1万吨年邻苯二甲酸酐合成工艺设计

1，英文名称:Phthalicanhydride1,3-iso-Benzofurandione,分子式及分子量：C8H4O3=148,CAS号：[85-44-9]邻苯二甲酸酐是邻苯二甲酸脱水产物,一种重要的有机化工原料,广泛应用于PVC增塑剂、不饱和聚酯、醇酸树脂以及染料、油漆、农药和医药等，广泛理化特性:苯酐是白色或黄色的针状晶体。比重1.53(4℃),130.8℃沸点,有机溶剂中。本品属低毒类。主要是对眼、皮肤及上呼吸道的刺激作用,有的可见临床表现:本品能以粉尘及蒸汽形态作用于人体。据报导,接触邻苯二甲酸及苯酐的工人中,观察到的主要病变为结膜炎、鼻腔内有血性分泌物、鼻粘膜萎缩,声音嘶哑,咳嗽,偶见血痰。有的发生支气管炎甚至肺气肿。工人中常见的主诉有头,工艺以萘或邻二甲苯为原料的固定床氧化技术主要为BASF、Von-Heyden、HRhone-Poulene等工艺[4～5]。298℃。在汽化器中,空气与邻二甲苯混合汽化后进入除去,225℃,然后送入第一精馏塔(T101)进行减压蒸馏。顺目前,OXPA90%以上。1976年以前,OX40g的工艺,OX原料气,60-75g2090年代,100g工艺。目前掌握以生产技术的专利商主要有BASF、Wacker/von-Heyden、汽透平,输出中压蒸汽。用连续精馏,尾气催化焚烧或回收顺酐及富马酸。催化剂在活化时不必使用SO2。Wawker/Von-HeydenOX100g/m3,使用了高能V2O5催ElfAtoehem(Atofina)/日触工艺特点是具有低空烃比,增加了操作安全性。高负荷,空气量相应减少,采用蒸汽透平反应热回收,总能耗下降。工艺中的氧化和冷凝设备较小,投资较低。尾气全部通过催化剂焚烧处理,污染小。采用日触寿命4NX-16R75g工艺催化剂,PA110%-113%,时不需加SO2,该催化剂所用的反应器管长为2-3m,为“两层”催化剂。(Lonza)该工艺特点是空烃比低OX134g/m3。采用萘、OX或混BASFBASF04-28型催化剂主要成分为和,载体为,该催化剂,113%,10PA7%(摩尔分数)107%,6个百分点可使原料OX(441美元/t)30美元/tPA工业化生产装置采用以萘为原料的流化床工艺,PA产率,改善流化床中催化剂流动性,AB型两种催化剂,A型是以硅胶为载体的球型催化剂,BCs的催化剂。AB1：3比例混合生产,CsB型催化剂,使Cs/K活性组分比保持一定,维持催化剂流动性,从而最大化地PA产率,同时大幅度减少了催化剂使用量。、P和Cs的V-Ti催化剂,可同时处理OX和萘的混合原料[9～10]BASF的另一篇专利也提出了类似的方案。BASF还提出,由于大部分OX来源有机物,通过加人一定量的SO2可防止该类问题的产生。2002年全球PA主要生产能力分布为:667kt/a；南美254kt/a；西欧313kt/a370kt/a90kt/a24kt/a2207kt/a。近年来,随着全球新增产能的纷纷投产,除中国市场仍存在供不应求的状况外,在全球范围内已出现了供过于求的局面。在未来几年中,全球主要新建装置将集中在亚洲,尤其是中国,其他地区随着全球经济的复苏,PA的需求也将逐渐转强,将使现PA装置的开工率逐步提高。据有关资料统计,2002PA3400kt，20033470kt56%,17%、不饱和聚醋17%,10%。在此后几年中,2%-3%,其中亚太地区的需5%-8%(8%-10%),2010年全球需求量4260ktPA2050年代,90年代开始引进国外成套生产技术。OX氧化法。