壬基酚课程设计化院

吉林化工学院化学与制药工程学院课程设计资料设计标题：壬基酚醇醚制备工段车间生产工艺设计学生姓名：学号：所在系别：化学与制药工程学院应用化学专业指导老师：职称：二零一三年十二月六日#闪点（开杯）130Kmin凝固点-10Kmax酸值0.02mgKOH/gmax总硫0.12Wt%黏度（50℃）56m2/s毒性低毒馏程（50%）25K/min产品规格表3产品规格Table3ProductSpecification产品名称指标名称期望值保证值外观乳白色固体乳白色固体水分0.10.2%max皂化值75〜8575〜85mgKOH/gC17H35COO(CH2CH2)4H羟值重复性±1±2mgKOH/gPH（1%水溶液，25℃）5.0〜7.05.0〜7.0HLB12〜1312〜13聚乙二醇0.51APHA2050max生产方法论述工业上，EO缩合反应是在一定温度下（120〜200℃）和压力（0.2〜0.6MPa）以及催化剂存在下进行的，传统的生产方法是在带搅拌的釜式反应器中进行的间歇操作。埃索（ESSO）公司、壳牌（SHELL）公司和国内的生产方法都是如此。液态环氧乙烷从反应釜下部通入，用搅拌器使其同链起始剂混合，由于反应物间的接触面积小，反应不均匀，在同一反应器中与链起始剂混合的环氧乙烷分子数相差较大，产品质量较差，副产物较多、反应时间长，反应不好控制，反应热不易导出，反应器的生产能力受到限制，而且因溶解在反应物中的环氧乙烷含量大，它与搅拌器机械转动产生静电往往会产生火灾，甚至发生爆炸事故。意大利PRESS公司的“汽液接触法”生产技术，彻底改变了传统的生产工艺，其反应器的设计具有生产能力大、反应速度快、产品质量好、生产安全等优点，位于世界前列。其特点如下：（1）提高了反应器的反应效率（通常是釜式反应器的3〜5倍）和生产能力，同时由于链起始剂与环氧乙烷的反应面积增加，使反应速度快而均匀，在反应过程中反应分子有着基本相同的增长速度。因此，最终产品醇醚的分子量分布较窄，副产物也明显减少。由于反应速度快，生产周期短，制得的醇醚色泽好，无需进行脱色处理，而且批量之间有着良好的重复性，从而保证了产品质量。（2）PRESS生产工艺没有机械传动部件，这就消除了釜式反应器因机械传动部件转动部件而产生的静电以及在填料函处泄漏EO,从而提高了装置安全性。（3）PRESS反应器反应速度提高很快，因此，生产成本大幅下降，工程消耗亦低于传统方法。生产工艺生产原理反应原理：C17H35COOH+nC2H4O—C17H35COOH（CH2CH2O）nHn=6工艺参数【化学成分】壬基酚聚氧乙烯酯【类型】非离子【技术指标】规格外观色泽皂化值水数水分PH值HLB值/25℃/Pt-Co/mgKOH/g/mL/%/1%水溶液SG-10乳白色固体<4075〜85<1.05.0〜7.012〜13设计基本要求壬基酚（C15H24O）+6EO,年产量30000吨，日产量（按300天计）100吨每批10吨=10000kg,每天10批链起始剂分子量Mst=220最终产品分子量Mfp=220+6x44=484生产工艺流程叙述100号单元和200号单元是两套并列的反应中和生产线，分别设置在两个独立的厂房内。反应工序来自原料准备单元（500）或原料罐区（800）的链起始剂，通过质量流量计后进入反应收集器（R0102）,链起始剂的数量根据产品的配方由DCS软件决定，达到规定数量时，送料泵停止，并关闭管线上的自动阀，液体催化剂氢氧化钠从催化剂计量罐（V0102）用催化剂计量泵（P0103）加入汽液反应器（R0101），催化剂的数量用计量罐液位减少的方法自动控制。在达到配方规定数量时，由DCS软件自动停止计量泵，链起始剂和催化剂溶液中含有水分，反应也生成一些水分，这些水分在反应器的循环和加热过程中通过真空脱出，真空系统是由反应真空泵"0204）和蒸汽喷射泵（P0202）串接组成，吸入压力为1.33千帕（绝压）。在链起始剂与EO反应前，反应器用氮气置换，被催化了的链起始剂在反应回路换热器（E0101/E0102）中被加热到反应开始温度120度。在流量、温度、压力控制下向汽液反应器（口0101）通入EO开始反应，反应用导热油通过反应回路换热器（E0101/E0102）移出，导热油用导热油循环泵（P0104）通过导热油冷却器（E0104）用冷却水冷却。反应器操作压力为400〜500千帕，操作温度为120〜185摄氏度，反应温度自动控制，通过来自导热油加热器（E0103）得到导热油和导热油冷却器（E0104）冷却导热油的比率进行调节。在EO加入量达到反应要求时，EO进料阀自动关闭，此时仍有少量EO存在汽相以及溶于液相中，因此要保持物料循环熟化一段时间，直到氧化物全部反应完毕。反应结束后反应器中剩余气体首先排至废气处理单元，然后在真空下脱气直到循环产品冷却至120〜140摄氏度，然后用反应循环泵（P0101/P0102）卸入中和器，管道中剩余的产品用氮气吹出，以上全部操作均由DCS软件自动控制。