年产10000吨碳酸二甲酯车间工艺设计

1引言近年来，美国已提出用DMC逐步替代MTBE作为汽油添加剂，碳酸二甲酯被我国列入国家九五重点开发的50个精细化工产品范围。碳酸二甲酯的发展将对我国的煤化工、甲醇化工起到巨大的推动作用。因此，该选题有很高的研究价值和商业价值[1]。本设计为甲醇氧化羰基化合成碳酸二甲酯（以下称为DMC）。碳酸二甲酯（DMC）这种用途广泛的有机产品，既可取代光气、硫酸二甲酯等剧毒试剂，也可凭借其独特的化学性质合成许多新的衍生产品。具有广阔的市场前景，并属于环保型绿色甲酯，受到国内外广泛关注。其可用于制备西维因苯、甲醚、氟派酸、环丙杀星、呋喃丹等多种农药、医药产品。还可用于制备光电子材料、粘合剂、润滑油、基衬等多种产品。碳酸二甲酯可作为无铅汽油添加剂，将其加入油品中可提高辛烷值并降低尾气中NO和CO的排放量。碳酸二甲酯本身无毒无味，能与其它有机物混溶。在油漆、喷雾剂等方面有很大的市场潜力。国内以碳酸二甲酯为原料已能生产近20种医药产品。2文献综述2.1产品简介碳酸二甲酯具有无毒、蒸发速度快的特点，且与其它溶剂有很好的相溶性。西欧已把它列为非毒化学品，大力开发它作为溶剂方面的应用，如作为油漆、涂料的溶剂、高能电池用溶剂、制胶水用胶粘剂、医疗生产用溶媒等，也可用作喷雾剂。以它为原料生产下游产品，副产物可以得到循环利用，满足化工清洁生产要求。由于DMC分子结构中含有甲基，羰基等多种官能团，因而具有很高的化学反应活性。近年来，对它的衍生物进行的研究开发工作已取得了突破性进展，使DMC的应用领域不断扩大并逐层渗透[2]。从一方面来说，DMC主要用于替代对健康与环境有高度危害的光气和硫酸二甲酯等化学原料进行羰基化、甲基化、甲酯化和酯交换等化学反应。另一方面，以DMC为原料可以制备出多种附加值极高的精细化学品，这在医药、农药、化学试剂、染料、食品增香剂、电子化学品等领域获得广泛应用，现已发展成一类以DMC为原料的化工清洁生产新技术。除此之外，DMC作为溶媒、溶剂、和汽油添加剂也正在步入实用化生产中。综上所述，DMC被誉为21世纪有机合成的一个“新基块”。2.2用途碳酸二甲酯（DMC）这种用途广泛的有机产品，既可取代光气、硫酸二甲酯等剧毒试剂，也可凭借其独特的化学性质合成许多新的衍生产品。具有广阔的市场前景，并属于环保型绿色甲酯。受到国内外广泛关注。其可用于制备西维因苯、甲醚、氟派酸、环丙杀星、呋喃丹等多种农药、医药产品。还可用于制备光电子材料、粘合剂、润滑油、基衬等多种产品。碳酸二甲酯可作为无铅汽油添加剂，将其加入油品中可提高辛烷值并降低尾气中NO和CO的排放量。碳酸二甲酯本身无毒无味，能与其它有机物混溶。在油漆、喷雾剂等方面有很大的市场潜力。国内以碳酸二甲酯为原料已能生产近20种医药产品[4]。近年来，美国已提出用DMC逐步替代MTBE作为汽油添加剂，碳酸二甲酯被我国列入国家九五重点开发的50个精细化工产品范围。2.3市场情况DMC的研究开发过程大致经历了四个阶段。最初阶段是20世纪20年代，由HoodMundor用光气和甲醇合成了DMC，以后又改进为由光气和甲醇钠反应合成DMC。这一阶段的合成只能维持小规模工业化生产，而且这些制备方法需用光气，操作安全要求高，原料剧毒、工艺复杂、腐蚀设备、污染环境，已经逐步被淘汰。第二阶段是UgoRomano在长期研究羰基化的基础上[5]，于1979年研究成功由CO、02和甲醇液相羰基化生产DMC的技术，20世纪80年代中期，意大利ENI公司首先实现工业化。这一时期DMC合成技术和应用研究逐步深人，是DMC研究的重要阶段。第三阶段是20世纪80年代末到90年代初的大力发展阶段。这一阶段各大公司纷纷推出了自己的羰基化、酯交换等非光气法DMC生产技术和研究成果。第四阶段是进人21世纪，酯交换法大力发展，大吨位的装置在国内外一套接一套投产，下一阶段将是酯交换法原料路线多元化发展阶段。我国DMC产品开发始于20世纪80年代初期，早期生产工艺均为光气化法，装置规模一般都为300-500吨/年，生产技术基本上都是企业自主开发的。90年代以后，各大高校和科研院所相继对非光气法DMC生产工艺进行了开发研究。通过20多年的研究和实践，我国DMC的生产工艺有了较大的改进。2003年山东泰丰矿业集团有限公司在国内首先建设一套设计能力为10000吨/年的碳酸二甲酯生产装置，到2007年生产能力已达14000吨/年[6]，各项技术经济指标均达到甚至超过设计指标，由于产品质量十分稳定，受到国内外客商的青睐。2007年，光气法DMC生产装置全部停产；液相氧化羰基化工艺得到初步应用，形成4000吨/年的工业化生产装置；尿素法也已实现工业化生产，装置规模为5000吨/年；酯交换法工艺得到大规模的发展，产能之和约占总量的90%以上，已经成为我国DMC生产的主流工艺。国内目前有30余家企业将碳酸二甲酯列入中长期发展规划，年产总量为30万吨以上。预计2020年将形成150万吨/年产能，如采用酯交换法生产碳酸二甲酯工艺，则可联产126万吨/年丙（乙）二醇，同时可将73万吨CO2变废为宝，实现节能减排。国内最大的DMC生产企业是山东石大胜华化工股份有限公司，年产能约为3.6万吨/年。其次是河北新朝阳化工股份有限公司、铜陵金泰化工实业有限责任公司、东营市海科新源化工有限责任公司、锦西炼油化工总厂华亿实业总公司等。2007年，国内主要碳酸二甲酯生产厂家产量总和大约在12.6万吨/年左右。另有一些生产厂家，如上海吴淞化工厂、辽宁阜新有机化工厂、江苏吴县农药厂等因生产规模小、成本高、原料供应以及环保等原因，均已处于停产状态。2.4生产方法目前国内外生产碳酸二甲酯的方法主要有光气法、酯交换法、甲醇氧化羰基法、甲醇液相氧化羰基化法、甲醇气相氧化羰基化法等。2.4.1光气法[7]传统的DMC生产方法是以甲醇与光气，碱反应制取DMC，反应物经中和，洗涤和蒸馏而制得。该工艺为高压液相反应，腐蚀性大，产率低，设备费用高。其化学反应式如下：COCl2+CH3OH=ClCOOCH3+HClClCOOCH3+CH3OH+NaOH=H3OCOOCH3+NaCl反应分两步进行：①甲醇和光气在低温(0～10℃)下进行液相反应，脱除释放出的HCl并加以回收;②氯甲酸甲酯与补充的甲醇反应，速度较慢且在较高温度下进行，用叔胺或通过与冷碱液一起搅拌可加速反应进行。碱液一起搅拌可加速反应进行。该法DMC总收率约为80%(mol)。由于该工艺采用剧毒的光气，消耗大量的烧碱，生产中的副产物腐蚀严重，因此已逐步被淘汰。2.4.2酯交换法酯交换法又称为酯基转移法。工艺分两步进行第一步是环氧丙烷与二氧化碳作用先合成碳酸乙烯酯或碳酸丙烯酯；第二步以甲醇和碳酸乙烯酯或碳酸丙烯酯为原料，在不同的条件下，制得碳酸二甲酯。酯基转移法，是近年来合成DMC发展较快的一种方法[8]。可以硫酸二甲酯（DMS），碳酸乙烯酯（EC）或碳酸丙烯酯（PC）与甲醇进行酯交换生产DMC。但是DMC有剧毒，污染环境且产品收率底，无工业化意义。因此主要采用碳酸乙烯酯（EC）或碳酸丙烯酯（PC）酯交换工艺生产。DMC的反应方程式：R-CH20+CO2→（CH2O）nCO(CH2O)nCO+2CH3OH→（CH3O）2CO+EC/PC近年英国Shell公司开发了以环氧丙烷为原料生产DMC并以DMC为原料生产聚碳酸酯的新工艺，该工艺可以明显降低投资和操作费用。