其中采用萘氧化法生产的生产能力3470kt/a左右,OXOX氧化法生产装置不断扩大,同时引进国外大型生产装置,消化和吸收国外先进生产技术,使原料消耗大幅下降,产品质量不断提高,PA生产工艺、设备制造、催化剂研制和自动化控制水平都有很大发展。近几年,PA生产能力、产量有了较大幅度的增加,但依然满足不了国内需求,PA进口。1997-2003年,20038,5PA生产企业提出的反倾销申请作出了终裁决定,对原产于韩国、日本和印度的进口苯配征收反倾销税,PA进口量并未出现下滑趋势,20032002年,253.1kt。受反倾销税的影响,PA在缺乏竞争力的状况下现已纷纷退出我国市场,PA产品已转往东南亚另辟市场。目前,中国台湾联成和南亚等已成为我PAOX供应偏紧,市场价格坚挺,PA的产品成本居高不下。此外,PA的进口,导致国内不少生产企业处于停车减产的状态,总体国内的生产工厂由于生产成本比较高,因此开工率都不是PA消费结构为:60%，醇酸树脂占22%108%。2004PA927kt,2005年1044kt，2005-2010PA12.6%,2010年我PA1894kt。PA技术领域也进行了一些开发工作,例如中石化北京化工研究院最新BC-23g型催化剂,PA111%-113%,该催化剂已在金陵石化公40kt/a生产装置上使用,PA催化剂相当,并2003年初在其试验基地北京市奥达石化新技术开发中心建成了催化剂生产基地,投人批量生产。在此基础上,北化院又在开发更高性能催化剂。天津大学化学工程研究所开发的“邻苯二甲酸配精制节能新技术”首次将金属PA间歇精馏装置,塔内件采用天津大学专利产品“高弹性液体分布器”,PA间歇精馏塔上应用BASFLonza40kt/aPA精馏装置进行了改造。据称,该成果不仅提高了精馏塔的处理能力和产品质量,还收到了降低能耗和物耗的效果,已达到国际先进水平。60-80gPA催化剂和工艺生产技术,首家实现了单20kt/aPA生产国有化,其催化剂性能可靠,产品质量优良。同时具备成套装置转让和出口能力,与同规模引进装置相比,60%以上。还有一些PA废水及废渣的回收利用进行了开发研究,例如石家庄白龙化工股份有限PA废水处理生产富马酸工艺中存在的产品收率低,各样原辅料消耗、能耗均较高、环保不达标等问题,采取将反应母液三级沉降、闭路循环、结晶母液套用、干燥工序改进的方法,65%以上,PA产量3.0%以上[11]。PA渣进行了制备邻苯二甲酸二异丁酷(DIBP),在杂多酸催化下,PADIBP,PA95%以上[12]流化床法工艺过首先用蒸汽将萘熔化为液体，再用泵打入内装有0402催化剂(V-K-Si系列)的氧化炉底部，升温至320℃-340℃，萘即被气化并分布至整个床层；经过滤净化的空气以6000m³h 的通入量，由鼓风机送入反应器底部，确保使催化剂处于流化状态，萘在360-385℃的温度范围内被空气氧化生成苯酐气含有苯酐气体的空气混合气经冷凝器、热熔冷凝器冷却，液体进入粗苯酐贮罐，所得粗苯酐经蒸馏塔加热、硫酸处理、碳酸钠中和后，再经真空精馏、冷凝、相分离、结晶、制片而得纯苯酐成品，含量≥99.7％。1t501974年，开发成功了高负荷表面涂层的钒系催化剂，催化剂载体是惰性的无3条工艺路线，即固定床气相氧化法、流化床气相氧化法和固定床液相氧化法。其中固定床气相氧化法根据采用的催化剂和反应条件的不同，又分低温低空速法、高温高空速法和低温高空速法。目前苯酐F法、VonHeydenChaunyFBASFBASF公司开发的技术，最初为低温低空速法；196860㎏苯酐新工艺。50㎏，洗涤液循环使用，使过程无废水排出。VonHeydenVonHeyden化学公司开发，也属低温高BASF法大致相似。