反应器设计毕业设计(论文)

2.3 反应器的设计计算
反应器的机械设计遵照AS1210（无明火压力容器）标准。

反应器将由低合
金铬钢制成，用矿渣棉保温，由圆柱裙座和水泥地基支撑。

2.3.1 列管数的计算
本设计采用的列管规格为 3.5mm 32 φ，长度为3米，催化剂堆积高度为2.8
米，催化剂的类型为:五氧化二钒和二氧化钛,载体为6mm 瓷球，支撑方式为金属丝网和夹环[18]。

根据《化工设计项目设计手册》可知，类列管的烃负荷为340g/（管*h ）。

根据物料衡算可知烃进料为6622Kg/h
则所需的列管数为：6622/0.34=19476.5根
即需要列管19480
列管以正三角形排列,管心距为40mm
根据公式： N T =3a(a+1)+1
N T ----排列在六边形内的列管数
a------六边形的层数
设 a=78 N T =3×78×(78＋1)＋1=18487
设每个弓形排列列管数为172根，则弓形部分列管排列数为： 172×6=1032
根；
总计：18487+1032=19519根，但因为反应器中间部位的三圈管子作为支撑，
并不进行反应，所以在进行排列时要减去这三圈管数，因为N T =3a(a+1)+1，所以三圈管子的数量为37根。

则实际的排列的管数为17941-37=17904根。

2.3.2．塔径的计算：
六边形对角线： L=78×2×40=6.24m
则反应器的直径D L =L+d 0=6.24+0.032=6.272m (d 0为列管外管径)
根据公式Di=D L +2b 3计算反应器内径
因为b 3≥0.25d 0 0.25d 0=0.25×32=8mm
所以b 3=10mm
则反应器内径Di=D L +2b 3=6.272+20=6292mm=6.292m 所以Di 取6.5m
2.3.3管程压力降的计算：
反应器的质量流量[13,16]： h m kg G ./43.72734025.019482106.9522224
=⨯⨯⨯=π
流体的热导率： l h m kal f ../0447.0=λ
黏度： cp
033.0=μ()
pa cp 3101－= 密度： 3/77.0m kg f =ρ
质量流量： s m Kg h m kg G ⋅==22/02.2/43.7273
床层的空隙率： 0.405
管程压力降为：
()g d G G d L P p p ρεεμε3175.11150－－⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=∆ ()9.810.536 2.02405.0405.0－102.275.161034.3405.0－1150335⨯⨯⨯⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯+⨯⨯⨯=∆-P
KPa P 15.6=∆
2.3.4 反应器壁厚的计算：
苯酐和顺酐蒸汽对于大多数钢而言腐蚀性不强，平均腐蚀速度通常小于
0.05mm/s ，而冷却盐在高温下具有强氧化性，因此需要相当含量的铬组分以提高抗腐蚀性，铬组分的添加同时改善了高温下的机械性能，所以需用不锈钢316型，年腐蚀速度低，在430℃时许用应力为MPa 109[16]
由《化工机械基础》)查得壁厚的公式：
[]c p D P t i c +=
－ϕσδ2 式中：
c P —计算压力，
MPa P c 2.2=（根据《化工设计项目设计手册》） i D —塔内径，mm D i 6500=
[]t σ—许用应力，[]MPa t
109=σ ϕ—焊接接头系数，0.1=ϕ C —腐蚀量，2=C
∴3.12
.2－0.1109265002.2+⨯⨯⨯=δ mm 57.67=δ
圆整后，mm 68=δ
2.3.5 封头的计算：
标准椭圆封头的最小壁厚
[]Pc
PD t 5.02－ϕσδ= mm 68=δ 封头的曲面深度4D h =4
6500=mm 1625= 直边高度mm h 500=
裙座上开人孔直径为mm 500 ，人孔2个
裙座高2.3m 校核：当δ
4mPD ＜[]t σϕ时，符合强度要求 δ4mPD =68
465002.22⨯⨯⨯=105.15MPa 所以δ
4mPD ＜[]t σϕ 符合强度要求 2.3.6 反应器的高度的计算
筒体高度为m 3，封头的曲面深度为1.625m ，直边高度为50mm,裙座高2.3m ，
反应物料的进出口开在器壁，故器壁部分列管上下各留出1.5米。

