年产3000吨苯酐的生产工艺设计_(课程设计)

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。

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世界苯酐生产消费现状
由于存有对健康产生不利影响的怀疑，近年来欧洲市场对苯酐的需求非常疲软，欧洲供应过剩的状况已经促使巴斯夫公司计划关停位于比利时Feluy的增塑剂和苯酐生产装置；美国Koppers工业公司也已于2004年初关闭了位于英国南安普敦的12 kt ／a的苯酐生产装置；亚洲成为苯酐的生产和消费的活跃地区。

2007年全球苯酐产能约为4 560 kt／a，巴斯夫、埃克森美孚和我国台湾地区的南亚塑胶是三家最大的生产商。

2007年全球主要苯酐生产企业及产能统计见表1。

目前，世界苯酐主要消费地区是北美和亚太地区，苯酐作为一种中间体主要用于生产增塑剂，醇酸树脂和不饱和聚酯树脂。

增塑剂，主要用于PVC化合物，约占全球苯酐消费量的57％；醇酸树脂约占全球苯酐消费量的19％，这些树脂广泛用于溶剂型表面涂料，大多数溶剂型农业覆(盖)膜是由醇酸树脂制得，这些材料近年来一直受到责难，因为它们含有相当大量的有机溶剂，给环境带来污染，涂料生产商正在减少溶剂的使用，而采用水性配方。

展望未
来，醇酸树脂仍将适度增长。

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 O
O 2
V 2O 5CO 2O H 29/2++22 1.3.1.1.2 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。

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。

1.3.1.2邻法
1.3.1.
2.1 反应原理[1]
邻二甲苯与空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。

CH3
CH3+3O23
O
O
O
H2
25+
1.3.1.
2.2 工艺流程
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汽（高压蒸汽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，也可回收处理制取富马酸[1]。

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。

萘流化床氧化工艺在国外已逐步淘汰，但在我国的苯酐生产中仍占有一定比例。

邻二甲苯固定床气相氧化技术主要BASF，Wacker-Chemie，ElfAtochem/日触和Alusuisse Italia 等几种典型的生产工艺。

BASF工艺：
BASF工艺于1976 年工业化生产，总生产能力超过100×104t/a，BASF工艺的单台反应器最大生产能力为4.5×104t/a。

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3000h- 1，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。

BASF工艺能有效地回收顺酐，苯酐的质量收率超过105%[3]。

Wacker-Chemie 工艺：
近年来各国新建的苯酐生产装置基本上都采用Wacker-Chemie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160×104t/a，单台反应器的最大生产能力为4.5×104t/a。

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），苯酐的质量收率为114%～115%（以萘为原料时，苯酐收率为97%～ 99%），催化剂寿命大于3 年[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。

采用该工艺的总生产能力约40×104t/a。

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[3]。

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，空气对邻二甲苯的质量比减少到9.5:1，而原料气浓度可提高到邻二甲苯134g/m3空气标准态。

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. 9×104 t/a[3]。

1.3.2 合成工艺路线分析及技术经济评价
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。

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。

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[1]。

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。

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。

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、完善自己的工艺，这就使得邻法工艺更加成熟，更加先进[1]。

Wacker-Chemie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SO。

BASF工艺的技术特点是低反应温度和高空速，水洗回收副产的顺酐，生产费用低，2
无废水排出，采用蒸汽透平，输出中压空气。

ElfAtochem/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工艺的设备投资较少[3]。

1.3.3 未来发展方向
近年来世界各苯酐生产公司都致力于改进以邻二甲苯为原料的固定床氧化技术，并在催化剂、生产工艺和反应器设计等方面取得了重要的进展。

1.3.3.1催化剂的改进[3]
世界各生产公司着重研制低温、高邻二甲苯浓度、高负荷及高收率的催化剂。

ElfAtochem/日触公司在进料邻二甲苯浓度为85g/m3空气（标准态）时，苯酐质量收率达到114%～115%，目前正在开发110g工艺的催化剂，并进一步开发120g 工艺的催化
剂。