工艺过程为：先将过滤净化的压缩空1t40-501896年，德国巴登苯胺纯碱公司首先提出由萘液相氧化制苯酐的方法。1920展邻二甲苯氧化制苯酐的研究，1945年美国首先实现该法的工业化生产。随着催苯酐工业化生产主要采用的是萘或邻二甲苯以及萘和邻二甲苯混合原料的固定床氧化工艺和萘流化床氧化工艺(SWB工艺)。萘流化床氧化工艺在国外已逐步被淘汰，但在我国的苯酐生产中仍占有一定比例。目前，邻二甲苯固定床901976都采用进料浓度为的工艺，为适用于高浓度邻二甲苯原料气，经过十几年的研究60-75g20世纪.90100g工艺。目前，掌F法、VonHeyden,FAochem(Atofina)日Alusuisse(Lonza)等公司。回收副产顺酐(1t50㎏)、生产费用低、无废水排出。采用VonHeyden法工艺特点是低能耗、高负荷、生产能力大。粗苯酐精制采用连VonHeyden工艺由于邻二甲苯含量可达，使用了高性能催化剂、反向进料技术及FAtocheAofina)/负荷，空气量相应减少，采用蒸汽透平反应热回收，总能耗下降。工艺中的氧化和冷凝设备较小，投资较低。尾气全部通过催化剂焚烧处理，污染小。采用日触4NX-16R75g110％-1132-3m，为“两层催化剂。Alusuisse(Lonza)该工艺特点是空烃比低，进料邻二甲苯浓度可高达。采用萘、邻二甲苯或混合原料的两用催化剂。催化剂形状为环状或半环状。反应器和压缩机体积较小，故设备投资减少。两段装填，其粗苯酐平均收率为108％，限制负荷为80g/。现又开发的新型R-HYHL-IV113％，限制负荷。在反应器列管不变的情况下，R-HYHL-IV04-285％，且30美元/吨[13]。邻苯二甲酸配生产工艺固定床路线有萘流化床氧化工艺(SWB工艺)，在国内外已被淘汰,OXPA95%以上。1976年以前,OX40g的工艺2090年代中期,100g工艺。目前掌握苯酐生产技术的专利商BASF,wacker/VonHeydon,Alusuisse(Lonza)等公司。PA生产技术进展主要体现在研发高收率高选择性和高负荷催化剂及改进现有生产工艺两个方面。最初,生产苯配以邻二甲苯为原料采用单段床层催化剂装填工艺,采用以五氧化二钒!锐钦矿二氧化钦为主体,再加人少量的妮!磷!锑!金属氧化物为助催化剂V-Ti-Sb-RbV-Ti-Sb-P氧化催化剂,以获得高苯酐收率。为提高邻二甲苯的进料量,工业生产中逐渐采用两段床工艺,助催化剂中又适量添加铆等碱金属,直至目前的四段床工艺。经过几十年的发展,苯配催化剂技中残留而添加100g

,,114以邻二甲苯计,下同)；℃检修周期大大缩短，目前居于世界领先水平的R-HYHL型，04-32，0466型催化剂等，近年随着并Waeker，日触公司的苯酐催化剂业务,80%以上,BCes239，BC-249,,且提高了产品的纯度,OX容易再氧化,这样主反应器的反应可在更低温度下进行,降低了操作风险[14~15]。换冷凝器的研究改进，生产均已由专业化公司进行,这样就使关键设备的各种性能国内外市场动态：2003年以来,全球苯酐的总产能一直大大超过总消费量,年1100kt左右,22%-25%之间。2003-2006年全球2.3%左右,2006-20113%左右,届724kt。但由于受到全球金融危机的影响,该年均消费增幅可能低于上述预期,短期内全球苯酐产能过剩的局面也将不会有所改观。从具体的国家(地区)来看,美国，西欧和亚洲地区是全球苯酐的主要生产和消费国家(地区)3个国家(地区)的苯酐合计产能和消费量占全球产能和总产量的80%左右。与全球其他主要苯酐消费市场低迷的情况相比,中国已成为全球苯酐消费量最大,并且增长速度最快的国家。