第二章物料及热量衡算2.1物料衡算基准说明：壬基酚(C15H24O)+6EO,年产量30000吨，日产量(按300天计)10吨每批10吨=10000kg,每天10批链起始剂壬基酚的分子量：M=12x15+24x1+16=220st最终产品醇醚的分子量：M=220+6x(2x12+4x1+16)=484fp每批起始剂的量：W=M/Mx10000=220/484x10000=4545kgststfp环氧乙烷EO的量：W=Wxnx44/M=4545x6x44/220=5455kgoxst st故：4545+5455=10000kg催化剂NaOH的量：10000x0.1%/42%=23.81kg中和剂CH3COOH的量：10000x0.1%xM/M=10000x0.1%x60/(40x98%)=15.31kgHACNaOH2.2管道物料衡算及有关反应时间的计算1．管线（2）已知EO液体的质量流量q,、=10000kg/h，则EO最快加料时间为:m\EO）t=W/q=5455+10000=0.5455h=32.7minoxm\EO）实际操作中管道内流体流量不能达到最大值，对加料时间进行取整：t'=30min，此时管内实际质量流量为：q'=W/t'=5455・（30/60）=10910kg/hm\EO） ox2．管线（3）已知链起始剂壬基酚的质量流量为q=30000kg/h，则链起始剂最快加料时间为：mt=W/q=4545+30000=0.1515h=9.1minstm对加料时间取整，有t'=15min,此时管内实际质量流量为：q'=W/t'=4545+（15/60）=18180kg/hmst3．管线（5）（7）（8）已知管线（7）中催化剂的质量流量为860kg/h，其中：58%的水质量流量860义58%=498.8kg/h42%的NaOH质量流量860义42%=361.2kg/h则42%的NaOH最快加料时间为：t=W/q =23.81+361.2=0.066h=3.95minNaOHmNaOH取整，有t'=5min，此时42%的NaOH溶液在管线中实际质量流量为：q'=W /t'=23.81式5/60）=285.72kg/hmNaOHNaOH催化剂在管道内实际质量流量为q=q /42%=285.72+42%=680.29kg/hmcatmNaOH因为以PD101为衡算范围，输入等于输出，所以（7）、（8）号管线质量流量相等。管线（5）中催化剂NaOH的最大质量流量为2860kg/h，则经验系数a=2860/860=3.33由《技术文件及装置操作手册》知，加料时间定为5min，则管线（5）中液体的实际质一、一一‘________ _量流量为q=axq =3.33x680.29=2265.37kg/hm5 mcat其中：42%的NaOH 2265.37x42%=951.46kg/h58%的H2O 2265.37x58%=1313.91kg/h4．管线（6）（9）（10）已知管线（9）中中和剂的质量流量为600kg/h，其中：98%CqCOOH质量流量 98%x600=588kg/h2%的H2O质量流量 2%x600=12kg/h98%CH3cOOH最快加料时间为t=W/q =15.31+588=0.026h=1.56minCH3COOHmCH3COOH取整，有t'=5min，则此时98%CH3COOH的实际质量流量为q'=W /t'=15.31式5/60）=183.72kg/hmCH3COOH CH3COOH其中， 98%CH3COOH 183.72义98%=180.05kg/h2%的H2O 183.72*2%=3.67kg/h以中和剂计量泵为衡算范围，输入等于输出，则（9）、（10）号管线的质量流量相等。管线（6）中中和剂最大质量流量为2000kg/h,则经验系数a=2000/600=3.33由《技术文件及装置操作手册》知，加料时间定为5min，则管线（6）中液体的实际质一、一.‘量流量为 q=axq =3.33x183.72=611.79kg/hm6 mCH3COOH其中： 98%CH3COOH 611.79x98%=599.55kg/h2%的H2O 611.79x2%=12.24kg/h5．管线（11）（12）（13）反应回路小循环泵P0103每次循环量为10000kg，每小时循环次数为6.5次，每小时质量流量qm=6.5x10000=65000kg/h，流经管线（11）的物料通过反应循环泵P0103之后，流经管线（12），流经反应换热器E0102,最后流经管线（13），在这个连续过程中，泵和换热器内部都没有积累，即对每一个设备来说，输入等于输出，所以管线（11）、（12）、（13）的质量流量均为65000kg/h。管线（17）（18）（19）反应回路大循环泵P0101每次循环量为10000kg，每小时循环次数为36次，每小时质量流量qm=36x10000=360000kg/h，在连续操作过程中，泵和换热器E0101中不可有积累，所以管线（17）、（18）、（19）中质量流量都相等，均为360000kg/h。管线（16）（22）（23）管线（16）是小循环产品出料管线，已知其质量流量为40000kg/h，管线（22）是大循环产品出料管线，已知流速为150000kg/h，若卸料只靠小循环回路泵，即只从管线（16）卸料，则15吨产品出料时间t=10000・40000=0.25h=15min若卸料只靠大循环回路泵，即只从管线（22）出料，则15吨产品的出料时间为：