BASF公司开发的固定床双层催化剂，第一层：7%（质量分数）V
2O
5
，2.5% Sb
2
O
3
，0.16%
铷，其它部分为TiO
2；第二层：7% V
2
O
5
，2.5% Sb
2
O
3
，0.5%磷，其它部分为TiO
2
，当反
应温度分别控制在359℃和342℃时，苯酐质量收率达到109.8%。

Wacker公司和Alusuisse公司也加快了催化剂的研制工作，日本KawasakiSteel公司开发的V-Cs-Ti-B-Si-S-O催化剂，当以邻二甲苯为原料、用于流化床反应器中时，苯酐质量收率达到114.4%。

随着催化剂技术的进一步改进，各国开发的催化剂在活化时都不添加SO
2。

1.3.3.2生产工艺的开发[3]
Sisas公司开发了邻二甲苯两步氧化法制苯酐的工艺，苯酐的选择性达到85%～88%（一般方法为80% ），且提高了产品纯度，未反应的邻二甲苯容易循环再氧化，由于气相氧化的放热减少50%，反应可在更低的温度下进行，降低了操作风险。

日本触媒公司开发了尾气部分循环工艺，这样强化了操作安全、降低了操作费用和投资，苯酐的质量收率达到114%～116%。

1.3.3.3反应器的改进[3]
高效催化剂的开发，使邻二甲苯在空气中的浓度可提高到120g/m3（标准态），并充分利用放出的反应热，使能耗大大地降低，苯酐的生产成本大幅下降。

反应器的相应改进包括：采用外循环反应器，反应器趋于大型化、双填充催化剂的固定床反应器。

日触公司开发的双层反应器能优化反应器中的温度分布，降低热点温度，并延长催化剂的使用寿命；BASF 公司在主反应器后设置一个后继反应器，使邻二甲苯完全氧化，改善了
环保状况；Lurgi公司开发出的反应器采用反向进料和有效的撤热措施，降低了反应器“飞温”的可能性。

总之，苯酐生产商都在积极研制高收率、高选择性和高负荷的催化剂，进行反应动力学和反应机理的研究，用数学模拟法放大反应器，提高了单台反应器的生产能力，进一步地降低了能耗和成本，提高了操作的安全性和自动化水平。

随着苯酐生产的快速发展，苯酐市场的竞争也越来越激烈。

目前，我国邻法苯酐的生产已处于国际领先地位。

但是我国对于催化剂的研发却一直处于相对落后的状态，致使国内一些厂家（如周村、白龙、哈尔滨等）一直在使用进口催化剂进行苯酐的生产。

面对技术相对先进的国际市场，我们应加快催化剂的国产化步伐，同时大型苯酐氧化反应器的国产化步伐也要加快[1]。

为了提高自身的竞争力，各生产厂家应在加强工艺改进的同时，还要不断开发新技术，以提高单台反应器的产能，降低产品的能耗，力求在大量进口产品冲击下在国内苯酐市场站稳脚跟并冲向国际市场,使我国的苯酐行业走向一个辉煌的阶段。

1.3.4合成工艺路线选取
我的内容主要是根据所查资料并总结，做出苯酐的一条生产线，并对主要反应器进行设计。

由于石油邻二甲苯资源比较丰富，理论收率高，价廉，选择性高成为现代生产苯酐的首选原料，所以决定按以下技术路线进行研究：
CH3
CH3+3O23
O
O
O
H2
V2O5
+
第二章工艺流程
2.1原料名称及规格[4]
邻二甲苯（96%），工业级（国内一些大型石化企业生产）。