则 m Hi 625.7625.125.13=+⨯+=
所以反应器总高度H 总=7.625+2.3=9.925 取H 总=10m
筒体高度m H 0.625.13.0=⨯+=
2.3.7开孔补强的计算：
由《化工项目设计训练》得：
0.450.318.41opt w D p
= ① 反应器进口质量流量69522kg/h ，密度为3/04.1m kg
D opt =8.41× 695220.45 ÷1.040.31=1254.5mm
其中，w kg/h p kg/m opt D 3
为管径；为质量流量，；为液体密度，
选择了高于最佳值得最接近标准尺寸。

因此，对于反应器气体进料，指定了
1500mm 的管口尺寸[18]。

② 反应器出口质量流量69038.044kg /h ，密度为3/85.0m kg
D opt =8.41× 69038.0440.45÷0.850.31=1331.27mm
由于管子得结构材料比普通碳钢贵得多，所以选择了低于最佳值得最接近标
准尺寸。

因此，对于反应器气体进料，指定了1000mm 的管口尺寸。

③ 熔盐进口质量流量3.82×106密度为3/1856m kg
D opt =8.41×3820000 0.45÷18560.31=747.25mm
由于管子得结构材料比普通碳钢贵得多，所以选择了低于最佳值得最接近标
准尺寸。

因此，对于反应器气体进料，指定了1400mm 的管口尺寸。

④ 熔盐出口质量流量 16.02×106 密度为3/1846m kg
D opt =8.41×16020000 0.45÷18460.31=746.37mm
由于管子得结构材料比普通碳钢贵得多，所以选择了低于最佳值得最接近标
准尺寸。

因此，对于反应器气体进料，指定了1400mm 的管口尺寸。

2）.由《化工项目设计训练》得补强由经验公式：
s r Dt A =
式中：
r A —在某投影面的补强面积，2mm
D —孔径加上两倍的腐蚀余度，mm
s t —外壳厚度，mm
反应器气体进料口和产物出口的补强面积为：
Ar=(1500+4) ×61=91744mm 2
熔盐管口补强： Ar=(1000+4) ×61=61244mm 2
人口补强： ()250046130744r A mm =+⨯=
2.3.8 各个重量的计算：
1）.塔体重量：
由《化工容器及设备简明手册》可以查得筒体每米的质量
()kg DN G 11078506⨯⨯⨯+⨯=－δδπ=9865.05
椭圆型封头的每米重量为4641.95kg
塔体的重量G 1=6.775×105
2）.内件质量：
①管子重量：
共有管子19482根，2个管板，由《化工容器及设备简明手册》查得，管子
每米质量kg 46.2
管子重量：3×2.46×19482×9.81=1.41×106N
②管板重量：
由《化工容器及设备简明手册》查得，每平方米管板质量是kg 0.785 管板的重量：25785.029.81 5.8 4.07104N π⨯⨯⨯⨯
=⨯ ③角钢量：
用100×100的不锈钢热轧等边角钢，每米质量为kg 1.15，所以角钢量为：
6.5×15.1×3×9.81=2.889×103N
∴内件总重量： G 2=1.41×106 ＋4.07 ×105＋2.889×103= 1.8199×106
3）.保温层重量：
保温层最佳厚度为mm 150，即m p 15.0=δ
保温材料比重为3/2943m N =γ ∴保温的重量()()22302224i n p i n G D D H πδδδγ⎡⎤=+++⎢⎥⎣⎦
－ =0.785×[﹙6.5+2×0.061+2×0.15﹚2—﹙6.5+2×0.061﹚2] ×6×2943=56322.17N
4）.平台及扶梯重量：
其中需要两个扶台，每个平台宽度m B 9.0=，高度m 1，平台质量
2/150m kg q p =，开式的扶梯高度9H m =，单位质量m kg q f /20=，
由《化工容器及设备简明手册》得，
()()22412222242
i n s i n s f f f G D B D nq q H g πδδδδ⎡⎤=+++-+++⨯⎢⎥⎣⎦=0.785×［（6.5+2×0.061+2×0.051+2×0.9）2—（6.5+2×0.061+2×0.15）2］×0.5×2×
150×9.81+20×9×9.81=3.43×104
5）.物料重量：
封头容积： 312.78m
筒体容积： 0.785d 2×6=0.785×6.52×6=198.99m 3
① 催化剂重量：每个管子的催化剂的量kg 34.0，共有19482根，催化剂
的总重量为：19482×0.34×9.81=6.50×104 N
② 气体重量：
密度为3/04.1m kg =ρ
气体重量： ρvg=1.04×（12.78×2+198.99）×9.81=2290.95N
③ 熔盐重量：
熔盐的体积：0.785× d 2×3=0.785×6.52×3=99.50
熔盐的密度： 3/1856m kg =ρ
熔盐的重量：ρvg=1856×9.81×99.50=1.812×106
∴操作时物料重量： G5=6.50×104 +2290.95+1.812×106
=1.879×106N
6).附件重量：
由《化工容器及设备简明手册》查得：
G 6=0.25G 1=0.25×6.775×105=1.694×105
7).充水重量：
由《化工容器及设备简明手册》查得：
g V g H D G w f w i ρρπ
24027+=
20.785 5.8610009.81212.7810009.81=⨯⨯⨯⨯+⨯⨯⨯
=2.203 ∴根据以上的计算结果可以求出
操作重量： G 0=G 1＋G 2＋G 3＋G 4＋G 5＋G 6=4.64×106
水压减弱重量： G max = G 1＋G 2＋G 3＋G 4＋G 5＋G 6 ＋G 7＝6.843×106
安全重量： Gmin =G 1 ＋0.2G 2＋G 3＋G 4 ＋G 6 =1.302×106
2.3.9 2.6.4 换热面的校核:
反应温度为：370℃-430℃，熔盐温度为370℃-385℃
床层温度为：385℃
传热系数为550 kJ/(m 2·h ·K)
()()
℃5.32370
385370
430ln 370385370430=-----=∆m t 需要传热面积为：27
需448.41945.3255010494.7m t K Q A m =⨯⨯=∆⋅=
实际传热面积为
：2实80.51998.2032.014.318482m l d n A t =⨯⨯⨯==π
因为需实＞A A ，所以能够满足换热要求。