虽然酯交换法产品收率高，反应条件比较温和，但是在我国由于目前碳酸乙（丙）烯酯的产量还很小，原料不容易得到，产品成本高，要采取此法必须同时发展乙（丙）烯酯才可以。酯交换工艺用于大规模装置有明显优势，尤其是靠近石油化工厂建厂。此外，这一工艺的副产品也是重要的化工原料。此工艺主要受限于原料的来源，受地域限制。2.4.3甲醇氧化羰基法甲醇氧化羰基法是以一氧化碳、氧气和甲醇为原料，在催化剂的作用下直接合成碳酸二甲酯。此法原料容易得到，原料廉价，毒性小，产品质量好，但生产成本高，系统腐蚀性强，设备材质要求高。与光气化生产工艺相比，氧化羰基化法规模大，单位投资低，环境污染小，生产安全性高，产品成本也比较低，是目前发达国家的主要生产方法。该工艺的关键是选择合适的催化体系。2.4.4甲醇液相氧化羰基化法ENI法CuCl是一种优良的甲醇液相氧化羰化合成DMC催化剂，但是该催化剂与反应物之间形成多相催化体系，降低了反应效率；此外催化剂中氯离子流失会引起活性下降以及对设备的严重腐蚀。而Cu（11）相对Cu（1）在甲醇中的溶解性较好，但是活性和选择较差，将其与可溶性高分子化合物配合改进。甲醇液相氧化羰基化法：设备腐蚀和催化剂分离回收困难等特点，原料便宜，控制了氧气浓度在爆炸极限以下，实现工业化生产。甲醇气相氧化羰基化法存在工艺复杂，副产物草酸二甲酯易堵管路等等问题目前是各大工业国家重点研究开发的技术路线。2CH3OH+1/2O2→（CH3O）2CO+H2O甲醇液相氧化羰基化法：加入助剂和载体的方式进一步开发性能更好的催化剂，并提高催化剂的活性和选择性，延长催化剂的使用寿命，减少腐蚀性。液相法是由ENI公司率先工业化，采用多项催化剂淤浆反应器。将甲醇和白色粉状CuCl催化剂加入高压反应釜，加热搅拌，通入一氧化碳和氧气，甲醇发生氧化羰基化反应生成碳酸二甲酯，由于催化剂在反应体系中成泥浆状，故称之液相泥浆法。甲醇在催化剂的作用下，通过两步生成碳酸二甲酯：R-CH20+CO2→（CH2O）nCO(CH2O)nCO+2CH3OH→（CH3O）2CO+EC/PC氯化亚铜被氧化Cu(OCH3)Cl，反应比较容易实现，反应活性和选择均较高。对甲醇和金属氯化盐的反应研究表明，反应活性和选择性均较好，这是CuCl作为甲醇氧化羰基化制备DMC优选催化剂的基础。而第二步反应较难，需要较高的CO分压，通常反应在80-120℃，和2-4Mpat条件下进行，虽然已经工业化，但是仍然存在催化剂对设备腐蚀性和寿命短等缺点。为了克服这些缺点，通过加入助剂和配位题等方式进行改进，让铜系催化剂的活性和稳定性提高，腐蚀性降低。我国目前主要的碳酸二甲酯的生产企业及使用的工艺路线、生产能力具体见下表。国内目前总的生产能力约为60Kt/a。甲醇液相氧化羰基法：采用氯化亚铜催化剂及管式反应器循环工艺，甲醇既是反应物又是溶剂，分为氧化和还原两步进行。第一步，氯化铜，甲醇和氧气反应生产甲氧基氯化铜；第二步，甲氧基氯化铜被还原生产DMC，并再生氯化亚铜。反应温度大120摄氏度，压力2.5Mpa。DMC选择性以CO计为89.1%-90.6%，以甲醇计为98%[9]。2.4.5尿素醇解法尿素醇解法制备DMC是在国内外刚刚引起关注的一种新方法，成为研究热点。尿素醇解法以来源广泛、价格低廉的尿素和甲醇作基本原料，具有原料价廉易得、工艺简单和反应产生的氨气可以回收利用等优点，并且反应过程无水生成，避免了甲醇水复杂体系的分离问题,使后续分离提纯简单化，节省投资，尤其对现有化肥厂开发下游产品具有吸引力，具有广阔的开发前景。尿素醇解制备碳酸二甲酯的合成反应过程一致认为是分两步进行的。由尿素出发合成碳酸二甲酯主要有以下三条工艺路线:（1）直接尿素醇解法合成碳酸二甲酯[10]尿素直接醇解制备碳酸二甲酯的反应方程式如下:NH2CONH2+2CH3OH→(CH3O)2CO+2NH3实际上分两步进行，尿素首先醇解为氨基甲酸甲酯、然后再进一步醇解为碳酸二甲酯。具体反应为：NH2CONH2+CH3OH→NH3COOCH3+NH3NH2COOCH3+CH3OH→(CH3O)2CO+NH3一定的反应温度和压力条件下，尿素先与一分子的醇反应生成氨基甲酸酯类化合物。然后生成的氨基甲酸酯类化合物再与另一分子的醇在以有机锡催化剂存在时反应生成碳酸二酯类化合物。两步反应的醇可以相同也可以不同。控制氨基甲酸酯与第二步反应醇的摩尔比在2:1～10:1之间，控制反应体系中碳酸二酯类化合物质量百分含量在1%-3%之间。该反应工艺中尿素的转化率较高，选择性也较好，显示了较好的用前景，具有较强的竟争力。（2）尿素一碳酸丙烯酯(或碳酸乙烯酯)一碳酸二甲酯路线该路线分两步进行，尿素与丙二醇反应制备碳酸丙烯酯，碳酸丙烯酯再与甲醇反应制备碳酸二甲酯。碳酸丙烯酯与甲醇酯交换制备碳酸二甲酯是比较成熟的工艺，其中碳酸丙烯酯多采用二氧化碳与环氧丙烷环加成反应合成。孙予罕等在专利中公开将丙二醇或乙二醇与尿素的物质的量比为100：1，固体碱催化剂与尿素的物质的量比为0.001加入反应器，反应温度100～200℃，在真空度为6.67-70KPa或在鼓氮条件下进行，反应时间为0.5-20h，以氧化锌为催化剂，反应温度为105℃氮气流速为10mL/min，反应时间20h时，丙二醇的转化率为65.28%，碳酸丙烯酯以尿素计算的收率为99.55%。（3）尿素--二苯基脲--苯氨基甲酸甲酯--碳酸二甲酯路线这条路线是由三个连续反应组成，中间产物二苯基脲与苯氨基甲酸甲酯都是重要的化工产品，该反应历程分三步进行，反应方程式如下:NH2CONH2+2PhNH2→PhNHCONHPh+2NH3PhNHCONHPh+CH3OH→PhNHCOOCH3+phNH3①②2PhNHCOOCH3→PhNHCONHPh+(CH3O)2CO③工艺过程为:第一步将尿素投入玻璃反应釜中，再加入盐酸、水、苯胺，搅拌，待温度升到104℃时开始回流lh，再升温至106℃，反应3h，然后加盐酸保温搅拌45min，反应完毕过滤水洗，干燥得声品。不使用水作溶剂，直接由尿素与苯胺制备二苯基脲，n(苯胺)/n(尿素)=8，反应时间为4h时，高效液相色谱检测N，N一二苯基脲的收率为99.5%。第二步为高压反应，Chen等在n(甲醇)/n(二苯基脲)=12.5、反应温度160℃、反应时间为3h，HPLC检测DPU的转化率达到99.6%，苯氨基甲酸甲酯的选择性为99.4%。第三步反应实际上是苯氨基甲酸甲酯的歧化反应，可以使用的催化剂很多，主要包括碱金属、碱金属化合物，钦和错的化合物以及锌、钙、锡、铅的化合物等，但催化剂的活性差别很大。以Pb(AC)2·3H2O的催化效果最好，反应温度180℃，反应时间3.5h，苯氨基甲酸甲酷的转化率为87.30%，DMC的选择性为85.2%。3工艺流程综述我国目前DMC的工业合成方法仍然是光气法和酯交换法为主10，不但不符合环保的要求，而且也不经济，加上我国的DMC生产能力远远不能满足市场需要，大部分依赖进口，国家为此每年需花费大量外汇。随着环保的需要，DMC需求越来越多，对其进行开发研究，市场前景看好。目前正被广泛关注的CO气相氧化羰基化法(一步法)、CO2直接合成法和尿素醇解法将成为合成DMC的主要方法。