t=10000・150000=0.067h=4min在实际生产中卸料应先是大小循环回路同时卸料，即（16）、（22）两管线同时卸料，达到一定程度（液位不再满足大循环回路时），就只能从管线（16）卸料。综合上述各因素，每批产品出料时间取t=10min,则管线平均每小时卸料的质量流量为： q=10000+（10/60）=60000kg/hm卸料只靠小循环泵时，（23）的实际质量流量为40000kg/h，卸料前期管线（23）的质量流量大于60000kg/h，取值为150000kg/h。中和部分管线（13）（14）已知管线（13）的质量流量为35000kg/h，则卸料时间t=10000・35000=0.29h=17min取整，有t=30min，此时管线（14）内液体的实际质量流量q=10000・（25/60）=24000kg/h

m因为是以中和器为衡算范围，所以输入等于输出，即管线（13）（14）的质量流量相等。2.3预反应、反应和熟化反应阶段的物料衡算1．预反应阶段EO总量为5455kg，在预反应阶段加入5%CHOH+ 6EO —CHO(CHCHO)H15 23 15 23 2 2 6220 264484x 5455x5% y5455义5%*5455义5%*220264=227.3kg5455义5%*484264二500kg所以，预反应阶段链起始剂的反应量为227.3kg，能够得到500kg产品。2．反应阶段加入剩余的EO，但参与反应的只有95%CHOH+CHOH+ 6EO-15 23CHO(CHCHO)H15 23 2 2 62202644842205455x95%x95%5455义95%*95%*220264=4102.6kg5455义95%*95%*484264=9025.75kg所以，反应阶段链起始剂的反应量为4102.6kg，能够得到9025.75kg产品。3．熟化阶段因为在反应阶段中，有少量EO存在汽相以及溶于液相中，所以要保持物料循环，熟化一段时间，直到EO反应完全。CHOH+ 6EO—CHO(CHCHO)H15 23 15 23 2 2 6220 264484x 5455X95%X5% y5455义95%义5%*220264二215.93kg5455义95%义5%*484264=475.04kg所以，熟化阶段链起始剂的反应量为215.93kg，能够得到475.04kg产品。因为原料中有0.1%的水分，所以实际投料量为m=(4102.6+227.3)x(1+0.1%)=4334.23kg其中：预反应阶段起始剂的投料量为m=227.3x(1+0.1%)=227.5kg1反应阶段起始剂的投料量为 m=4102.6x(1+0.1%)=4106.7kg2阶段反应时间/minEO投料量/kg起始剂投料量/kgcat.用量/kg反应率/%所得产品量/kg预反应5272.75227.31.191100500反应304923.144102.621.488959025.75熟化20——1.13154754．各阶段数据第三章热量衡算及主要设备计算反应回路换热器E0102的选型计算根据工艺条件选择U型管式换热器，因反应产品的黏度较大且需要冷却，所以产品走壳程，导热油走管程，设管程数为N=2。p初选换热器的尺寸规格1.计算定性温度，确定物理常数壳程（产品）管程（导热油）壳程（产品）定性温度定性温度t=(60+86.20)/2=73.10。CT=&80+164.80)/2=172.4。C|H=3mPa,s=10.8kg/(m•h)i从=5mPa-s=18kg/(m-h)0物理常数（定性温度下）C=2.01kJ/(kg.。C)p1C=2.72kJ/(kg.。C)p0p=960kg/m3i九二0.1kcal/p=1000kg/m30「J•°C-h73.1.2.初设总传热系数取总传热系数K=取总传热系数K=400W/(m2-oC)03.13.计算对数平均温差已知T1=180℃,已知T1=180℃,T2=164.8℃,t1=86.20℃,t2=60℃At=T-1=180—86.20=93.8。CAt=T-1=164.8—60=104.8。C1 1 2 2 2 1・•・AtAt-At・•・At=—# 1=—f \=99.20。CmlnAt/At)ln(104.80/93.8)2 1