2.3.10. 压力的校核：
1）管程压力校核：
管程的压力分三个部分：催化剂床层，丝网和支撑，出入口的损失
①通过催化剂床层的压降： 3150(1)1
( 1.75)g P G
G L Dp Dr εμεερ∆--=+
其中：405.0=ε s MPa ⋅⨯=-51034.3μ
mm Dp 0.6= G=6.5×104kg ／m 2·s 3/77.0m kg =ρ
3L m ==床层高度
4.21P KPa ∆=
②丝网和支撑及出入口的损失的压降：
KPa P 3.02=∆ KPa P 1.03=∆
③管程总压降 123 4.61P P P P KPa ∆=∆+∆+∆=
反应器的出入口的压力分别为：200和220Kpa
实际压降为：KPa P 20200220=-=∆
因为P P ∆∆〉实，所以管程压力降符合要求。

2.3.11. 反应器床层温度分布的计算：
采用一维模型法，认为反应器近似于平推流反应器。

① 立关键组分摩尔分率，温度，压力随管长的变化的微分方程式。

1()1108.7/O X A K kj mol
-→→+苯酐②
22()4620.3/O X A K CO kj mol -→→+ 211O A P P K r = )873.19/13500ex p(+-=t K t
222O A P P K r = )970.18/14300ex p(+-=t K t
其中，P 为atm 计算。

（2）.催化剂为252TiO V O -催化剂，活性组分极薄，可以忽略内扩散的影响。

其堆密度为3/1730m kg b =ρ，催化剂床层内气体的表观质量流速为s m kg h m kg G ⋅=⋅=22/984.0/58.3544。

气相主体和颗粒表面间的传递力也可以忽略不计。

操作压力（入口）atm P 12.2=，反应管内径mm d t 25=，熔盐平均温度650.5K 作为定性温度Ta,)/(45.12502K h m kcal K ⋅⋅=..反应气体的K kg kj K kg kcal C p ⋅=⋅=/046.1/25.0，平均分子量为30.295，3/8498.0m kg =ρ
70.0=ε 01656.00=A y 20209.02
=O y （3）.设PA 收率为B y ，CO,CO 2的总收率为c y ，床层温度为b T ，床层压力降P 作为状态变量。