由于CO液相氧化羰基化法和气相两步法的工艺已成功工业化生产，CO气相氧化羰基化的一步法可能会首先取得突破。CO2直接合成法的前景最被看好，无论从经济、技术和环保等方面，该合成路线均具有一定的优势。尿素醇解法的最明显的优势是反应过程没有水生成，省去后续的DMC一甲醇一水共沸体系的分离，是最经济的生产方法。上述3种方法虽都存在很多需要解决的问题，但从出于经济和原料的考虑有望替代现有的酯交换法生产工艺。尿素醇解法的原料尿素和甲醇的生产工艺国内已经很成熟，产量大，所以原料来源广且价廉，尿素生产中利用了CO2可以减少温室效应，因此我们选择尿素醇解法作为本厂合成碳酸二甲酯的工艺方案。采用这种方法的直接好处就是生产过程中避免了水的产生，从而减免了分离的难度，因为水、甲醇和碳酸二甲酯容易形成恒沸物，从而使一般的精馏方法不能高纯度的分离而得到产品碳酸二甲酯，必须采用其他的方法来获得比较纯净的产物。采用其它的方法都不可避免的有水的产生。另外，利用尿素和甲醇来进行反应，原料易得而且价格比较便宜，成本较低。此套流程可谓是物尽其用，有较好的经济效益，符合环保要求。4物料衡算4.1物料衡算方块图1-反应精馏塔；2-共沸精馏塔；3-换热器；4-膜分离器；5-冷凝器；6-萃取精馏塔；7-萃取剂回收塔；8-DMC精制塔；9-甲醇精制塔。4.2化学反应方程式反应式：2CH3OH+1/2O2+CO→(CH3O)2CO+H2O此反应还伴随着副反应生成如下反应：2CH3OH+CO→(CH3O)2CH2+O22CO+O2+2CO2→2CO24.3计算依据（1）生产能力：年产1万吨碳酸二甲酯[11]按工作日为300天每年来计算日产量==33吨（2）相关物性数据表4.1物性数据表原料名称配比分子量熔点℃沸点℃密度g/㎝³甲醇一氧化碳氧气0.91.61.032.430.132-97.8-207-21864.8-191.5-1830.791.251..429续表4.1物性数据表原料名称氮气配比分子量熔点℃沸点℃-195.899.97590.1密度g/㎝³1.2528-210水16041.226碳酸二甲酯90.07791.069注：以日产量为基准（3）其他数据：物料比：甲醇∶一氧化碳∶氧气=0.9∶1.6∶1.0（摩尔比）损耗率：0.5%一年实际生产碳酸二甲酯量=10000×（1+0.5%）=10050吨单位时间内生产碳酸二甲酯量：W=10050×103÷8000=1256.25kg/hn=1256.25÷90.08=13.95kmol/h反应式：2CH3OH+1/2O2+CO→(CH3O)2CO+H2O此反应还伴随着副反应生成如下反应：2CH3OH+CO→(CH3O)2CH2+O22CO+O2+2CO2→2CO2根据甲醇的转换率为80%，DMC的选择性为80%，甲醇的相对分子量为32.4一氧化碳的相对分子量为30.1，氧气的相对分子量为32，以甲醇为标准计算，三种原料的进料比为0.9：1.6：1.0[12]，则：CH3OH的进料量n1=13.95÷0.8÷0.8×2=43.59kmol/hF1=43.59×32.04=396.74kg/hCO的进料量n2=43.59×1.6/0.9=77.49kmol/hF2=77.49×30.01=2356.57kg/hO2的进料量n3=43.59×1/0.9=48.43kmol/hF3=48.43×32=1549.87kg/h为了防止爆炸，氮气的取值范围应大于202.67%，故本设计N2的进料选择为211.13kmol/h。各物料出料口流量DMC的流量n4=13.95kmol/hF4=13.95×90.08=1256.62kg/h水的流量n5=13.95kmol/hF5=251.24kg/h甲缩醛的流量n6=3.49kmol/hF6=256.27kg/h氧气的流量n7=3.49kmol/hF7=111.68kg/h表4.2物料衡算物料名称原料甲醇CO输入kmol/h43.5977.49物料kg/h输出名称碳酸二甲酯甲缩醛H2Okmol/h13.1513.95kg/h396.742356.571256.62251.24O2保护气N248.431549.873.493.49256.27111.68211.13O24.4各工段物料衡算4.4.1反应精馏塔（1）流程示意图132（2）反应式：甲醇+尿素——→MC（3）计算过程：+NH3甲醇=（15452.9-3863.230.95）×32.04/1000=377.522吨尿素=3863.23×60.06×0.05/1000=11.60吨MC=3863.23×0.95×0.98×75.07/1000=270.002吨NH3=3863.23×0.95×0.98×17/1000=61吨MC反应釜温度设定为60-70度，压力为常压，反应结束后降至常温，因此气态甲醇的含量可以忽略[13]。（4）物料衡算一览表表4.3反应精馏塔物料衡算一览表组分kmol/d甲醇进料（流股1）%（mol）15452.9进料（流股2）出料%（mol）（流股3）kmol/d50kmol/d%(mol)377.52222.2尿素3863.235011.606122.23.7NH33863.233863.23100100MC总计270.0025.31001004.4.2萃取精馏塔（1）流程示意图213（2）计算过程：甲醇=377.522×1000/32.04=11782.8Kmol尿素=11.60×1000/60.06=193.14MC=270.002×1000/75.07=3596.67Kmol设塔顶出料为D，含甲醇[14]的摩尔分数为0.96,含MC为XMC；塔底出料W,含甲醇的摩尔分数为0.03，含MC的摩尔分数为0.95D×0.96+W×0.03=6285.75D×(1-0.96-XMC)+W×(1-0.95-0.03)=193.14(2)D×XMC+W×0.95=3596.67(1)(3)由以上三式得D=6433.8Kmol，W=3641.7Kmol，XMC=0.021（3）物料衡算一览表表4.4精馏塔物料衡算一览表组分进料（流股1）出料（流股2）出料（流股3）kmol/d%（mol）kmol/d%（mol）kmol/d6433.83641.75%(mol)23.5甲醇尿素11782.822.2193.1422.223.5MC3596.673.70.0213.9总计1001001004.4.3甲醇精制塔（1）流程示意图213（2）计算过程：进入DMC合成反应釜的物质及含量（该步反应收率为0.554）MC=3641.7×0.95=3459.6Kmol尿素=3641.7×0.02=72.8Kmol甲醇=10×3459.6=34596Kmol剩余反应物：甲醇=34596-72.8×0.95=34526.8Kmol尿素=72.8×0.05=3.64Kmol生成MC=72.8×0.95×0.98=75.1Kmol据文献值，DMC合成反应中，MC转化率为90%，DMC选择性为83.3%。