⎛⎫α= ⎪
⎝⎭
带入数据得
50.550.330.1410.6474
0.36
(1.110) 2.9810.02019
α=⨯
设计评述
1260.7α=
（c ）总传热系数 碳钢的导热系数)/(45k m W •=λ，管壁厚 2.5mm ，冷却水侧污垢热阻为0.6×10-3m 2·K/W，气体侧污垢热阻为0.1×10-3m 2·K/W。

o o o si so i i i m o 54d d bd 11R R K d d d 20200.0025201
0.11061062.325254522.5260.7
--=++++αλα=
+⨯⨯+⨯+⨯+
⨯
总传热系数：)/(98.472C m W K o •= 热负荷：6Q 4.6710kJ /h =⨯ 平均对数温度差：
o m t 317C ∆=
换热面积为：2A 256.7m =
取安全系数1.2，则换热面积为256.7m 2，远小于换热面积510.4m 2，所选的换热器能满足操作要求。

热交换器
1．
计算依据
（1）热流体进口温度25℃，出口温度145℃ （2）过热蒸汽进口温度300℃，出口温度250℃ 2．
计算传热量
介质均为粘度0.5cp 以下的有机物查化学工业出版社《化工设计》得 总传热系数在190—370Kcal/m 2.h.℃ 取K=220 Kcal/m 2.h.℃
在t=(25+145)/2=85℃定性温度下的等压热容(Kcal/kg.℃) Q=C P .m.Δt =113902KJ/h
4.计算换热面积 S=Q /K.Δt m =38m 2
选用AES600-2.5-55-3/19-2Ⅰ型管式换热器
邻二甲苯换热器
1． 计算依据 （1）设计温度 145℃
（2）进换热器温度25℃，出空冷器温度145℃ （3）进出口压力0.06MP a （表压） （4）换热量Q=13864.6KJ/h 2． 设计计算
查《化工装置的工艺设计》表9-31得轻有机物的传热系数为10英热单位/英尺2
.h.o
F 换算为国际单位制：K=10×0.86×4.18=204.25KJ/m 2.h.℃ 假设过热蒸汽下降100℃
按逆流：△t 1=300-200=100℃ △t 2=145-25=120℃ △t m1=110℃ 取温差校正系数Φ=0.8 △t m =△t m1.Φ=110×0.8=88℃
则所需普通光管的表面积：A 0=Q /K.△t m （4—1）
=13864.6/(204.25×88) =0.77m 2
有上述计算可知：
换热器由25mm 2.5mm Φ⨯的管组成 换热器传热面积可根据传热速率方程求得，即0m
Q
S k t =
∆，换热器的传热量为： 30 1.11m
Q
S m k t =
=∆ 所以换热器的传热面积为1.11m 2 尾气焚烧炉工艺计算 21%Q THOD =
80～90%之间，这里取85%
设计评述
空气过剩系数一般为1.1～1.4，这里取1.2，则实际空气流量为
烟气量的计算按照经验及实验数据测试，烟气量的计算为：
烟气带出热计算有机废液含60%水，其他的平均摩尔质量跟水差不多，所以
完全燃烧的发热量：8000KJ/Kg
所以烟气带出热大约为：
●焚烧室体积尺寸计算
在焚烧室里，气体被压缩成3个大气压，所以燃烧室里实际烟气量为：
本设计废液停留时间为4s，则燃烧室体积为
●焚烧炉的操作
焚烧炉操作温度控制为800～
压力控制为3个大气压，即0.3MPa
●焚烧炉的效率
实际证明，在焚烧炉里温度达800～4s时，废液的燃烧率为99%以上。