温度校正系数温度校正系数86.20-60 =0.22180—6018086.20-60 =0.22180—60 =0.58P= 186.20-60 T-111根据R、P查图得温度校正系数中=0.99>0.8,可行。所以，修正后的传热温度' 差为At=9At=0.99x99.20=97.20差为3.1.4．计算热负荷和导热油用量热负荷Q=qCT-T)=65000x2.01x103x(180-164.80)/3600=551633.3Wm1p1 1 2忽略换热器的热损失，则导热油用量Q 551633.3x3600qm1——卢 \= f \=37709.9kgqm1Ct-1)2.01x103x86.2—60)p12 13.1.5．计算所需传热面积551633.3 二14.19m2400x97.203.1.6．选定换热器的参数根据规定，取传热面积为20.00m2。管外径d=0.025m,管内径d=0.020m,管心距p=0.032m,折流板缺口为01t25%,管子为正方形旋转45°排列，管长L=3m,则所需管子数N=A/(Ti-d-L)=20.00/(Jix0.025x3)=84.900考虑到管子的排列问题,管子数取N=100根。因为壳体的内径应等于或大于管板的直径,所以,从管板直径的计算可以决定壳体的内径，有 D=p(n-1)+2eitc其中，横过管束中心线的管数n=1.19+N=1.19xv100=11.9c管束中心线最外层管中心至壳体内壁的距离e=(1~1.5)d=0.03m0.•・D=0.032xG1.9-1)+2x0.03=0.409m=409mmi将D按壳体直径标准系列尺寸进行圆整，取D=500mmii

3.1.7.计算对流传热系数①.计算管程对流传热系数管程的流通截面积为管内导热油的实际流速A二三*0.0202义100=0.0157m管程的流通截面积为管内导热油的实际流速4 2=0.70=0.70m/s960*3600义0.0157dup0.020x0.70x960雷诺数 Re=ii= =44801N 3x10-3普朗特准数2.01x普朗特准数2.01x103x3x10-3043=14.02流体被加热，对流传热系数流体被加热，对流传热系数a=0.0231九 M—Re0.8Pr0.4=0.023d1 11x-043-x(4480%8xa=0.0231九 M—Re0.8Pr0.4=0.023d1 11②.计算壳程对流传热系数根据规定，取挡板间距为B=(0.2~1.0)D=0.3x0.5=0.15m

i流体通过管间的最大截面积A'=BDG-d/p)=0.15x0.5xG-0.025/0.032)=0.0164m2

i 0t壳程中产品的流速为当量直径 de65000=1.10m/s雷诺数Re0普朗特准数壳程中产品的流速为当量直径 de65000=1.10m/s雷诺数Re0普朗特准数Pr04p2一兀d2/4

1 0

兀d03600x1000x0.0164)4xG.0322-兀x0.0252/4),-= =0.027m兀x0.025dup0.027x1.10x1000=e-0-0-= N 5x10-30=59402.72x103x5x10-3