最终参加第二步反应的物质[15]：甲醇=34526.8KmolMC=3459.6+75.1=3534.7Kmol反应完成后各组分含量：甲醇=34526.8-3534.7×90%×83.3%=31875.8KmolMC=3534.7–3534.7×0.9=353.47KmolDMC=3534.7×0.9×0.833=2651KmolNH3=2651Kmol（3）物料衡算一览表表4.5甲醇精制塔物料衡算一览表组分进料（流股1）kmol/d出料（流股2）%（mol）23.5出料kmol/d34526.83534.7（流股3）%（mol）50kmol/d31875.8353.472651%(mol)甲醇MC345963459.623.550DMCNH3总计0.5545.67.410.31001169026511001004.4.4DMC精制塔（1）流程示意图213（2）计算过程：最终产出DMC的纯度为99.7%，萃取率为98.8%，初步精馏回收率为70.8%。每天产出DMC质量=2651×98.8%×70.8%×99.7%×90.08=33.35吨/天可见物料衡算结果与设定产量相符，物料守恒。整个流程涉及到以下反应：NH2CONH2+CH3OH→NH3COOCH3+NH3NH2COOCH3+CH3OH→(CH3O)2CO+NH3上两个反应的总反应为：NH2CONH2+2CH3OH→(CH3O)2CO+2NH3(3)物料衡算一览表表4.6DMC精制塔衡算一览表组分进料（流股1）kmol/d出料（流股2）%（mol）7.4出料kmol/d8350（流股3）%（mol）100kmol/d%(mol)CH3OHNH326511169033.3510.399.71001169033.3511.170.8100DMC总计1005热量衡算5.1热量衡算的目的热量衡算的主要目的是为了确定设备的热负荷，根据设备热负荷的大小、所处理物料的性质及工艺要求在选择传热面积的型式、计算传热面积、确定设备的主要工艺尺寸[16]。5.2热量衡算的依据热量衡算的主要依据是能量守恒定律，以车间物料衡算的结果为基础进行的，所以车间物料衡算表是进行车间热量衡算的首要条件。5.3各物质热力学参数（标况下）；表5.1物质的热力学参数30℃82.1529.1429.3730℃（g）40℃115℃115℃（g）130℃甲醇CO44.3229.1484.3129.1529.42170.4375.24164.9937.99106.4550.7451.9629.3530.10125.1634.27117.0741.76O2DMC水甲缩醛CO2182.4976.41187.3121.7334.1575.32162.6137.49113.3037.49113.30标准状态下各物质生成焓[17]=-5070.09kJ/kmol=-241.81kJ/kmol：=-348.21kJ/kmol=-393.51kJ/kmol=-200.94kJ/kmol各物质在115℃时候的气化焓：r(CH3OH)=3.11×107J/kmolr(H2O)=4.01×107J/kmolr(DMC)=3.20×107J/kmolr(甲缩醛)=2.23×107J/kmol5.4各工段热量衡算5.4.1反应精馏塔（1）流程示意图132计算过程：2CH3OH+CO+1/2O2→(CH3O)2CO+H2O=-241.81+（-570.09）-（-110.53）-2×（-200.94）=-299.49kJ/mol130℃时，△rCp随温度的变化可取其平均值[18]=666J/mol.K反应焓：=-299.49+6.66×（403-298）×103=-299.79kJ/mol反应热：即放热：副反应的反应热2CH3OH+CO→（CH3O）2CH2+O2=-348.21-（-110.53）-2×（-200.94）=164.20kJ/mol=[(129.37+92.72-29.14-2*44.32)+(30.10+117.07-29.35-2*51.96)]/2=9.11J/mol.K则副应的反应热：=164.20+9.11×（4.3-298）×10-3=165.16kJ/mol副反应热：反应器原料带入的热量反应器出口带出的热量=2.36×106kJ/h则反应器的移出热量5.4.2萃取精馏塔（1）流程示意图213（2）计算过程：进口CO、O2带入热量：=29.14×77.49×103×（273+30）+29.37×48.43×103×（273+30）=1.12×106kJ/h出口CO、O2带出热量：=（29.35×77.49×103+30.1×48.43×103）×（273+130）=1.5×106kJ/h甲醇汽化吸热：115℃气相甲醇升温到130℃吸热：=51.96×43.59×103×（130+273）-50.74×43.59×103×（115+273）=0.055×106kJ/h则精馏塔的换热量：5.4.3甲醇精制塔（1）流程示意图213流股1为：aMC3459.6Kmolb尿素72.8Kmolc甲醇34596Kmol流股2为：a甲醇34526.8Kmolb尿素3.64Kmolc生成MC75.1Kmol流股3为：a甲醇31875.8KmolbMC353.47KmolcDMC2651KmoldNH32651Kmol（2）计算过程：式中：—物料带入设备的热量kJ—过程热效应kJ—物料离开设备所带走的热量kJ—加热或冷却设备所消耗的热量kJ—设备向环境散失的热量kJ的计算（物料带入设备的热量）（以0℃为基准）=4611.873J=1845.450J=10039.916J=9035.816J=2.0×106J计算：设备中无反应，故无反应热Q2=0Q3计算解析塔温度为30℃=1826.951J=31875.8J=353.47J=3.4×104J计算，=2.73×1075.4.4DMC精制塔（1）流程示意图213流股1含：aMC3596.67Kmolb甲醇11782.8Kmolc尿素193.14Kmol流股2含：生成MC6433.8Kmol流股3含：a甲醇3641.7KmolbDMC6285.75Kmol（2）计算过程：式中：—物料带入设备的热量kJ—过程热效应kJ—物料离开设备所带走的热量kJ—加热或冷却设备所消耗的热量kJ—设备向环境散失的热量kJ的计算（物料带入设备的热量）（以0℃为基准）=2.6×107J=3.3×107J=6.6×107JJ计算：设备中无反应，故无反应热=0计算轻组分塔温度为60℃=2.8×108J=3.5×108JJ计算=3.5×1010J6设备计算及选型6.1设计范围本工艺包括三个塔设备[19]，T201副产品丙二醇精制塔、T301共沸物萃取塔和T302碳酸二甲酯（DMC）产品精制塔。根据工艺要求并考虑到设备的经济性，前两个采用板式塔，T302上部采用板式塔，下部采用填料塔。在此对T301共沸物萃取塔的设计进行详细介绍，设计主要包括：工艺参数的设计和机械设计。工艺参数设计完成了精馏塔、塔板的选型、塔板的设计等。6.1非标准设备选型6.2.1反应精馏塔反应一段由环氧丙烷和二氧化碳反应，反应器碳酸二甲酯的选择，对于生成碳酸丙烯酯的纯度，后续反应的进行以及DMC产品的纯度是至关重要的。根据以下设计原则进行设计[20]：①合理性反应器的设计必须满足工艺要求，需要考虑到其设计的合理性和可行性，而且设计施工时必须校核材料能够否满足强度、刚度等性能指标。