塔的工艺与选型
T101
Ⅰ．计算依据：
(1)塔T101进、出物料流量组成：
表3-1物料组成
组分反应器进口组分反应器出口Kmol/h 组成%(mol) Kg/h Kmol/h 组成%(mol) Kg/h
苯酐 35.7 23.52 5283.6 苯酐 35.7 23.52 5283.6 Ｈ２Ｏ 112.5 74.21 2025 Ｈ２Ｏ 112.5 74.21 2025 副产物 1.8 1.27 1939.4 副产物 0.9 1.27 969.7 总计
151.8
100
9248
总计
151
100
8278.3
全塔理论塔板数 (1)最小理论塔板数
采用芬克斯方程计算 ：
min
1lg 1N 1lg W D D W m
x x x x a ⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎢⎥
⎪ ⎪-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-
7.29=
(2)理论塔板数
采用李德公式计算 ：
0.002743
Y 0.5458270.591422X X
=-+
式中 ： min min 1
2
R R X R N N Y N -=
+-=
+
上式适用条件为 ： 0.01＜X ＜0.9 则： min 1.620.81
0.311 1.621
R R X R --=
==++
0.002743
0.5458270.5914220.310.310.370
Y =-⨯+=
所以 ：
min
0.3702
N N N -=+
min
212.71Y N N Y
+=
-(不包括再沸器)
按标准圆整N 为13(不包括再沸器)
设计评述
精馏段理论塔板数 (1)最小理论塔板数
采用芬克斯方程计算 ：
min
1lg 11lg D F D F m
x x x x n a ⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎢⎥ ⎪
⎪-⎝⎭⎝⎭⎣⎦
=
-
0.86310.68lg 10.8630.681
lg1.83
0.8
⎡-⎤⎛⎫⎛⎫ ⎪⎪⎢⎥-⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-= (2)理论塔板数
采用李德公式计算 ：
0.002743
0.5458270.591422Y X X
=-+
式中 ： min
min 1
2
R R X R N n Y N -=
+-=
+
上式适用条件为 ： 0.01＜X ＜0.9
则：
min
0.390
1
R R X R -==+ 0.01＜X ＜0.9
0.0027430.5458270.5914220..3100.3100.370
Y =-⨯+=
所以 ：
min
0.3702
N n N -=+
min 21Y n N Y +=
-20.3700.8
2.4410.37
⨯+==-
(不包括再沸器)
按标准圆整N 为3(不包括再沸器)
板效率及实际塔板数
(1)在已知条件下的全塔效率可以由下式进行计算 ：
由全塔效率 ： 100%P
T
N E N =
⨯ 式中 ： E ——全塔效率；
N T ——理论版层数； N p ——实际板层数
塔板效率由奥康奈尔(,O connell )关联方程计算 ：
()
0.245
0.49E u α-=⨯
式中 ： α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；
u ——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度
()0.245
0.49 1.750.08E -=⨯⨯
0.79= (2) 加料位置
由精馏塔的计算可知，精馏塔的加料板位于从塔顶往下数的第10块塔板。

塔和塔板主要工艺尺寸计算 (1)塔高
根据给定的分离任务，由理论塔板数计算塔的有效(接触段)高度。

T
T T
N Z H E =⨯
式中 ： Z ——塔高，m;
N T ——塔内所需的理论板层数; E T ——总板效率; H T ——塔板间距，m;
采用较大的板间距可以允许有较高的空塔气速，而不至于产生严重的雾沫夹带现
设计评述
象，塔径虽可以小些，但塔高要增加，
取板间距：H T =600mm ，板上清夜层高度：H L =100mm 则： Z=9.87m (2) 塔径
根据圆管内的流量公式，可以写出塔径与气体流量及空塔气速的关系， 即：
D ︒=
式中 ： D ︒——塔径， m ；
V s ——塔内气体流量， m 3/s ；
μ——空塔气速，即空塔计算的气体线速度，m/s 。

塔径的计算关键在于确定适宜的空塔汽速U ， 有：
max U =
式中 ： max U ——极限空塔汽速，m/s ；
C ——负荷系数；
L ρ——液相密度， Kg/m 3； V ρ——汽相密度，Kg/m 3。