取床层高度Z 作为自变量，则一维平推流数学模型如下：
s m mol G ⋅=2/83.29 B b B A r dz dy Gy ρ=⋅/0 ① C b c A r dz dy Gy ρ=⋅/0 ② 4/))(()()(/2
21,de T T K d H r H r dz dT GC a b e c b B b b m P ππρρ--∆-+∆-=⋅ ③
苯酐生成速率：211O A B P P K r r ==
氧气进口摩尔分率为：2O y 可视为常量。

)1(0C B A A y y Py P --=
所以，)1(2201C B O A B y y y y P K r --=
)1(2202222C B O A O A C y y y y P K P P K r r --===
带入已知数据得：
)1)(/13500873.19ex p(C B y y t m ---=
)1)(/14300970.18ex p(C B y y t n ---=
m dz dy B 8851.0/= ④ n dz dy C 8851.0/= ⑤ )15.644(31.613.1230581.357/-⨯-+=b b T n m dz dT ⑥ 考虑床层压降的影响：
由Ergun 方程式计算（不考虑压头效应）整理得：
]75.1)//()1(150[)1(//32+-⋅-=-μεεεG d PM d RT G d d s s z P
即P T d d z P /0000728.0/-= ⑦ 对由④、⑤、⑥、⑦组成的微分方程进行计算。

已知初始数据为：0=z 0=B y 0=C y
计算结果见表：
表11 床层温度分布
床层高度Z(m) 床层温度T b (K) 床层压力P(kPa) 0.1 633.918 200 0.2 639.750 219.429 0.3 644.274 218.857 0.4 647.793 218.285 0.5 650.436 217.714 0.6 652.244 217.143
0.7 653.227 216.571 0.8 653.410 216.108
0.9 652.869 215.429
1.0 651.739 214.857 1.1 650.198 214.286 1.2 648.439 213.714 1.3 646.629 213.143 1.4 644.893 21
2.571 1.5 64
3.306 212.108 1.6 641.902 211.429 1.7 640.686 210.857 1.8 639.644 210.286
1.9 638.754 209.714
2.0 637.993 209.142 2.1 637.337 208.571 2.2 636.768 207.992 2.3 636.267 207.428 2.4 635.822 206.857 2.5 635.422 206.285 2.6 635.059 205.714 2.7 634.727 205.143 2.8 634.420 204.571
2.9 634.135 20
3.993
3.0 633.868 203.428
0.1 633.918 200 0.2 639.750 219.429 0.3 644.274 218.857 0.4 647.793 218.285
0.5 650.436 217.714 0.6 652.244 217.143 0.7 653.227 216.571 0.8 653.410 216.108
0.9 652.869 215.429
1.0 651.739 214.857 1.1 650.198 214.286 1.2 648.439 213.714 1.3 646.629 213.143 1.4 644.893 21
2.571 1.5 64
3.306 212.108 1.6 641.902 211.429 1.7 640.686 210.857 1.8 639.644 210.286
1.9 638.754 209.714
2.0 637.993 209.142 2.1 637.337 208.571 2.2 636.768 207.992 2.3 636.267 207.428 2.4 635.822 206.857 2.5 635.422 206.285 2.6 635.059 205.714 2.7 634.727 205.143 2.8 634.420 204.571
2.9 634.135 20
3.993
3.0 633.868 203.428
2.4 辅助设备的计算及选型: 2.4.1 空气预热器
Q=252.54×36347=9.18×106kJ=9180kw 换热系数℃./2002m w u =,根据2
12
1m t t ln t t t ∆∆∆-∆=
∆得出对数平均温差℃5.72 换热面积A 。

=Q ／uT=9180／0.2×72.5=663.1
根据以上计算结果由《化工容器及设备简明手册》查得，设备规格为直径
φ19×2，长度L 为4500mm ，公称直径DN 为1200mm ，管程为6。

2.4.2 邻二甲苯预热器
Q=〔42.62+72.765〕×36347=4.194×106kJ=4194Kw
换热系数℃./5002m w u =,根据2
12
1m t t ln t t t ∆∆∆-∆=
∆得出对数平均温差℃5.72 换热面积： Q ／ut=4194／(0.5×72.5)=115.7m 2
根据以上计算结果由《化工容器及设备简明手册》查得设备规格为直径
φ25×2.5，长度L 为4500mm ，公称直径DN 为700mm ，管程为4。