②安全性反应器操作条件应适宜，反应器的设计要遵循压力、温度等工艺条件，反应器的设计在保证生产的同时必须满足设备的强度、韧性等指标，预留一定裕度，保证生产的安全性。③先进性要求反应的转化率尽可能较高，对于反应器形式及内部结构的设计需要考虑反应过程中所需要达到的转化率和产品收率等指标。④经济性反应器的设计需要考虑节约成本，选用的设备材料强度、厚度、耐腐性能等参数达标的前提下是否可以选用成本较低的材料作为反应器的材料，同时，设备要易于加工、维修和更新。根据DMC分厂设计产量10000t/a，选定环氧丙烷的总进料体积流量为估算得到反应器的总体积每一个反应器体积为为设反应器的直径为D，反应器高度为H，则长径比一般=1～3，综合考虑单位体积内传热面积，反应停留时间，加工难度以及设备费用等因素，选定=2，对于有气体参加的反应可以获得相当较大的比传热面积，减少返混现象，而且停留时间可以保证，设备费用在允许范围之内。则单台反应器体积为①②由，带入①、②可得，，经圆整后，查阅相关国家标准HG21607-96，取，反应器高度。查阅相关行业标准HG21607-96《异形筒体和封头》，查得封头的公称直径为1200mm，选用浅蝶形封头TH，厚度20mm，参数与TH一致，封头上方安装有安全阀。则单台反应器的实际体积为实际运行时反应器的总体积为6.2.2换热器本设计主要采取间壁式换热器。间壁式换热器的冷、热流体被固体间壁隔开，并通过间壁进行热量交换的换热器，因此又称表面式换热器，这类换热器应用最广，其分类见下表。间壁式换热器根据传热面的结构不同可分为管式、板面式和其他型式。管式换热器以管子表面作为传热面，包括蛇管式换热器、套管式换热器和管壳式换热器等；板面式换热器以板面作为传热面，包括板式换热器、螺旋板换热器、板翅式换热器、板壳式换热器和伞板换热器等；其他型式换热器是为满足某些特殊要求而设计的换热器，如刮面式换热器、转盘式换热器和空气冷却器等。下图所示的换热器是最常见的换热器。反应物料按一定配比一次加入反应器内，开动搅拌，使反应器内物料浓度和温度保持均一。通常这种反应器配有夹套（或蛇管），可提供或移走热量，控制温度。经过一定反应时间，反应达到要求的转化率后，将物料排出反应器完成一个生产周期。本反应器采用外取热，外设夹套[21]。实际间歇反应器有操作灵活，易于适应不同操作条件和产品品种的优点，适用于小批量、多品种、反应时间较长的产品生产，如精细化工产品生产。操作温度120℃，操作压力0.7MPa可见反应中物料体积变化不大，可取釜内液体V=8.17m3取其占塔釜体积的0.7，即装填系数为0.7则V=8.17/0.7=11.67m3H==2.193m根据国标150-1998材料选用低合金钢16MnR，由于所用催化剂为固体，所以选用固液相搅拌釜式反应器。选用封头内径d=2400mm，即槽径T为2400mm，则高度=2.58m，圆整取为2600mm，液层高度则高径比为2580/2400=1.075，在1-6之间，满足搅拌釜的要求。确定夹套的直径和高度：D=d+100=2500mm(符合压力容器公称直径要求圆整取为2200mm则400mm，这样便于筒体法兰螺栓的装拆验算夹套传热面积149.8℃到140.4℃35.8kw160r/min即夹套传热面积符合要求所需换热面积的算法：热负荷为35.8kw，另一流股的温度变化为149.8℃到140.4℃，取传热系数K=200W/(m2·℃)，则确定夹套材料和壁厚：夹套选取Q235-A的材质，可以知道板厚在4.5-16mm，设计温度在150℃时Q235-A的许用应力[]=113MPa，因为有夹套有安全阀，所以P=1.1P那么P=0.77MPa，因为内部夹套无法探伤，故取=0.60，根据夹套的单板厚度负偏差C=0.6mm，单面腐蚀取腐蚀余量C=1.0mm。夹套的壁厚计算如下：t==15.90mm标准椭圆形夹套封头的壁厚为：t==15.84mm圆整至钢板规定尺寸[22]，并查阅封头标准，选取夹套的筒体和封头壁厚均为16mm。确定内筒的壁厚和材料：依题意可初步选取筒体厚度16mm，并取C=0.8mm，C=2.0mm筒体有效壁厚为t=16-2.8=13.2mmD=2500+2×16=2532mmL≈=2200+25+350/3≈2342mmL/D=2342/2532=0.925，由D/t和L/D查表B=92MPa则[p]==0.8MPa>0.77MPa因为计算的[P]＞P且比较接近，所以筒体厚度可选为16mm6.2.3甲醇精馏塔表6.1甲醇精馏塔工艺参数表摩尔流量/kg/h共沸物进料萃取剂进料塔底塔顶CO20.10053.3090.1208.0130.0000.0000.0000.0000.30761.1530.0000.0000.0007.37661.1530.10053.3090.1200.9440.000METH2ODMCO-XYL摩尔CO20.0020.8660.0020.1300.0000.0000.0000.0000.0050.9950.0000.0000.0000.1080.8920.0020.9790.0020.0170.000METH2ODMCO-XYL总摩尔流率/kmol/hr61.54261.46068.52954.473温度/K337.150338.150415.813332.047求塔径D：根据液相流量参考表选取单流型，由数据可得：液、气流动参数取塔盘清液层高度液滴沉降高度，取板间距由气液相流动参数。及液滴沉降高度，可得液相表面张力为18.636mN/m时的负荷因子由现工艺条件校正得液泛气速取设计泛点率为0.65。计算空塔气速u气相通过的横截面积塔截面积为气相流通截面积A与降液管面积Ad之和。可选取或之值来确定塔径D。取，则可计算由计算塔径D计算塔径D与设计规范值比较进行圆整，取塔径D=1.2m。实际塔截面积实际气相流通面积实际空塔气速设计点的泛点率求塔高计算：实际塔板数为65块，其中精馏段20块，萃取段30块，提馏段15块。并在DMC-MET进料孔与萃取剂进料孔之间设置一个人孔450mm，塔顶与萃取剂进料孔之间设置一人孔450mm。裙座设置为5m。根据设计确定的尺寸。板间距Ht为0.60m，则塔有效高度为设釜液在釜内停留时间为10min，由塔釜的体积流量为9.098m3/h，则釜液的高度为：。考虑釜液上方的气液分离空间取1m，则釜底空间为1.45m。塔顶端取分离空间高度1m。则总塔高度为：46.15m。浮阀数及排列方式：（1）浮阀数选取F1型浮阀，重型，阀孔直径。初取阀孔动能因子F0=11，计算阀孔气速浮阀个数（2）浮阀排列方式[23]通过计算及实际试排确定塔盘的浮阀数n。在试排浮阀时，要考虑塔盘的各区布置。例如塔盘边缘区宽度bc、液体进出口的安定区宽度bs、bs’以及塔盘支撑梁所占的面积。取塔板上液体进、出口安定区宽度bs=bs’=0.075m，取边缘区宽度bc=0.05m。有效传质区Aa求得开孔所占面积选择错排方式，其孔心距t的估算。由开孔区内阀孔所占面积分数解得根据估算提供孔心距t进行布孔，并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n，按t=75mm进行布孔，实际阀数n=138，可以很合理分布。则重新计算以下参数。