空气，（21%氧气、78%氮气）。

催化剂，V
2O
5
-T iO
2
系列负载型催化剂。

2.2主要设备
固定床反应器，离心泵，空气压缩机，精馏塔，冷凝器，预热器，储罐。

2.3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。

2.3.1 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。

2.3.2 冷凝水洗部分
反应气体冷却后在切换冷凝器中凝华，然后再融化，苯酐粗产品流到储罐中。

从
冷凝器中排出的尾气为未反应的空气和反应生成的一氧化碳、二氧化碳及少量有机
物，经水洗塔洗涤回收有机物后排放。

洗涤水中主要含有顺酸（顺丁烯二酸），通过加
工可经济的回收，使过程无废水排出。

2.3.3 精制部分
粗品苯酐经高压蒸汽预热后，进入第一精馏塔，顺酐及少量的苯甲酸作为塔顶馏
出物而分离出来，使苯酐得到进一步提纯，塔底产物为苯酐。

塔底苯酐进入第二个精
馏塔，在热虹吸式再沸器和重力及真空作用下回流循环纯化，脱除重组分杂志后，苯
酐从塔顶流出。

2.3.4制苯酐的反应式
邻二甲苯的主反应为：
CH 3
3O 2
CH 3
CO
CO O 3H 2O +++1301 kJ/mol
邻二甲苯氧化的副反应
:
CH3
7 1/2O2 CH3CH
CH CO
CO
O
++4H
2
O+4CO2+3176kJ/mol
CH3
10 1/2O2
CH3
8CO2+5H2O+1573kJ/mol
+
CH3
6 1/2O2
CH3
8CO+5H2O
+
第三章物料衡算
3.1总物料衡算
一直没年产苯酐3000吨，则每小时产量为（每年生产300天每天24小时，以100mol
进料为基准）：
3000×1000／（300×24）=416.67㎏／h
预计粗苯酐在冷凝精制过程中的损耗量为1.04%和5%。

则反应器出口中粗苯酐的实际产
量：
416.67／（1-1.04%-5%）=443.45㎏／h
实际产量与基准的比值：731.30×1000／148.12×0.615=4868.06
3.2反应器内的物料衡算
已知出口气中的氮气的量为76.12mol 则氧气的量为76.12×21／79=20.23mol
绝干空气的流量为：76.12+20.23=96.35mol
又有H=湿空气中的水／是空气中绝干空气质
ρ=0.6,27℃时，错误！未找到引用源。

=3.567KPa,故
H=0.622×0.6×3.567／（101.325-0.6×3.567）=0.0134
湿空气中水量为：错误！未找到引用源。

=96.35×28.86×0.0134／
18=2.07mol
CH 3
3O 2
CH 3
CO CO O 3H 2O +++1301 kJ/mol 0.165 1.845 0.615 1.845
CH 3
7 1/2O 2
CH 3CH CH CO
CO O ++4H 2O+4CO 2+3176kJ/mol 0.0618 0.4635 0.0618 0.2472 0.2472 CH 3
CH 3+3O 2
COO H +CO 2+2H 2O
0.0108 0.0324 0.0108 0.0108 0.0216
CH 3
CH 3+2O 2CH 2C O O +2H 2O
0.084 0.0168 0.0084 0.0168
有以上四式可得不完全燃烧所得错误！未找到引用源。

的含量为0.522mol ，得
CH 3CH 3,完全燃烧的错误！未找到引用源。

的量为：0.522-0.258=0.264mol 。

完全燃烧式有：
CH3
10 1/2O2
CH3
8CO2+5H2O+1573kJ/mol
+
0.033 0.3465 0.264 0.165
上式中总水量为:1.845+0.2472+0.0216+0.0168+0.0165=2.2956mol
总氧气:1.845+0.4635+0.0324+0.0168+0.3465=2.7042mol
据反应式(a)：
CH3
CH3
+
13
2O28CO+5H
2
O
1／8X 13／16 X X 5／8 X
以反应器进出口中错误！未找到引用源。

、CO、错误！未找到引用源。

O的量衡量：
100-（76.12+0.522+0.615+0.0618+0.0108+0.0084）
=2.2956+5/8X+X+20.23-2.7042-13/16X+2.07
解得X=0.948mol
反应器出口产物中错误！未找到引用源。