2.4.3.气体冷却器
热负荷：Q=1.384×107kJ=13820KW 由《化工项目设计训练》得换热系数
℃./5002m w u =,根据
2
12
1m t t ln t t t ∆∆∆-∆=
∆得出对数平均温差℃51.75 换热面积：Q ／uT=13820／(0.5×75.51)=366.04m 2
根据以上计算结果由《化工容器及设备简明手册》第878页查得设备规格为直径φ19×2，长度L 为4500mm ，公称直径DN 为1000mm ，管程为4。

2.4.4.后冷器
热负荷： Q=4.86948×106KJ=4869.48KW
由《化工项目设计训练》得换热系数℃./5002m w u =,根据2
12
1m t t ln t t t ∆∆∆-∆=
∆得出对数平均温差℃70.95
换热面积： Q ／uT=4869.48／(0.5×95.70)=101.77m 2
根据以上计算结果由《化工容器及设备简明手册》查得设备规格为直径
φ19×2，长度L 为3000mm ，公称直径DN 为700mm ，管程为6。

2.4.5.切换冷凝器：
热负荷： Q=5578712kJ=5578.712kw
由《化工项目设计训练》得换热系数℃./5002m w u =，根据2
1
2
1m t t ln t t t ∆∆∆-∆=
∆得出对数平均温差℃74.74
换热面积： Q ／uT=5578.712／(0.5×74.74)=149.28m 2
根据以上计算结果由《化工容器及设备简明手册》第878页查得设备规格为直径φ19×2，长度L 为4500mm ，公称直径DN 为600mm ，管程为1。

2.4.6. 熔盐冷却器：
热负荷： Q=4.27×104×36347=1.552×109kJ=1.552×106kw 由《化工项目设计训练》得换热系数℃./5002m w u =,根据2
12
1m t t ln t t t ∆∆∆-∆=
∆得出对数平均温差℃93.387
换热面积： Q ／uT=1.552×106／(0.5×389.93)=7960.4m 2
根据以上计算结果由《化工容器及设备简明手册》第878页查得设备规格为直径φ25×2.5，长度L 为6000mm ，公称直径DN 为1600mm ，管程为6。