阀孔气速动能因子塔板开孔率表6.2甲醇精馏塔设计结果名称名称塔内径D（m）板间距HT（m）1.20.6液流型式液体流量单流型出口堰堰长lw（m）弓形降液管宽度bd（m）出口堰堰高hw（m）入口堰堰高hw’（m）降液管底隙hb（m）降液管截面积与塔截面积比Ad/AT0.840.1720.058无气体流量液泛气速ufu/uf1.4970.5940.89空塔气速u（m/s）降液管流速Ub（m/s）0.0450.061底隙流速ub（m/s）泛点率F10.08770.163塔截面积AT(m2)1.1300.0990.7191.0310.1650.51426.4260.0250.0789.633降液管面积Ad（m2）有效传质区Aa（m2）溢流强度uL（m3/mh）堰上液层高度how（m）每块塔板阻力hf（mm）气相流通面积A(m2)开孔面积A0(m2)降液管液体停留时间ι（s）降液管清液层高度Hd（mm）降液管泡沫层高度Hd/浮阀直径d0（m）浮阀个数n0.0391380.1650.275Ø(mm)开孔率（%）孔心距t边缘区宽度bc（mm）8.2阀孔气速u0阀孔动能因子F0漏液点气通u0’5.56810.9992.5310.0750.050安定区宽度bs（mm）0.075稳定系数k2.200板厚度b（mm）0.003气相负荷上限（m3/h）气相负荷下限（m3/h）51451504排列方式错排6.2.4预热器设计一台再沸器，使萃取精馏塔塔底釜液与0.8Mpa的饱和蒸汽换热，提供塔底釜液汽化所需的能量，从而实现精馏塔内汽液两相间的热量及质量传递。再沸器预热器为立式热虹吸式再沸器，因物流粘度较小，立式换热器占地面积小，传热系数高，设备费用低等特点，利用塔底单项釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环的推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环，无需使用动力设备来驱动釜液的流动，降低能耗，因此选定再沸器冷凝器为立式热虹吸式再沸器[24]。再沸器预热器采用低压蒸汽提供热源，因饱和蒸汽比较清净，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液在壳程时较易排出，因此选择饱和蒸汽走再沸器的壳程。同时，对于邻二甲苯与DMC液态混合物，其粘度不大，适宜走管程，方便管内的清洗。换热物流数据如表所示。表6.3换热物流数据表管程邻二甲苯液体邻二甲苯气、液态混合物149.8/149.8壳程低压蒸汽蒸汽冷凝液170/170800进口出口温度/℃压力（绝压）/KPa118.7壳程邻二甲苯混合物的定性温度为℃管程中低压蒸汽的定性温度为℃1)壳程凝液在定性温度T下的物性数据：热导率：粘度：比热：密度：2)管程流体在定性温度t下的物性数据：汽化潜热：液相热导率：液相粘度：液相定压比热：液相密度：液相表面张力：汽相粘度：汽相密度：蒸汽压曲线斜率：6.3设备一览表6.4主要设备一览表流程及序号布置图设备名称及技术规格上的位号型号、规格数量备注1234T102T301T302T303浮阀精馏塔浮阀精馏塔填料塔DN1400×18000DN2000×10000DN1600×25000DN1600×250001111共沸塔甲醇精馏塔萃取精馏塔DMC精制塔萃取剂浮阀精馏塔56T304R201浮阀精馏塔膜分离器DN1000×1800011回收塔Kristal高分子中空纤维膜JB800-125.0-1.60-4JB400-28.4-0.6-2JB1000-301.5-1.60-6789E101E102E103换热器换热器换热器111预热器冷凝器预热器10E104换热器JB900-246.4-1.00-41预热器续表6-4主要设备一览表流程及序号布置图设备名称及技术规格上的位号型号、规格数量备注11121314151617181920E105E201E202E301E302E303E304E305E306E307换热器换热器换热器换热器换热器换热器换热器换热器换热器换热器JB800-189.6-2.50-4JB800-189.6-2.50-4JB600-64.0-1.6-4JB800-138.0-0.60-1JB900-246.4-1.00-4JB600-94.5-1.6-6JB800-125.0-1.6-4JB500-58.3-1.6-4JB600-64.0-1.6-4JB600-109.3-1.6-21111111111冷凝器预热器冷凝器预热器冷凝器预热器预热器冷凝器预热器冷凝器212223242526E308E309E310C101C102C201换热器换热器换热器压缩机压缩机压缩机JB800-134.3-1.0-2JB400-25.3-0.6-3JB400-38.3-0.6-4ZW-26.4/30111111预热器冷凝器冷凝器6M5.5-35.8/30ZW-30.5/12可储半个月的量缓冲罐可储272829V101V102V103甲醇储罐回流罐φ10000球φ3000×5000Φ11000球111氨水储罐三天的量3031V104V105储罐储罐φ3000×5000φ3000×500011缓冲罐尿素液体储罐续表6-4主要设备一览表流程及序号布置图设备名称及技术规格上的位号型号、规格数量备注3233343536V301V302V303V304V305储罐φ10000球φ3000×5000φ3000×5000φ3000×5000φ3000×500011111粗甲醇储罐缓冲罐缓冲罐缓冲罐缓冲罐回流罐回流罐回流罐回流罐可储半个月的量邻二甲苯储罐3738V306V307储罐储罐φ10000球11φ3000×5000394041424344454647484950P101P102P103P104P105P106P107P301P302P303P304P305离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵离心泵IS65-40-250IS65-40-250IS80-50-200IS65-40-250IS200-150-315IS200-150-250IS100-80-160IS80-50-250IS80-50-250IS50-32-125IS60-40-250IS65-40-20011111111111151P306离心泵IS50-32-200152P307离心泵IS50-32-16017车间布置设计车间布置设计是完成设备工艺设计和初步设计工艺流程之后的设计内容。车间布置设计是对车间建筑物等设施配置的安排做出合理的布局[26]。车间布置设计开始，设计进入各专业间共同协作阶段，工艺专业在此阶段除工艺设计本身外，还需要了解和考虑总图、土建、设备、仪表、电气、供排水等专业及机械、安装、操作等各方面的要求7.1车间布置的基本原则和要求合理的生产车间布置应做到：经济合理，节约投资，操作维修方便安全，设备排列简洁、紧凑、整齐、美观。要做到上述各点必须充分与正确地利用有关的国家标准与设计规范，特别是人们已积累的经验。