负荷系数的值取决于阻力系数及液滴直径，可以由使密斯负荷关联图查得。

首先，取塔板液上层高度h L 为0.1 m ，则HT-HL=500 mm
精馏段操作压力 ： 常压P=35 mmHg 操作温度 ： T=333 K 物质的物性：
气态密度：30.186/V PM
kg m RT
ρ=
= 液体密度：3744/l kg m ρ= 表面张力：24.3/mN m σ= 液相负荷：332.11/L m h = 气相负荷35635.609/V m h =
由化工手册查得粘度：μL =0.08 平均相对挥发度：α=1.75 αμL =0.14
利用公式： 0.5()()L V V
L L V ρ
ρ=
代入数值： 0.5
32.11744(
)()0.365635.6090.186
V L ==
由图查得： 200.15C =
又利用公式 3
202010()C C σ-⨯=
代入数值，得： 3202010C C σ-⎛⎫
⨯= ⎪⎝⎭
0.18C =
塔板允许有效空塔气相速度(以截面积扣除降液管面积计算的速度) max L V
V
u ρρρ-= 代入数值： max 7440.186
0.1811.38/0.186
m s u -==
表观空塔气相速度(按全塔截面计)：
'max 0.80.811.389.1/u u m s ==⨯=
初估塔径：
''
4492.02
3.593.149.1s V D u
π⨯=
==⨯ 圆整得： D=3600 mm (3) 溢流装置
采用U 形流、弓形降液管、平形受液盘及平形流堰，计算如下。