设备一览表：
表12 设备一览表
序号 位号
设备名称
标准及规格
材料
数量 1 X0103 空气过滤器 A 235Q 1 2 V0101 X O -储罐
A 235Q 1 3 X0105
消声器
A 235Q 4 P0101 X O -屏蔽泵 A 1R 0421102F --
A 235Q 2 5 X0102 出口消声器
A 235Q 1 6 E0102 X O -预热器 9221503HG -
A 235Q
1 7 E0101 空气预热器 A 235Q
1 8 C0101 空气鼓风机
1 9 X0101 X O -过滤器 A 235Q 1 10 X010
2 原料混合器 A 235Q 11 E010
3 蒸汽过热器 A 235Q
1
12 E0104 电加热器 A 235Q
1 13 P010
2 轴流泵
20
1 14 R0101 反应器 124000⨯φ
R 20
1 15 X0106 盐浴控制阀
16 E0105 熔盐换热器 924715T /JB -
10 1 17 V0102 熔盐储槽 10 1 18 V0103 汽包
A 235Q 1 19 E0106 气段冷却器 924715T /J
B - A 235Q 1 20 E0106 水段冷却器 924715T /JB -
A 235Q
1 21 E0201 热熔箱
10
6 22 P0201 热油泵 2150YS 250*- A 235Q 2 23
P0202
冷油泵
967YS 150*-
A 235Q
2
24 V0203 粗苯酐罐 20292215021HG --
A 235Q
1 25 E020
2 冷油换热器 9221503HG -
A 235Q 1 26 E0203 热油换热器 9221503HG - A 235Q 1 27 P0402 真空泵 01203
B E 2-
A 235Q 1 28 P0103 水泵 3155080IH -- A 235Q
2 29 P0204 耐酸泵 2005080HTB -- Ti 9Ni 18Gr 0 2 30 P0205 耐酸泵 2005080HTB -- Ti 9Ni 18Gr 0
2 31 E0401 粗苯酐加热器 9221503HG -
A 235Q 2 32 V0401 处理槽 741422J
B - A 235Q 1 33 V0106 软水罐 20592215021HG --
A 235Q 1 34
V0105
除氧水罐
A 235Q
1
表12（续） 设备一览表
序号
位号 设备名称
标准及规格
材料
数35 V0107 闪蒸罐 A 235Q 1 36 E0107 水预热器
A 235Q
1 37 T0201 吸收塔 150002200⨯φ A 235Q
1 38 V0404 缓冲罐 92215021HG - A 235Q 1 39 V0405 缓冲罐 92215021HG - A 235Q
2 40 P030
3 蒸汽喷射泵 01203B E 2-
A 235Q 1 41 T0301 轻塔 20000800⨯φ A 235Q 1 42 E0304 轻塔再沸器
9221503HG -
A 235Q
1 43 X0303 离心机
A 235Q 1 44 E0402 成品塔冷9221503HG -
A 235Q
1 45 V0301 苯酐储罐 924715T /JB - A 235Q
2 46 X040
3 切片机
A 235Q
3 47 X0401 捕集器 924715T /JB - A 235Q
1 48 P0403 引风机
49 X0404 旋风分离250CLK -
50 V0404 分相器 A 235Q 1 51
V0408
碱洗罐
A 235Q
1
52 E0405 热熔捕集924715T /JB - A 235Q 2 53 T0301 第一处理9221503HG -
A 235Q 1 54 T0302 第二处理9221503HG -
A 235Q 1 55 E0401 成品塔釜
A 235Q
1 56 P0301 酸泵 2005080HTB -- Ti
9Ni 18Gr 0
57 V0308 中和罐
A 235Q 1 58 V0309 放空罐
A 235Q
1 59 P030
2 粗苯酐泵 20025DHY -
Ti 9Ni 18Gr 0
1 60 V030
2 轻组分储
A 235Q
1 61 T040
2 成品塔 160001400⨯Φ A 235Q
1 62
P0401
成品泵
20025DHY -
Ti 9Ni 18Gr 0
1
2.5 非工艺设计条件 2.5.1 土建设计条件
1)室内地坪标高比室外地坪标高高出0.5米，如有特殊要求，另行提出。

2)室外主要操作去及通道设混凝土地坪，并考虑排水。

3)受腐蚀性介质作用的生产厂房，设备基础及场地应采取必要的防腐措施。

4)工段主要有毒有害气体为苯酐，但车间内有毒有害气体浓度较低。

5)室内楼板上的安装孔有盖板，如安装安全杆，则栏杆应为可拆卸的。

内楼板上的管孔有高度小于10米的堰。

7)土建设计条件由工艺流程图、平立面布置图、人员情况表、设备一览表、劳动保护条件和安装、运输要求所决定[19]。

2.5.2 车间人员一览表
表13 车间人员一览表
工种 一班
二班
三班
备员
管理人员
合计
预热岗位 2 2 2 2 1 9 反应岗位 3 3 3 3 1 13 冷凝岗位 3 3 3 3 1 13 仪表岗位
2
2
2
2
1
9
化验员 1 1 1 1 1 5 合计11 11 11 11 5 49 2.5.3 供电照明设计条件
1）.供电
生产特点、用电要求：
苯酐工业与其它化学工业一样，具有生产连续性强的特点，生产愈连续，愈稳定，各项经济指标愈好。

为满足用电负荷对供电质量和供电可靠性要求，保证正常生产及安全停车的要求，按上述苯酐生产特点，苯酐氧化工艺生产及对其服务的公用工程用电负荷属于重要负荷等级，故应设双回路电源线路供电，而检修与生活行政设施属一般负荷等级，可单回路电源线路供电。