7.1.1基本原则车间布置设计的原则有以下几点[27]：(1)最大限度地满足工艺生产包括设备维修的要求；(2)有效地利用车间建筑面积(包括空间)和土地；(3)要为车间的技术经济指标、先进合理以及节能等要求创造条件；(4)考虑其他专业对本车间布置的要求；(5)要考虑车间的发展和厂房的扩建；(6)车间中所采取的劳动保护、防腐防火、防毒、防爆及安全卫生等措施是否符合要求；(7)本车间与其他车间在总平面图上的位置合理，力求使它们之间输送管路最短，联系最方便；(8)考虑建厂地区的气象、地质、水文等条件；(9)人流、物流不能交错。7.1.2基本要求车间布置涉及面较广，但大致可以归纳为以下几个方面[28]。（1）厂房建筑①厂房平面力求简单化，以利用建筑定型化和施工机械化。常用形式有直线型、长方形、T型和L型。②柱间距多用6×6，一般不超过12m。总跨度：多层一般≤24m，单层≤30m。常用厂房总跨度有6m、12m、18m、24m、30m，一般有机化工车间总跨度为2～3个柱网跨度。③层高与设备的高低、安装位置有关，一般每层4m～6m，最低不低于3.2m，净空高度不得低于2.6m。以上三方面尽量符合建筑模数(标准化)的要求。④在可能情况下尽量采用露天化和敞开式设计，这样既能节省投资，又有利于通风采光、防爆、放毒等安全需要。⑤在不影响流程情况下，较高设备集中布置，可简化厂房立体化布置，又省投资。⑥笨重设备和震动设备尽量布置底楼的地面。同类设备可尽量集中。⑦设备穿孔必须避开主梁。⑧厂房出入口、交通道、楼梯等都需精心安排。一般厂房大门宽度要比通过的设备宽度大0.2m以上，满载的运输设备大0.6m～1.0m，单门宽一般900mm，双门宽有1200mm、1500mm、1800mm，楼梯的坡度45º～60º，主楼梯45º的较多。（2）生产操作①设备布置尽量和工艺流程一致，避免交叉往返送料，尽量采用位差送料，一般从高层到低层设备布置槽→反应设备→贮槽、重型设备和震动设备。②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。③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。④考虑进出料、取样、观察等方便。（3）设备装修①不仅要考虑安装时设备的进出，而且要考虑各单个设备的更换和检修，保证足够的空间和通道。②二层楼以上的设备，需在下层设吊孔，对庞大特殊设备在封闭式厂房中可先装设备后砌墙。③要考虑起吊装置，如塔顶、房梁设永久吊架。（4）安全要求①采光要好，尽量避光操作，高大设备避免靠窗挡光。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，应根据逸出气体或粉尘量的允许浓度确定通风量和通风次数。③有毒物质的设备放置下风，操作单位应在上风。剧毒物质的设备要隔离操作、单独排风。④对腐蚀性的介质，除考虑设备外还要考虑墙、柱、地屏等防护要求。⑤防爆车间尽可能使用单层厂房，避免车间有死角。建筑物泄压面积一般为0.05m2/m3；多层的楼板要有泄压孔，设计放火、防爆墙；设置双斗门，门窗朝外。门净宽不小于0.8m，净高不低于2m，走道净宽不小于1.4m，楼梯最小宽度不小于1.1m；二楼以上要考虑紧急疏散等设施。要考虑消防设施、设备。（5）车间辅助用室及生活用室的配置如自控室、动力间、变配电室、通风除尘室、机修间、办公室、化验室、休息室、更衣间、浴室、厕所等，对防爆及毒性大的车间，上述各项尽量避免设在车间内。（6）设备之间及设备与建筑物之间的距离一般要符合安全距离。7.2车间布置的基本概况本设计采用室内露天联合布置方法，其优点是：建筑投资少、用地省，利于安装和检修，有利于通风，防火防爆。对于设备与设备之间，设备与建筑物之间的安全距离按下表来设计[29]。表7.1设备的安全距离序号项目净安全距离/m不小于0.71泵与泵的距离234567泵离墙的距离泵列与泵列间的距离(双泵列间)计量罐间的距离至少1.2不小于2.00.4～0.60.4～0.6至少1.0储罐与储罐间的距离(指车间中一般小容量)换热器与换热器间的距离塔与塔的间距1.0～2.0续表7.1设备的安全距离序号8项目净安全距离/m不小于1.51.0～1.8离心泵周围通道9过滤机周围通道101112131415161718192021反应罐盖上传动装置离天花板距离反应罐底部与人行通道距离反应罐卸料口至离心机的距离起吊物品与设备最高点距离往返运动机械的运动部件离墙距离反应罐离墙距离不小于1.5不小于1.8～2.0不小于1.0～1.5不小于0.4不小于1.5不小于0.8～1.0不小于0.8～1.2不小于2.0～2.51.9反应罐相互间距离通廊、操作台通行部分的最小净空高度不常通行的地方，净高不小于操作台梯子的斜度(一般情况)控制室、开关室与炉子之间的距离产生可燃性气体的设备和炉子间距离不大于4515不小于8.022工艺设备和通道间距离不小于1.08安全与环保8.1安全为保证化工生产顺利进行，同时满足生产工艺和热体生理要求，在冬季采用集中采暖方式调节生产车间及生活场所室内的温度。同时，为了使工作环境的空气达到并保持适宜的温度、湿度计卫生要求，并能保证操作人员所需的正常环境卫生条件，因此在有余热、余温、有害气体及蒸汽、封尘车间或房间采取通风措施。8.1.1三废产生情况表8.1废气排放表排放气类型排放量/(kg/h)主要成分CO2序号装置名称排放点排放方式间歇治理措施高空排放1T301冷凝器E301不凝气1.88表8.2废水排放表装置名称排放地点排放方式治理措施序号排放水名称生产污水排放量m3/h泵设备区域1P101-P3062.0间断分子筛201-206401-403辅助生产区行政区23生活污水自然降水2.6间断进入主厂污水处理厂—DMC分厂区9.86间断无8.1.2三废处理情况1)大气污染物的控制本工程生产碳酸二甲酯以甲醇、环氧丙烷、二氧化碳为原料，废气包括二氧化碳精制过程中的放空气，主要成份为CO2、N2等，无污染，直接排放。2)生产废水排放的污染控制本工程生产碳酸二甲酯，采用无废水排放工艺，生产装置中无废水排放，只有循环水泵房有废水排出，但此部分废水无污染，可直接排入排水管网。生活污水经分子筛处理后，与生产废水一起排至大连系太平洋化工有限公司废水处理厂统一处理，然后排至市政排水系统。3)噪声控制本工程对产生强噪声源的设备，设置减震装置，并置于单独的隔音间内；对个别噪声大的场所的操作人员采取个人防护措施等。并且，保持设备处于良好的运转状态，因设备运转不正常时噪声往往增大，要经常进行保养，加润滑油，减小摩擦，降低噪声。8.2环保8.2.1主要污染源（1）废气化工厂主要废气来源有：锅炉排放的燃烧气体、生产装置产生的不凝性气体气体、反应的副产废气、挥发性化学制剂在贮存过程中的排放气体以及生产物料在生产过程中产生的跑、冒、滴、漏等都构成了化工厂的大气污染。（2）废水施工期间的水污染物主要为工人的生活污水以及管道施压后排放的工程废水。生产期间，产生的废液主要为DMC生产工段废弃液，以及各场站等后方设施排放的生活污水以及地面洗水等。8.2.2采取的措施（1）废气本工艺中出现的主要气体为氨气，工艺中产生的氨气经过处理后直接用管道输送到总厂进行合成尿素处理。因此，要对整个工艺流程装置中最有可能发生泄露或泄压的地方(例反应器安全阀，提纯塔等等)，对其进行封闭处理。