O含量：2.2956+5/8×0.948+2.07=4.968mol 错误！未找到引用源。

的含量：20.23-2.7042-13/16×0.948=16.756mol
反应式（a）中邻二甲苯消耗量为：X/8=0.1185mol
则反应器中邻二甲苯的消耗总量为：
0.1185+0.615+0.0618+0.0108+0.0084+0.033=0.8475
则空邻比=空气质量/邻二甲苯=（76.12×28+20.23×32+2.07×18）/（0.8475×106.12）
=31.31
反应器内衡算结果表：
3.3热熔冷凝器的物料衡算
3.3.1对苯酐：logPs=A-B/t+C=7.97346-2862.02/t+276.799
当t=60℃时，Ps=0.299Kp
当t=40℃时，Ps’=0.08695Kp
入口：Ps1=1.3×760×0.615%=6.046Kp
则甲苯酐的未冷凝量：0.299÷6.046=0.0304mol/h
冷凝率：（6.046-0.299）/6.046×100%=95.05%
3.3.2对顺酐
入口：Ps2=1.3×760×0.618%=0.611KPa
差蒸汽表得：t=60℃ Ps2=4.3KPa
t=40℃ Ps2’=0.2KPa
3.3.3对苯甲酸
入口：Ps3=1.3×760×0.0108%=0.107KPa
由安托尼公式有：LogPs=7.88316-2130.59/t+172.086得
当t=60℃ Ps3=0.079KPa
当t=40℃ Ps3’=0.012KPa
3.3.4对酚酞
入口：Ps4=1.3×760×0.008%=0.083KPa
由安托尼公式有：
当t=60℃ Ps4=0.095KPa
当t=40℃ Ps4’=0.017KPa
3.3.5对水
入口分压：Ps5=1.3×760×4.958%=6.5246KPa
由饱和水蒸汽表有：
当t=60℃ Ps5=19.94KPa
当t=40℃ Ps5’=7.381KPa
分析可知，在热熔冷凝器中，只有苯酐和苯甲酸部分冷凝，则其他的为冷凝量为：苯酐的冷凝量：0.0304mol/h
苯甲酸的冷凝量为：0.079÷0.107×0.0108=0.00797mol/h
3.4薄壁冷凝器物料衡算
从热熔冷凝器出来的气体再经薄壁冷凝器进行冷凝，其冷凝也是部分冷凝3.4.1苯酐的未冷凝量：（0.087/6.046）×0.0303=0.00044mol/h
3.4.2顺酐的未冷凝量：（0.2/0.611）×0.0618=0.0202mol/h
3.4.3苯甲酸未冷凝量：（0.012/0.107）×0.00797=0.00089mol/h
3.4.4苯酞的未冷凝量：（0.017/0.083）×0.0084=0.0017mol/h
水蒸气和其他气体不冷凝，则薄壁冷凝器出口组成为：
第四章热量衡算
4.1对空气预热及邻二甲苯混合过程进行衡算：
邻二甲苯由27℃时的液态到145℃的气态，必须先在常压、144.411℃下气化，在升温到145℃。

4.1.1邻二甲苯各个过程的焓变为：
△错误！未找到引用源。

=n错误！未找到引用源。

=0.8475错误！未找到引用源。

dT=20780.54J
Hv=0.8475×41.84=35.4594KJ
△错误！未找到引用源。

=n错误！未找到引用源。

=0.8475错误！未找到引用源。

dT =31.83J
则△错误！未找到引用源。

=△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

△错误！未找到引用源。

=20780.54+35.4594+31.83=56271.77J
4.1.2空气在400K时：Cp=29.32J／mol·K
在500K时：Cp=29.45J／mol·K
出口气体温度为418.15K，则错误！未找到引用源。

=29.36J／mol·K
△错误！未找到引用源。

=n错误！未找到引用源。

(错误！未找到引用源。

)=96.354×29.36×（145-T）
△错误！未找到引用源。

=m（错误！未找到引用源。

-错误！未找到引用源。

）=2.07×18×（2740-错误！未找到引用源。

）=37.26×（2740-错误！未找到引用源。

）
设预热后温度为160℃，即433.15K，则错误！未找到引用源。

=2758.11 J／Kg
△错误！未找到引用源。

=37.26×（2740.3-2758.11）=-663.61J
由△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