Ⅰ.溢流堰长l W
取堰长lw 为0.60D ，即： 0.6 3.6 2.16W l m =⨯=
Ⅱ.出口堰高h W W L OW h h h =-
由/0.6w l D =，/24.54h w l l =，查图得：E 为0.38
所以， 2
23
3
2.84 2.84168.30.380.19510001000 2.16h OW
w l h E mm l ⎛⎫⎛⎫=⨯=⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭
则， 168.30.195168.105w h mm =-= Ⅲ.降液管宽度W d 降液管面积A f
由/0.6w
l D =，查图得：W d /D=0.124， A f /A T =0.075
故， 0.1240.124 3.60.45d W D m ==⨯= 2223.14
0.0750.075 3.60.764
4
f A D m π
=⨯
⨯=⨯
⨯= 液体在降液管中停留的时间：
设计评述
0.760.6
51.1232.113600
f T s
A H L τ⨯=
=
=m(大于5，符合要求)
Ⅳ. 降液管底隙高度h 0
取液体通过降液管底隙的流速u o 为0.08 m/s 依公式：
计算降液管底隙高度h o
000.0089
0.0522.160.08
s w L h m l u =
==⨯
(4)塔板布置
Ⅰ.取边缘区宽度W C =0.065 m 、安定区宽度W S =0.1 m Ⅱ.开孔区面积
2120.465sin 180a x A R π-⎡
⎤=+⨯⎢⎥⎣
⎦
其中：
()23.6
(0.450.1)21.25d s D
x W W m =
--=-+= 3.60.065 1.73522
c D R W m =
-=-= 代入数值得： 23.4a A m =
(5)筛孔数n 与开孔率ϕ
取筛孔的孔径d 为20 mm ，正三角形排列，不锈钢的板厚δ为4 mm ，取 t/d=4.0， 故，孔中心距 ：
20480t mm =⨯=
塔板上开孔区开孔率ϕ，即 0
5.7%A A
φ== 每层塔板上的开孔面积A ︒为
20.057 3.40.1938a A A m φ==⨯= 气体通过筛孔的汽速
00724.8836000.960.210
s V
u A ===
塔板负荷性能方程 (1) 雾沫夹带线1
根据Hunt 的经验式
3.2
65.710a
V T
f u e H h σ-⎛⎫
⨯= ⎪ ⎪-⎝⎭
式中 4.80.36
S S
a T f V V u A A ==
-- A f =4.8m 2 (a) ()2.5 2.5f L W OW h h h h ==+
2/3
3
36002.8410S OW
W L h E l -⎛⎫=⨯ ⎪
⎝⎭
近似取E≈1.0，h W =0.168 m ， l w =2.16 m
故 2/3
336002.50..168 2.84100.38 2.16S
f L h -⎡⎤⎛⎫=+⨯⨯⨯⎢⎥ ⎪
⎝⎭⎢⎥⎣
⎦ (b) 2/30.420.409S L =+
取雾沫夹带极限值 ev 为0.1Kg 液/kg 气，已知324.310/N m σ-=⨯，0.5T H m =，
并将(a)、(b)代入Hunt 经验式，得 ：
6
32
3
5.710 4.80.760.124.3100.50.420.409s s V L --⎛
⎫ ⎪⨯-= ⎪⨯ ⎪-- ⎪⎝
⎭
整理得 ： 25
3
137.97.110s s V L =-⨯ (2)液泛线
为防止液泛，降液管内的清夜层高度H d 应为 ：
()d T W H H h ϕ≤+
设计评述
式中 ：d p L d H h h h =++
故：()T W p W OW d H h h h h h φ
+=+++ (a)
近似取 1.0, 1.5W E l m ≈=， 则 ： 2/3
336002.8410 2.16S OW
L h -⨯⎛⎫
=⨯ ⎪⎝⎭
2/30.41OW S h L = (b)
因为p c l h h h h σ=++由 2.5d =得C ︒为0.7， 其中 ：
2
2
0.186
0.0510.0510.70.1938744S v S c L
V V h C A ρρ︒︒⎛⎫⎛⎫== ⎪ ⎪
⨯⎝⎭⎝⎭ 20.0000023C S h V =
23
023
()6(0.1680.41)0.10080.246l W ow s s
h h h L L ε=+=⨯+=+
3
4424.3100.00277449.810.005
L h m gd σσρ-︒⨯⨯===⨯⨯
22/32
2/3
0.00000230.10080.2460.00270.10350.00000230.246p S S S S
h V L V L =+++=++ (c)
2
2
2
0.1530.1530.1312.160.5S S d S w L L h L l h ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪
⋅⨯⎝⎭⎝⎭
(d) 将H T 为0.5 m ， h W 为0.057 m ，φ为0.057及(b)、(c)、(d)代入(a)
得：
()2
2
14747.39285217.3956956.5T W p W OW d
s s
H h h h h h V L φ+=+++=--
(3)液相负荷上限线
取液体在降液管中停留时间为4秒， 得 ： 3,max 0.50.76
0.008951.52
T f
S H A L m s τ
⨯=
=
=
(4)漏液线(气相负荷下限线)
由 2/3
0.1680.41L W OW S
h h h L =+=+、,min S ow V u A ︒
=
代入漏液点气速式 ：
4.43ow u C =
(20)
,min
4.43S V A ︒
=⨯= 20.1938A m ︒= 代入上式并整理得 ：
2
,min
S V =
(5)液相负荷下限线
取平堰、堰上液层高度0.006OW h m =作为液相负荷下限条件，近似
1.0,
2.16W E l m ≈=则 ：2/3,min 0.41OW S h L =
整理得 ：33,min 1.810S L m s -=⨯
设计评述
设备选型原则
设备选型的总体原则是：
（1）满足工艺要求；
（2）设备成熟可靠；
（3）能够充分利用原料，避免浪费；
（4）使用寿命尽量长；
（5）容易安装，便于操作；
（6）尽量采用国产设备。