043=31.63([[\0.14由于壳程流体被冷却，所以取 巴=0.95，则壳程流体的对流传热系数为九 (LL、0.14九 (LL、0.14=0.36—Re0.55Pr1/3-±-d0 0InJe WW7=0.36x-043x(5940%55x(31.63)/3x0.95=2050W/(m2-°C)0.027③.污垢热阻管程与壳程的污垢热阻取R=R=0.000172m2-。。/W。管程与壳程的污垢热阻取s1s2④.计算总传热系数查表得不锈钢的热导率为管的平均直径④.计算总传热系数查表得不锈钢的热导率为管的平均直径d=0.0225m，以管m外表面积为基准，有外表面积为基准，有11185.5-1+R11185.5-1+Ra1d—0+d1+0.000172)6d0-^-十九dm+Rs025 0,0025义0.025 1X + + 20 17.45x0.0225 2050+0.000172=2.69x=2.69x10-3m2-oC/W，总传热系数K=374.7W/Cm2.oC)⑤.核算传热面积551633.3374.7551633.3374.7x97.2=15.27m2该换热器的实际传热面积为 A，=N兀dL=100x兀x0.025x3=23.56m20换热面积的裕度为(23.56/15.27)x100%=154.3%，故所选换热器是可用的。3.18.压力降的计算①.计算管程压力降管程压力降计算通式为A管程压力降计算通式为Ap=(Ap+Ap)fNt 1 2tp式中，管程结垢校正系数f=1,4，管程数N=2，雷诺数Re=4480，可知管t p 1程流体呈湍流状态。取管壁粗糙度8取管壁粗糙度8=0.1mm,相对粗糙度摩擦系数X=0.038，所以8/d=0.1/20=0.005,查入-Re关联图可知1Ap'r'

九——=Ap'r'

九——=0.038x3 960x0.72 X 0.02 2=1341Pa=3x960X0.72=706Pa・，・Ap=(Ap+Ap)fNt 1 2tp=(1341+・，・Ap=(Ap+Ap)fNt 1 2tp②.计算壳程压力降壳程压力降计算通式为,壳程压力降计算通式为,[,，、.邸=Ap+Ap IftI1 2Js已知f=1.15，管子为正方形斜转45°排列，F=0.4，横过管束中心线的管子数sn=1.19,N=1.19x<100=11.9=12，折流挡板间距B=0.15m。c则，折流挡板数 N=(L/B)—1=3/0.15-1=19B壳程流通截面积 A=B(D-nd)=0.15x(0.5-12x0.025)=0.03m20 ic0壳程流体实际流速650003600x1000x0.03=壳程流体实际流速650003600x1000x0.03=0.60m/s雷诺数Re0dpu

=—0—0—00.025x1000x0.605x10-3=3000>500壳体流体摩擦系数f=5.0Re壳体流体摩擦系数f=5.0Re-0.228=5.0x3000-0.228=0.81

0 0=Ffn(N0cB+1)U2=0.4x0.81x12x(19+1)x1000x0.62=13996.8Pa2=Nf3.5=Nf3.5-B二19xf3.5-I2x0.1511000x0.62

x 0.5J2二9918Pa,,，f,，，，Ap=Ap+Aptv1 227502Pa<0.101MPaf=(139968+9918)27502Pa<0.101MPa通过以上压力降核算可知，管程和壳程压力降都小于所要求的压力，核算结果表明，所选换热器可用。

3.1.9所选换热器参数表4所选换热器具体参数项目数值项目数值壳径D/mmi500管子总数N100公称压力/MPa0.101管子排列方式正方形斜转45°公称传热面积/m223.56折流挡板形式圆缺形管程数Np2管子中心距pt/mm32壳程数1挡板间距B/m0.15管子尺寸/mmG25x2.5中心排管数12管长L/m3管程流通面积/m20.0157第四章泵的选择PC-0101反应回路循环泵扬程计算已知（17）号管线的液体输送到SA-0101,管路上有三个90°弯头，三个阀门，一个换热器E0101，二个三通，P0101液体质量流量为360000kg/h，密度为1000kg/m3，温度为180℃，入口压力为45（kPa，排出压力为85&Pa，此温度下液体的黏度为从=4义10-3Pa-s。．流体形态计算液体体积流量 q=q/p=360000/1000=360m3/hVm已知管路内径d=100mm，则液体流速为=3.18m=3.18m/su= ^——= 兀d2/4兀x0.22/4雷诺数 Re=幽=0.2义1.59义1000=64000>4000日 5x10-3即流体做湍流流动。．摩擦系数管路为新的铸铁管，其绝对粗糙度8=0.3mm，则相对粗糙度8/d=0.3/200=0.0015根据X-Re关联图，查得摩擦系数入=0.0235．泵的扬程已知，对于任一稳态输送系统，根据机械能衡算得：ApAu2H=Az+—++EHPg2g f忽略动能变化，即Au2/2g=0，已知Az=8m，做如下计算:Ap/pg=(855-450)x1000/(1000x9.81)=Ap/pg=(855-450)x1000/(1000x9.81)=41.28mAZH=AZH+AZHf f1 f2管路中各管件的阻力系数如下表所示：表5管路中各管件的阻力系数所以，局部阻力名称阻力系数①当量长度与管径之比le/d数量管出口1/1管入口0.5/190°弯头0.75353三通1502管通长l5m25/(/ 、u2 (AZH=入-+AQ—=0.02355 3x一+1+0.5+0.75x3+1x23.182x =3.27mf1IdJ2gI0.2 J2x9.81中途经过换热器E0101,已知：D=1.0m,N=404,d=0.017m,L=6m,N=2且Au=Au11122iPd¥Nu(0.22Au2x1.590.015404=1.09m/s雷诺数cdup0.017x1.09x1000Re= —= 1从 4x10-3=4633>4000属于湍流区，取入=0.0465，则此处局部阻力AZHf2AZHf20.0465xI0.015)+1+0.5xJ1.092 =0.654m2x9.81...AZH=AZH+AZH=3.27+0.654=3.924mf f1 f2则扬程H=Az+Ap+Au-+ZH=8+41.28+3.924=53.2mPg2gf反应回路循环泵PC-0101的选型所选泵型号为200YG-75,其具体规格如下表所示：表6反应回路循环泵P0101的规格项目数值流量360m3/h扬程75m转速1450r/min轴功率98kW电机功率132kW效率75%必须汽蚀余量4.5m泵壳许用压力16kg/cm2