=0得：5627.1+2827.99×（145-T）-663.61=0
可设T=164.44℃，即为预热器的出口温度。

因为实际产量是基准数的4868.06倍，所以：
错误！未找到引用源。

=56271.77×4868.06=2.739×108J
4.2混合后预热的热量衡算：
由Q=△H=∑错误！未找到引用源。

△Ti可得对于邻二甲苯：
△错误！未找到引用源。

=n∫错误！未找到引用源。

dT=0.8475错误！未找到引用源。

dT
=666.60J
对于空气：错误！未找到引用源。

△错误！未找到引用源。

=n错误！未找到引用源。

(错误！未找到引用源。

)=96.354×
29.36×（160-145）=42434.3J
对于水蒸气：△错误！未找到引用源。

（g）=n（错误！未找到引用源。

-错误！未找到引用源。

）=37.26×（2758.1-2740.3）=663.23J
Q=△H=△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

=43764.13
错误！未找到引用源。

=3764.13×8028.3=3.022×错误！未找到引用源。

J
4.3反应器的热量衡算
由于各物质的参数只有标准状态下的值，而根据过程的焓变与途径无关，仅与始末状态有关，所以对反应器内的热量衡算建立如下过程：
则△H=△H1+△H2+△H3
△H1=△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

=n错误！未找到引用源。

+n错误！未找到引用源。

△T+错误！未找到引用源。

△T
=0.8475×错误！未找到引用源。

Dt+96.354×29.28×（25-160）+2.07×33.76×（25-160）=-22914.10-38068.09-9378.34
=-4.13×错误！未找到引用源。

J
根据公式△错误！未找到引用源。

=错误！未找到引用源。

Mi(△H错误！未找到引用源。

)i- 错误！未找到引用源。

Ui(△H错误！未找到引用源。

)i
在恒温条件下进行反应，由公式（1）-（6）可得：
△错误！未找到引用源。

=0.615×（-110.1）×4.186+0.615×（-285.9）-0.615×4.54×4.186=822.6KJ
△错误！未找到引用源。

=0.0618×（-112.43）×4.186+4×0.0618×（-285.9）-0.0618×（-94.05）×4.186-0.0618×4.54×4.186=-198.3KJ
△错误！未找到引用源。

=0.0108×（-69.36）×4.186+0.0108×（-94.05）×4.186+2×0.0108×（-285.9）-0.0108×4.54×4.186=-13.75KJ
△错误！未找到引用源。

=0.0084×（-26.42）×4.186+2×0.0084×（-285.9）-0.0084×4.54×4.186=-5.912KJ
△错误！未找到引用源。

=0.264×（-94.05）×4.186+5×0.033×（-285.9）-0.033×
4.54×4.186=-151.78KJ
△错误！未找到引用源。

=0.943×（-26.42）×4.186+5×0.1119×（-285.9）-0.1119×4.54×4.186=-275.1KJ
则第二个过程中反应所消耗的能量为：
△H2=△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

=-1467.46KJ
再根据公式：△H3=∑Ui△Hi对于各组分的△H2计算如下：
氮气：△H1=76.12×29.38×（370-25）/1000=771.56KJ
氧气：△H2=16.764×29.64×（370-25）/1000=171.43KJ
水（g）：△H3=4.954×33.83×（370-25）/1000=57.85KJ
二氧化碳：△H4=0.522×40.47×（370-25）/1000=7.29KJ
一氧化碳：△H5=0.943×29.5×（370-25）/1000=9.6KJ
苯酐：△H6=（0.615×29.2+52.4）/2×4.186×（370-25）/1000=36.24KJ
顺酐：△H7=0.0608×（27+531）/2×4.186×（370-25）/1000=3.61KJ
苯甲酸：△H8=0.0108×（27+531）/2×4.186×（370-25）/1000=0.622KJ
苯酞：△H9=0.0084×（29.2+55.89）/2×4.186×（370-25）/1000=0.52KJ
△H3=∑△Hi=1058.7KJ
Q=△H=△H1+△H2+△H3=-821.86KJ
错误！未找到引用源。