塔的选择
一般要求：详细对比各类塔在工艺流程中的地位和特点，尽量满足主要方面的要求。

（1）生产能力大，有足够弹性，机械性能好，可靠性高；
（2）满足工艺要求，操作稳定，效率高；
（3）结构简单，制造和维修方便，成本低。

塔设备选型
设备位号
材料规格
塔体塔盘或其他
内径×高×厚
（mm×mm×mm）
数量
T101 SM41B+SUS304 SUS304 3600×10000×20 1 T102 SM41B+SUS304 SUS304 2400×11000×20 1 T103 SM41B+SUS304 SUS304 1800×13000×20 1 R101 SM41B+SUS304 SUS304 2400×13000×20 1
E101 2Mn18Al15Si2Ti
/0Cr19Ni9
2Mn18Al15Si
2Ti/0Cr19Ni9
600×2000×10 1
E102 2Mn18Al15Si2Ti
/0Cr19Ni9
2Mn18Al15Si
2Ti/0Cr19Ni9
600×2500×10 1
E103 2Mn18Al15Si2Ti
/0Cr19Ni9
2Mn18Al15Si
2Ti/0Cr19Ni9
1500×6000×10 1
E104 2Mn18Al15Si2Ti
/0Cr19Ni9
2Mn18Al15Si
2Ti/0Cr19Ni9
1000×2500×10 1
E105 2Mn18Al15Si2Ti
/0Cr19Ni9
2Mn18Al15Si
2Ti/0Cr19Ni9
1000×2500×10 1
E106
2Mn18Al15Si2Ti /0Cr19Ni9 2Mn18Al15Si 2Ti/0Cr19Ni9 1200×2000×10 1
E107 2Mn18Al15Si2Ti /0Cr19Ni9 2Mn18Al15Si 2Ti/0Cr19Ni9 1500×6000×10 1
E108 2Mn18Al15Si2Ti /0Cr19Ni9 2Mn18Al15Si 2Ti/0Cr19Ni9 600×3500×10 1
E109 2Mn18Al15Si2Ti /0Cr19Ni9
2Mn18Al15Si 2Ti/0Cr19Ni9
1000×3500×10 1
泵的选择
选泵的要求：
（1）应综合考虑装置的富裕能力及装置内各设备能力的协调平衡，来选择泵的流量。

（2）根据生产要求确定泵的扬程。

（3）根据流体输送设备的特性曲线确定泵的型号。

泵的选型
设备位号
规格 汽蚀余量 （m ） 效率 （%） 电动机 功率（kw ）
型号
扬程 (m) 流量 (m 3
/h) P101A/B/C P V 65F 25-
25 20 2.9 53 4.0 P102 A/B/C P V 65F 25-
25 20 2.9 53 4.0 P103 A/B/C P V 65F 25-
25 20 2.9 53 4.0 P104 A/B/C
P V 65F 25-
25 20 2.9 53 4.0 P105 A/B/C
NS50-32-2
00
40
9
3.5
67
4.5
P106 A/B/C 1
1/1B-AHR 2
24 20 3 35 5.5
设计评述
P107 A/B/C
P V 65F 25
25 20 2.9 53 4.0
P108 A/B/C
1
1/1B-AHR 2
24 20 3 35 5.5
储罐及计量罐的选择
储罐和计量罐的选择： 1.考虑合适的容积；
2.根据介质性质选择设备材质。

见表罐的选型
罐的选型
设备 位号
材质
规格
压力 内径×高×厚（mm×mm×mm）
容积 （3
m ） 设计 (MPa) 应用 (MPa) V101 S41 2000×2800×10 10 10 0.1 V102 S41 2000×2800×10 10 10 0.1 V103 S41 2000×2800×10 10 10 0.1 V104 S41 2000×2800×10 10 10 0.1 V105 S41 3400×4800×20 50 10 0.1 V106
S41
3400×4800×20
50
10
0.1
以上所有设备选型都遵循下列原则： ● 满足工艺要求； ● 设备成熟可靠；
● 能够充分利用原料，避免浪费； ● 使用寿命尽量长； ● 容易安装，便于操作； ● 尽量采用国产设备。

4 全厂总平面设计
4.1总平面设计任务和步骤
全厂平面设计为本设计的一项重要任务，总平面设计的是否合理，直接影响新建厂能否节约而有效的顺利进行，影响到建厂后的生产，管理，成本，能耗等各个方面，同时还影响到全厂的美观和今后的发展。

4.1.1总平面设计任务
（1）在满足生产流程条件下，结合厂区地形情况，经济合理的安排场内外各建筑物、构筑物﹑堆场等的相对位置；
（2）经济合理的竖向布置，正确选择标高；
确定场内外运输方式﹑运输布置，合理组织人流﹑物流；
（3）布置综合管线；
（4）标高绿化美化，考虑卫生﹑消防条件，创造美好的工作条件。