未来几年,全球主要新建装置将集中在亚洲,尤其2007年,我国苯酐的合计产能达到110kt，总产量达950kt,消费量为市场动态：目前我国苯酐消费结构相对稳定,市场供需趋于平稳。大致为:增塑48.5%23%20.5%,3.6%,其他4.4%。在这些苯酐消费领域中邻苯二甲酸醋类是消耗苯酐最多的产品,广泛用作各种类型合成树脂和橡胶的增塑剂,80%以上用作聚氯乙烯增塑剂,近几年随着不饱和树脂行业的快速发展和应用领域的拓展,不饱和树脂对苯配的消费量呈逐年上升趋势,其速度快于其他行业。扩大,但其扩张速度远低苯酐产能的扩大,国内邻苯缺口仍然很大,苯酐行业因原料影响,开工率不足,苯酐市场将部分依靠进口解决。苯配行业规模扩展较快,原料缺口加剧,国内苯酐消费量受金融危机影响有所下降,行业开工率不足,生产成本上升,降低了苯酐行业的市场竞争力[16]。套苯配装置的生产技术和关键设备从德国BASF公司引进,是同期国内生产规模最大的装置,产能为40kt/a,1995年该装置进行技术改造,提高生产负荷到70g/N耐,采用德国BASF公司80g/N耐催化剂,实际产能达到52kt/a。第二套苯配装置的生产技术是从德国LURGI公司引进,为1009/N耐工艺,实际产能达50kt/a是国内第一套高负荷装置,装置经多项改造,克服了很多生产瓶颈,在很短的时间内就精使装置平稳运行,为后来同类装置的运行积累了丰富的经验,两套苯酐装置的引进和消化吸国内苯酐催化剂研究主要有两家单位:中石化北京化工研究院和大连龙翔生物科技有限公司。从目前市场占有率来说,北京化工研究院略占优势。在已成功的BC-239型80g催化剂基础上,北京化工研究院利用现代化的试验装置,对原料影响。助催化剂以及制备工艺等因素进行了反复试验,针对催化剂多段床工艺,利用不同的单管装置评选催化剂,成功推出了BC-239型高负荷催化剂,2006年该高负荷催化剂进行了工业化应用,并取得了很好的效果,国产催化剂的成功使用,为国产催化剂在国内装置的推广起到了极大的推动作用,彻底打破了进口催化剂在中低负荷装置的垄断地位,大大降低了国内同行业的生产成本[15]。齐鲁邻苯二甲酸酐(简称“苯酐”)装置是引进德国BASF公司技术于1989年建成投产,其产品邻苯二甲酸酐纯度分析参照BASF公司分析方法,可测量出含量在55%以上的邻苯二甲酸酐中顺酐(MA)、柠糠酐(CA)、苯甲酸(BAC)、甲基苯甲酸(TAC)等杂质含量,及含量在60%以上的邻苯二甲酸酐中苯酞杂质的含量。由于该分析方法存在诸多缺点,不能有效地指导装置操作,导致一段时间以来,苯酐产品质量状况较差。鉴于样品分析过程中需丙酮溶解,而丙酮又极易挥发,因此取样品时动作要迅速；因溶剂极易挥发,固体物质易析出,因此微量注射器进样时,置换要充分,进样要迅速,使用完毕注射器要用溶剂反复洗好,否则极易损坏；气温低时样品不易溶解,可稍微加热,但要注意控制,太多,应避免交叉污染；应避免残渣类样品分析,否则易造成堵塞；由于不同厂家丙酮所含杂质不同,容易造成定性困难,应适当筛选。用HP-5毛细管柱的分析方法比原填充柱方法,无论从分析结果的精度,还是在减少复杂程度方面都有了明显改善。运用新方法以后,对装置工艺调整起到了很好的指导作用,苯酐产品质量也在钒催化剂存在下,萘经空气氧化生成苯醉的反应,经过近年来对氧化过程动力学性质的深入研究,普遍同意是几个平行而又循序进行的反应:化学性质此蛟活泼,在加热下能与不饱和物发生狄尔斯一阿尔德(Diels一Alder)反应,也能与具有活泼α一H的化合物起取代一加成反应,常在熔融处理过程中聚合成高沸物,所以有人反向粗苯醉中添加顺丁烯二酸醉以帮助去除杂质。