=821.86KJ×4868.06=4.0×错误！未找到引用源。

KJ
4.4换热器的热量衡算
Q=△错误！未找到引用源。

=∑△Hi
对于各种组分△Hi=错误！未找到引用源。

△T
氮气△H1=29.28×76.12×（145-200）/1000=-122.58KJ
氧气△H2=29.28×17.746×（145-200）/1000=-27.82KJ
水△H3=34.16×4.954×（145-200）/1000=-9.45KJ
二氧化碳△H4=39.65×0.522×（145-200）/1000=-1.143KJ
一氧化碳△H5=29.38×0.943×（145-200）/1000=-1.52KJ
苯酐△H6=40.7×0.615×（145-200）/1000=-1.38KJ
顺酐△H7=37.4×0.0618×（145-200）/1000=-0.127KJ
苯甲酸△H8=40.2×0.0108×（145-200）/1000=-0.02397KJ
苯酐△H9=42.5×0.084×（145-200）/1000=-0.1964KJ
Q=∑△Hi=-164.02KJ
错误！未找到引用源。

=-164.02×8028.3=-1.137×错误！未找到引用源。

KJ
4.5热熔冷凝器的热量衡算
热熔冷凝器进口与出口组成如下表：
热熔冷凝器的冷凝过程示意图：
对于过程Ⅰ：△Hi=错误！未找到引用源。

△T （△T=85℃）
氮气 △H1=29.12×76.12×（60-145）/1000=-188.995KJ 氧气 △H2=29.66×16.764×（60-145）/1000=-42.264KJ 水 △H3=33.85×4.954×（60-145）/1000=-14.254KJ 二氧化碳 △H4=38.72×0.522×（60-145）/1000=-1.72KJ 一氧化碳 △H5=29.29×0.943×（145-200）/1000=-2.348KJ 苯酐 △H6=36.1×0.0303×4.186×（145-200）/1000=-0.389KJ 顺酐 △H7=30.6×0.084×（145-200）/1000=-0.1964KJ 苯甲酸 △H8=35.3×0.00797×（145-200）/1000=-0.1KJ 苯酞 △H9=36.9×0.0084×（145-200）/1000=-0.11KJ △错误！未找到引用源。

=∑△Hi=250.372KJ
对于过程二： 苯酐：
△Hv=【0.5874×39×（131-145）+0.5874×（-21.6）×错误！未找到引用源。

+0.5874×35.8（60-131）】×4.186/1000 =59.41KJ 苯甲酸：△Hv ’=【0.0283×35.1×（60-145）+0.0283×（-164）×122.12】×4.186/1000 故△错误！未找到引用源。

=△Hv+△Hv ’=59.41-0.273=-59.683KJ
所以 Q=△错误！未找到引用源。

+△错误！未找到引用源。

=310.055KJ
错误！未找到引用源。

=（-310.055）×8028.3=-2.489×错误！未找到引用源。

KJ 热量衡算表：
第五章设备选型计算
5.1鼓风机的选型
物料衡算得空气进料量为482.525Kmol/h
于是体积衡算错误！未找到引用源。

=482.525×0.0206×298.15×60=196.759错误！未找到引用源。

/min
出口风压定为1.8atm，同时考虑到由于空邻比的变化及生产参数的活动性，体积流量有一个比较适宜的多余量。

综上所述，选择离心鼓风机的型号为C260-1.8型
5.2空气预热器
进口温度为27℃，出口温度为160℃。

用蒸汽加热，查《化工原理》温度为174.5℃，汽化热为486.8cal/kg
错误！未找到引用源。

=错误！未找到引用源。

=错误！未找到引用源。

=57.3355℃
由K=40kal/(错误！未找到引用源。

)知热负荷Q=440245.3427kal/h,传热面积A=错误！未找到引用源。

=191.96错误！未找到引用源。

,进过圆整知传热面积为200错误！未找到引用源。

.
查《化工原理》上得空气预热器的型号标准为G800VZ-25-200
5.3一冷器
管内反应气：372℃-200℃
管内冷却水：130℃-174.5℃
错误！未找到引用源。