提纯工段产生的少量气体也进行焚烧处理，由于是低分子有机物燃烧，最终只会产生少量的二氧化碳和水，不会对大气环境造成太大污染。（2）废水①采用锅炉废水处理装置，是这部分的废水闭路循环不外排。②采用循环冷却水装置，并在工艺中T级利用，实现清洁冷却水的闭路循环。③生活排污水送入污水回用水装置处理后回用。④本工程采取废水清浊分流，分级使用，并使进入终端的废水经终端处理后，可作为城镇杂用水回收。⑤对全厂排放口实行在线监测，增强了环境保护的监测手段。本项目实施后可实现生产污水基本达到零排放，生活污水经过处理后将排放量降到最低，因此不会对当地水体环境造成大的影响。9经济核算9.1概述广义的工程经济要素有投入、产出、项目周期三方面，分别涉及工程项目的不同阶段。本设计为模拟设计，假定工程项目建设投资最优条件下，进行工程经济的成本分析。9.2总投资9.2.1设备的数量与价格表9.1设备的数量与价格设备名称数量单价/万元69总价/万元69塔设备T101塔设备T102塔设备T202塔设备T20311141.241.291.391.31125.93.5125.9反应器R101反应器R10229101.5333.5--115.514.560换热器12罐和储槽泵9--10--10萃取机11919过滤机设备购置费合计2654.9万元3.57上述各项是本次生产过程中所用到的一些基本设备及其数量价格9.2.2其他固定资产投资表9.2固定资产投资项目总价/万元比例设备安装48%314.352360.195管道工程55%续表9.2固定资产投资项目控制仪表安装电气工程比例22%总价/万元144.07878.588327.45294.705100012%基建土建50%公用工程设施建设用地购置其它固定资产投资合计45%按地价2519.368上面表格中各个比例都是以设备的购置费用为基准的，即将设备的购置费用作为100%，其它的项目消耗占设备购置总费用的百分比。9.2.3设计施工表9.3设计施工项目工程设计与咨询施工管理监理人员培训施工配套设施建设测试和投产准备机动应急资金比例总价/万元302.32503.87125.97251.94251.94251.9412%20%5%10%10%10%流动资金（以固定资产投资的25%算）629.8425492.09总投资上面表格中各个比例都是以固定资产的投资费用为基准的，即将固定资产的投资费用作为100%，其它的项目消耗占设备购置总费用的百分比。表格中的总投资为上面三个表格中所有费用的加和，亦即所有方式都算在内的投资金额。由设备材料与购置费用及设备投资，加上其它固定资产投资，组成了总的固定资产投资，这部分投资在施工完成项目投产以后，仍然作为一部分固定的资产而存在，是全厂资产的一部分，除设备投资外的其它固定资产主要包括设备安装、管道工程、控制仪表安装、电气工程、基础土建、公用工程设施和建设用地购置等等。这些费用都以设备投资费用及采购费用为100%作为基准。9.2.4设计施工投资设计施工投资是在项目设计、论证、问题咨询和可行性论证过程中，以及在施工过程中所需要的资金投入，这部分投资不是固定资产的一部分，在项目施工完成并且投产以后，这部分资金都是已经消费的资金。这部分资金主要包括工程设计与咨询、施工管理和监理、人员培训、施工配套设施建设、测试和投产准备、机动和应急资金等几个部分，这些资金均以固定资产投资金额为100%作为基准来计算。9.2.5流动资金流动资金是项目建设投产以后，维持项目初期运行及资金周转所必须的资金，大约取为固定资产投资的25%。9.3成本核算9.3.1直接产生费用（1）原料的费用甲醇原料为1800元/吨，尿素为1500元/吨，甲醇年消耗量为54180吨，尿素年消耗量为68215.5吨，原料费用＝54180×1800+68215.5×1500＝19984.725万元，原材料的年总花费为19984725万元。列表如下表9.4原料费用原料尿素单价/（元·吨-1）用量/（万吨·年-1）总费用/（万元·年-1）15006.8215519984.725甲醇18005.418（2）维护和检修费用维护和检修为每年总投资的6%，则每年需要金额5492.09×6%=329.53万元。（3）操作消耗化学试剂、润滑油等不能作为辅助材料或者检修材料的操作消耗约为维护和检修的15%为329.53×15%=49.43万元。（4）劳动力费用①操作人工50人，薪金每年每人4万元，劳动保险、医疗保险等福利按薪金的25%算，共计250万元。②操作管理按30人，每人每年7万元，其福利（各项）按薪金的30%算，共计273万元。则上述两项的总共费用为523万元。（5）动力及公用工程①塔蒸汽用量：蒸汽，25000吨每年，共计500万元/年②冷凝器冷凝水用量：2500000吨每年，共计45万元/年③泵等用电量：300万千瓦时每年，共180万元/年（6）实验室费用实验室费用，即分析化验样品的，约为劳动力费用约15%为523×0.15=78.45万元/年9.3.2固定费用（1）折旧假设设备运行十年计，则每年折旧费用为总投资的10%为5492.09×0.1=549.209万元（2）保险金约为企业固定资产的1%为3174.268×0.01=31.74万元（3）工厂管理费包括娱乐、食堂、医药等，一般按照操作人工、监督和维修总费用的50%~70%计，约为（329.53+523）×50%=426.265万元9.3.3行政费用包括行政薪金、办事员工资、工程设计和法律费用、办公室维护和通讯等项目，是与最高经理人员或者行政活动有关的费用，按照文献值，按操作人工费用的25%～30%计，为523×25%=130.75万元。9.3.4分销和销售费用包括销售营业所、销售人员费用、运输、广告和销售中的技术服务等项目，为总生产成本的4%，总的生产成本按照19984.725万元，则该项目19984.725×4%=799万元。9.3.5研发和技术储备研究和开发费用包括直接与这类工作有关的人员的工资，所有有关机器的和设备的固定费用和操作费用，原材料和消耗品的费用，直接管理费用和其它杂项费用。参考文献值，为销售收入的1.5%，则研发费用为1.5%×30000×1=450万元。年总的成本核算各项指标见下表表9.5成本核算项目单价单位元/吨数量6.82155万吨/年50单位万吨/年总额/万元原料甲醇操作人工操作管理动力及公用工程冷却水尿素1500元/吨19984.72518005.41847人25027350030蒸汽25000吨/年万千瓦时/180吨/年250000030045电年维护和管理操作消耗实验室费用折旧329.5349.4378.45549.20931.74426.265130.75799保险金工厂管理行政费用分销销售研发4509.4总收益估算9.4.1效益分析碳酸二甲酯为最终产物，其价格以30000元/吨，年生产量为1万吨，则年销售收入为1×30000=30000万元。总的可变成本为5492.09-2519.368-654.9+23527.89=25845.712万元，总的固定资产投资为654.9+2519.368=3174.268万元增值税=（销售收入—年可变成本)×17%/（1+17%）=(30000-25845.712)×17%/(1+17%)=603.61万元/年城建及教育附加税=603.61×10%=60.361万元