4.1.2 工厂组织
（1）生产区
a 原料车间：包括原料库等；
b 包装配套：检验包装等；
（2）辅助车间：包括机修、动力、化验室等；
（3）运输设施：包括道路广场等；
（4）堆场和仓库：包括原料、燃料的露天堆场；
设计评述
（5）行政管理机构和福利区；
（6）绿化及美化。

4.2总平面设计原则
（1）总平面布置首先必须满足生产要求，以最大限度的保证生产作业线的连接、短捷、方便，从原料进厂到成品出厂，整个流程必须符合生产工艺要求，力求做到流程线路畅通、连续、短捷、避免交叉进行，是各种物料的输送距离为最小。

同时，应将水电汽等公用工程耗量大的车间，尽量集中布置，已形成负荷中心与供应来源靠近，是各种公用系统介质的工程管线减少和输送距离最短，达到节约能源。

（2）要能够充分结合场地优势、地位、地貌等有利条件，因地制宜，紧凑布置，节约土地，少占良田，少拆房屋，提高土地利用率。

（3）大多数厂房，特别是主要生产车间的布置，应考虑到日照方位和主导风向，保证自然通风，厂前区和防污染的车间放在上风向，产生粉尘、烟、热等的车间及易燃库布置在下风向。

（4）各车间之间注意满足防火、卫生等国家安全规定，各种厂房按性质分区集中。

对易燃易爆的各类储罐和由危险性的库房（油库、危险品库），应力求远离火源和人员往来集中地，一般应布置在厂区边缘，主导风向的下风向以及地势较低的地段。

（5）人流、物流各行其道，路线短捷，避免交叉。

（6）综合管线统筹安排，防止干扰，力求管线短，拐弯少。

（7）近期建设和远期发展相结合，主要生产车间留有适当的发展余地，但必须注意与城市建设和地域总体规划相适应，轻化工工厂变化较快，综合利用较广，加工深度较深，大多数工艺流程更新快，这要求在设计实现留有较大的预留地，以满足工厂发展变化的需要。

（8）为示踪平面图具有建筑艺术性，厂房形状要规则简单，是道路径直，厂房中心线保持垂直或平行。

（9）采取各种措施，提高建筑系数和场地利用稀疏。

建筑系数一般为25%～40%，场地利用系数一般为50%～60%，这是总平面设计的主要技术经济指标。

4.3总平面布置评述
（1）生产区布置：主要生产区选择一层厂房，便于组织和运输及个工序的衔接，以便于生产的自动化和流水线的组合。

（2）辅助车间布置：以生产车间为中心，根据总平面布置原则，综合各种因素对各个辅助车间布置如下：
a维修车间：远离厂区前，降低噪音污染，在主力生产车间附近，便于设备维修。