=错误！未找到引用源。

=96.21℃
热负荷Q=627912.783kal/h,传热面积A=错误！未找到引用源。

=203.95错误！未找到引用源。

，查标准系列为G800Ⅱ-16-226
5.4二冷管
管程：200℃-145℃
壳程：130℃-138℃
错误！未找到引用源。

=错误！未找到引用源。

=27.3606℃
热负荷Q=195235.5797kal/h,传热面积A=错误！未找到引用源。

=272.989错误！未找到引用源。

，查标准系列为G800Ⅱ-16-225
5.5混合预热器
混合气：142.12℃-170℃
蒸汽绝压：174.5℃-174.5℃
错误！未找到引用源。

=错误！未找到引用源。

=27.3606℃，现场数据K=32kal/(错误！未找到引用源。

)
热负荷Q=195235.5797kal/h,传热面积A=错误！未找到引用源。

=272.989错误！未找到引用源。

，查标准系列为G800Ⅱ-16-225
5.6热熔冷凝器
仅校核冷凝时的温度：145℃-65℃ 65℃-60℃
错误！未找到引用源。

=错误！未找到引用源。

=27.3606℃，K=6kal/(错误！未找到引用源。

)，热负荷Q=342.258kal/h,传热面积A=错误！未找到引用源。

=2108.76错误！未找到引用源。

，因在设计中，只有两台热熔冷凝器并联同时工作，并选用翅片双面式的，
所以单台的换热面积F=错误！未找到引用源。

=1054.38错误！未找到引用源。

，查系列表准得错误！未找到引用源。

热3-1 F=1520错误！未找到引用源。

5.7薄壁冷凝器
由于采用大气自然冷却，故可以根据标准的设备选择面型为错误！未找到引用源。

热4-12600-7800
第六章安全节能
6.1安全要求
6.1.1．采光要好，尽量避光操作，高大设备避免靠窗挡光。

6.1.2．通风要好，高温、有毒、易燃、易爆车间尽可能取敞开式，以利通风散热。

机械通风效果要好。

6.1.3．有毒物质设备放置下风，操作位置应在上风。

剧毒设备要隔离操作，单独排风。

6.1.4．防爆车间尽可能采用单层厂房，避免车间有死角，多层的楼板要有泄压孔，设计防火、防爆墙，设计双斗门，门窗朝外开。

二楼以上考虑紧急疏散措施，考虑消防措施及设备。

6.1.5．设备布置尽量和工艺流程一致，避免交叉往返运料；尽量采用位差送料，一般从高层到低层布置为计量槽、应设备、槽、重型设备和震动设备。

6.1.6．相互有联系的设备尽量靠近，但要考虑操作、行人通道、送料及半成品堆放等空地。

6.1.7．相同、相似设备尽可能对称集中，以利操作管理及水、电、气等供应。

6.1.8．考虑进出料、取样、观察等方便。

6.2 节能建议
降低生产成本和提高产品质量主要从以下着手：
6.2.1选择合理催化剂、合理设计反应器系统，以提高反应产物中苯酐收率，降低副反应产物生成。

6.2.2选择合理切换冷凝器、合理设计切换冷凝器切换周期、合理设计冷热油系统，
以提高反应气体中苯酐的回收率。

6.2.3合理选择粗苯酐热处理温度、停留时间和化学品的加入，合理设计脱轻组分
塔和产品精馏塔，进一步回收残渣中苯酐以提高精馏收率，提高产品质量。

6.2.4根据工厂具体情况合理的选择副产蒸汽的等级；在可能的情况下，提高副产
高品位蒸汽，降低生产成本；使反应热副产的蒸汽得到充分利用。

第七章结束语
四年的大学生活即将结束，在这四年里，我学到了不少新知识和做人的道理，这里
面包含着所有老师的辛勤培育和谆谆教诲，也有同学们的热心帮助。

在这里，我向所有
关心和帮助过我的老师和同学们表示最衷心的感谢！本次毕业设计得到了湘潭大学化工
学院莫剑涛老师的指导，对此表示衷心地感谢。

最后，感谢四年期间给予我谆谆教导，为我打下坚实化学功底的所有化工学院的老
师们，你们为我树立了做学问和做人的榜样，将使我终生受益。

参考文献：
[1]《化工设计》，化学工业出版社，王静康
[2]《化学过程及设备设计》，化学工业出版社，涂伟平等
[3]《化学工程制图》，化学工业出版社，1994
[4]《苯酐生产方法》，维普资讯，余青译
[5]《实用化学手册》编写组.实用化学手册[M]. 北京: 科学出版社, 2001.。