连续进行的重要电机，在仪表室内安装电流表，并有运行指示和事故信号。

2）.照明
照明方式可分为：一般照明、分区照明、局部照明和混合照明。

照明种类可分为：正常照明、应急照明、值班照明、警卫照明和故障照明。

照明位置，地段：
⑴在原料，产物及中间产物储罐处，除正常的室外工作照明外，在管道的视镜或设备视镜及液面指示剂处设局部照明。

⑵为确保生产的连续性，在生产车间装设备用照明。

避雷要求：要求避雷，设置避雷针。

采用集中整体避雷。

2.5.4 仪表控制设计条件
1）.控制方式
采用指示仪表集中显示，集中自动化控制。

2）.车间平立面布置见图纸
3）.控制条件
根据物料衡算和热量衡算的结果，可以知道车间的工艺控制指标为：
表14 工艺控制指标
序号控制点名称单位控制范围测定方式
1 邻二甲苯流量kg/h 5354-5356 孔板流量计
2 邻二甲苯／空气1：18.4 流量计
3 空气预热温度℃300 热电偶
4 邻二甲苯预热温度℃300 热电偶
5 反应器预热温度℃420-460 热电偶
6 反应器熔盐温度℃370-385 热电偶
7 反应器入口温度℃370 热电偶
8 气体冷却器出口温度℃170 热电偶
9 热油温度℃60 热电偶
10 冷油温度℃45 热电偶
11 熔盐冷却水水位% 80 液位计2.5.5 采暖通风设计条件
1）.采暖方式
工业上采暖系统按蒸汽压力分为低压和高压两种，界限是0.07Mp，通常采用0.05-0.07Mp的低压蒸汽采暖系统。

还有的采用热风采暖系统，是将空气加热到一定的温度（70℃）送入车间，它除了采暖外还有通风的作用。

2）.采暖条件
采暖系统可分为热水采暖、蒸汽采暖和热风采暖三类。

o，高温时水温大于100℃。

热水采暖系统：低温时水温小于100C
蒸汽采暖系统：低压时小于70kp，高压时大于70kp。

热风采暖系统：集中送风系统（集中设置风机和加热器，通过风道向个房间各车间送暖风），暖风机系统（分散设置暖风机采暖）。

各车间机车间办公室，休息室和操作室一般采用0.05Mpa压力的蒸汽为采暖热媒，选用散热器采暖，采用集中采暖。

采暖温度为15℃。

3）.通风条件
车间通风的目的在于排除车间和厂房内余热，余湿，有害气体或蒸汽，粉尘等，使车间内作业地带的空气保持适宜的温度，湿度和卫生要求，以保证劳动者的正常环境卫生条件。

通风一般可采用自然通风和机械通风。

通风可分为自然通风和机械通风两类，机械通风又分为局部通风、全面通风和有毒气体的净化和高空排放。

邻苯二甲酸酐的个生产工段的有害气体主要是邻苯二甲酸酐的泄露气体，邻
苯二甲酸酐蒸汽是有毒气体，故厂房除采用自然通风，还要采用局部通风。

2.5.6 供汽设计条件
1）.供汽方式
苯酐生产连续性强，在苯酐厂的蒸汽用户中，除吹、堵等极少量的用户为临时性间断用气，以及在采暖地区，采暖季节所需的采暖用汽为季节性用汽外，其余用户都要求蒸汽压力、流量稳定，以达到生产的连续与稳定。

2）.供汽条件
表15 供汽条件
流程号设备名称压力（Mpa）流量（mol/s）温度（℃）备注
E101 o-x预热器 1 19.61 180 来自盐冷器
E102 空气预热器 1 36.03 180 来自盐冷器2.5.7 给排水设计条件
1）. 给排水设计条件
表16 给排水设计条件
流程号设备名称压力流量温度供水方式备注
E103 盐冷器 1 10.403 180 连续来自原料预热设备
E104 气体冷却器 1 117.611 70 连续来自盐冷器
E105 后冷器 1 23.002 25 连续
2).水质要求：
目前邻苯二甲酸酐的生对水质的要求不高，但还是应该十分重视，以减轻冷却水对换热器设备的腐蚀，减少结垢。

①生产冷却水水质为：PH为6.0-8.5，悬浮物小于50mg/L,硬度应满足水质的稳定要求。

②生产用水水温：生产用水微循环使用，根据不同工段的生产气体所用水的温度不同，确定个设备的用水温度。

2.5.8 分析化验设计条件
表17 分析化验设计条件
名称化验项目采样地点分析次数
原料成分邻二甲苯浓度原料罐2次／周
原料其成分邻二甲苯与空气的比反应器入口3次／天反应器成分邻二甲苯浓度反应器出口3次／周废气成分邻苯二甲酸酐的浓度废气出口3次／周产品成分邻苯二甲酸酐的浓度精馏塔出口1次／天。