b 锅炉房：布置在用蒸汽较多的地方，且是主导风向的下风向。

c 变配电站：靠近电力负荷中心，缩短了电线路线，减少了投资，且在水处理车间的上风向，煤堆场的平行风向。

d 水处理车间：靠近负荷中心，处理每日生产车间所需的工业用水，并提供部分生活用水。

（3）运输设备布置：车库油库均布置在主干道边缘，道路设计为主力干道，宽12米，人行道每边各1.5米，此干道10米，车间引道4米，这样有利于消防和道路的改造。

（4）堆场和仓库：布置在主导风向的下风向，置于厂区边缘，靠近主生产车间，且位于主力干道边缘。

这样有利于原料或产品的进厂和出厂，且有利于火灾发生时，消防车的顺利到达出事地点。

（5）行政管理机构和福利区：办公楼位于厂前区且位于主导风向的上风向。

设计评述
（6）绿化和美化区：本厂的绿化包括生产区﹑福利区的绿化带。

既有专门的绿化区，也有环绕厂房及其他建筑物的绿化带。

绿化带以草坪为主，路旁加种树木。

这样，可使场区空气得以净化，噪音减小，美化和改善了环境的卫生条件，使本厂的小环境﹑小气候得以明显改善。

综上所述，平面布置有以下几个特点：
1 厂房建筑物的布置与生产工艺流程相适应。

原料﹑半成品和成品形成整个顺序，尽量保证流水作业，避免逆行和交叉；
2 锅炉房﹑水泵房﹑配电站等辅助车间尽量靠近其主要部门，以缩短期间距离，节省投资；
3 由前区到生产区主要干道，应避免与主要运输道路交叉；
4 尽量使大多数厂房向阳﹑背风﹑避免瓦斯等，尽可能使各厂区有条件采用自然采光和自然通风等；
5 按防火规范的要求，保证建筑物之间的距离，符合规定；
6 根据卫生规范的要求，保证厂区内卫生符合规定；
7 根据环境发展的要求，生产区设在有废渣处理系统﹑废水处理系统﹑废气处理系统等设施；
8 考虑工厂今后的发展，在厂区留有建筑余地；
9 尽量做到以生产区为轴线，再考虑辅助车间﹑行政楼和道路的安排。

另外，总平面布置图右上方会有风向玫瑰图，下方会有明细表等。

本图采用1：100的比例。

5车间布置设计
5.1车间布置设计的意义
车间布置设计室工厂设计中很重要的一环，一个合理的车间布置设计，不仅可以再建设投资经济效益等方面取得良好效果，并且对今后的正常安全生产、车间管理、设备维修、能量利用、物料运输、人流往来等多方面有极大影响。

5.2车间布置得原则
车间平面布置首先必须考虑适合全厂总平面布置得要求，尽可能使各车间的平面布置在总体上达到协调、蒸汽、紧凑、美观和相互融洽，浑为一体。

（1）辅料车间与使用设备靠近。

（2）按节省能源的角度，把设备布置在两面楼层。

做到减轻楼层负荷减少输送数量和管道的密度。

（3）合理安排通道以及楼梯的位置。

（4）设备要统一安排，排列整齐，有足够的操作空间。

5.3车间布置设计与评述
5.3.1关于车间平面布置方案
矩形厂房便于总平面布置，节约用地，有利于设备排列，缩短管道，便于安排交通和出入口，有较多可供自然采光和通风的墙面。

将造气工段和净气工段设在同一个厂房内，其他各工段单独设立车间，各车间有通道连接。

设计评述
5.3.2关于厂房形式
（1）布置方案的选择
一般的化工工厂，由于生产规模大，车间中各工段联系频繁，车间中各工段的生产特点有明显差异，在符合建筑设计防火规范及工业设计卫生标准的前提下，结合建厂地区的具体情况，各工段间尽量采用分散布置，但对于同一工段，则应该将设备布置得紧凑，以减少物料传输距离，节省材料费用，便于管理维修。

（2）单层或多层厂房
本厂根据生产流程，设计成1层厂房，局部为了固定设备的需要，设计2层。

（3）关于厂房层高
化工厂房层高取决于设备的高低，安置的位置以及安全生产的条件，厂房层高应符合建筑模数制的要求，即0.3m的倍数。

本厂根据生产需要，采用9m的层高。

（4）关于厂房柱网和厂房宽度
1）厂房柱网
厂房柱网与车间布置得设计密切相关，就一般而言，跨距大小层高都会有变化，本设计中多层厂房统一采用6×6m的柱网。

2）厂房宽度
厂房宽度一般由以下几个方面决定，各工艺设备所厂房宽度之和，各工艺设备沿厂房宽度方向间距之和，厂房内纵向通道之和及纵墙厚度，主生产车间长36m，宽12m。

5.3.3车间设计布置
（1）保证工艺流程的通畅，即保证工艺流程在水平方向和垂直方向的连续性，以便生产连续正常进行。

（2）考虑合适的设备间距，设备间距过大会增加建筑面积，拉长管道，从而增。