附表设备一览表序位号设备名称技术规格介质数量单位材料重量(kg)备注单总1R0101反应气液接触器卧式①1200X10X7000；V=8/54M3外半管473/60.3X3；保温层厚度120mm缩合物+EOH蒸气1台A240TP31545009000P.C.E2R0102反应收集器立式“2400X15X2200；V=14.25外半管473X3/419/0.5X1.65保温层厚度120mm缩合物+EO蒸汽1台A240TP316.750015000P.C.E3R0103反应中和器立式“2400X10X4540；V=17.8M3半管4108X4L=180m醇醚蒸汽/冷却水2台OCr17Ni112-M2OCr19Ni19461018440吉化重机厂4V0102碱计量罐立式4600X3X3428；V=17.6m3饱温层厚度60mm加热盘管力25X3L=51800m碱溶液蒸汽1台OCr19Ni1920450900吉化重机厂

5V0109酸计量罐立式4600X3X3428；V=17.6m3饱温层厚度60mm加热盘管力25X3L=51800m醋酸蒸汽1台OCr17Ni14M-A0220450900吉化重机厂6V0101导热油膨胀罐立式“1200X6X2756；V=2.26m3；保温层厚度100mm导热油1台Q235-A5501100吉化重机厂7V0104反应系统气液分离罐立式4700X6X2718；V=0.86m3有机物、N2、蒸汽1台Q235—A370740吉化重机厂反应系立式4800X6XEO、N2OCr18V0105统有机物分离2600;V=0.85m3保温层厚度100mm外盘管力25X蒸汽、有机物1台7Ni12Mo2420840吉化重机厂罐3L=19980蒸汽20中和系立式4800X6XEO、蒸OCr19V0107统有机物分离2600;V=0.85m3保温层厚度100mm外盘管力25X汽、有机物、1台7Ni12Mo238542.3770吉化重机厂罐3L=26000氮气2010V0108气液分离罐立式4700X6X2718v=0.86m3有机物、蒸汽1台Q235-A370740吉化重机厂反应回BEU4500X4730X缩合物A24011E0101路换热6,A=88m2n=345,412.7X+EO1台TP.327005400P.&.L器1.24,保温层厚度120mm导热油16

12E0102反应回路换热器BEU4267X4X3460V=17.7m,n=93412.7X1.24，保温层厚度120mmV缩合物+EO导热油1台A240TP.3165001000P.&.LBIU4500X8X导热油4210;A=58m2导热油20R吉化重13E0103加热器力19X2;n=155保温层厚蒸汽1台2017733546机厂度120mmBEM4900X8X导热油7443,V=236m2425X2.5导热油20R吉化重14E0104冷却器X600,冷却水1台20698913978机厂n=510反应真BEM4325X8X3764,氮气、20R15E0105空冷凝A=13.7m2^19X2X3000蒸汽、1台206391278吉化重器保温层厚度50mm冷却水机厂BEM卧式4325X8X中和真3764,A=13.7m2氮气、20R吉化重16E0106空冷凝“19X2X3000蒸汽、1台206391278机厂器保温层厚度50mm冷却水反应大8HNN194离心泵缩合物AISIWorting17P0101循环泵Q=360m3/h,H=45m+EO1台31623404680tonAIST导热油8HNN194