α一萘醒的沾附力校强,不易除净,且在不同的氧化或缩合程度下,可产生呈现各种颜色的不同变体,低聚物又能被热解,这是苯酐着色的主要根源。因而历年的文献中,除了改进投备,提高分馏效率以割尽萘馏分提高熔点外,许多都是环绕着苯醌的处理,提高精制苯醉的白度进行物理化学方法的探讨。对于苯醌的处理,初期除单耗的热处理外,会拭用趋成熟。以后研究了许多性质比较温和的无机物,以及价格低廉或可回的有机物的作用。近年来的探索重点是:提高苯酐纯度和回收副产物,并应用光度针自动控制利用萘醌等杂质的某些化学性质较苯醉活沮,位生成高沸物,添加无机物：无机酸:硫酸、发烟硫酸、硼酸、无机盐、无机碱、氧(5)(1)热水溶解应用于苯酐含量特别低的粗品,苯醉溶解于热水生成苯二甲酸分除苯醌和萘层,再经脱水蒸馏,(2）有机溶剂循环处理邻苯二甲酸二丁醋,正构石腊经CnH2n2(n=5-20),(3)活性炭吸附装有活性炭的不锈翎柱,值热到149℃,速搜处理熔融的粗苯(4）,先握急肠热馏除渣,再严格控制迥流比。其它也有应用气相境毁法,将从反应器出来的混合气,流经CoO催化(5）剂层(曾试用CoO或MnO2为催化剂),烧毁萘醌,以提高后来分翩得到的苯酐精馏如图1所示,上升到塔顶的苯酐蒸汽(220℃)进入塔顶回流冷凝器管内。波管间软水冷却。苯酐蒸汽部分冷凝,成为回流液。来自软水泵的软水与苯酐蒸汽换热后被控制产生0.5MPa的饱和水蒸汽(温度为158.7℃),通过与苯酐蒸汽换热产生0.5MPa饱和水蒸汽,220℃苯酐蒸汽被冷却为180℃的液体。由于MPa压强下水的沸点是158.7℃,高于苯酐凝固点131C,所以杜绝了冷凝器被苯酐结晶堵塞的事故。在苯酐冷却器内苯酐液体很容易继续降温达到其凝固温度。为此,控制壳程水蒸汽压强为0.25MPa139℃,靠水的汽化潜热吸收苯酐液体释放的热量。苯酐产品被冷却至140-150℃。该精馏系统副产的0SMPa和Pa的低压蒸汽可分别进人厂内蒸汽系统得以综是不稳态过程。在整个精馏操作过程中,釜中易挥发组份浓度不断下降,馏出液中易挥发组份远高于釜液,这就提供了分离掉粗苯酐中易挥发组份杂质和难挥发组份杂质的条件。间歇精馏有传统的恒压强,、变回流比的操作方式,近年来,国内用高效填料塔改造板式塔大都获得了较大经济效益。天津大学化学工程研究所与北京化工二厂共同设计的年产10000吨苯酐产品的精馏塔,选用了分离效率高,操作弹性大的金属丝网BX型波纹填料。该种填料尤其适用于绝对压力在0.1-10.0kPa范围的真空操作。每米理论板数5-6块；每块理论板压力降为酐物料的冷凝或冷却所放出的热量,实际上是变冷却水吸热为加压下水汽化吸热过程,这不仅可提高传热过程的热通量,强化了传热过程,更重要的是韦省了冷却水的消耗量,同时也为工厂副产了一定量的可用低压蒸汽,使废热得以回收利用。另一方面,由于设计中冷凝器内换热表面可随进水量的大小而变化,使得精馏操作分离效率的提高以往使用无相变冷却水冷却方式,塔内回流量难于调节,既影响了精馏塔分离效率及生产能力,还经常因冷却水流量控制不当造成事故停车,严重影响了生产开工率。新工艺自试生产以来,设备已运行了近30个月,产品优级品料量计)相当于旧工设备的3倍[22]。，用途十分广泛，主要用于制造RI)、RC)，还被大量可应用于涂料、医药、农药、糖精等工业中。我国苯酐最主要的用途是用来生产邻苯二甲酸酯类增塑剂，如邻苯二甲酸二辛酯（RI)）、邻苯二甲酸二丁酯（RC)、异辛酯、环己酯和混合酯等，该类增塑剂大量用于聚氯乙烯塑料制品的加工；其次是用于生产醇酸树脂和氨基树脂涂料；苯酐还可以用于不饱和聚酯的生产，在染料工业中用以合成蒽醌；在颜料生产中合成酞青兰K、酞菁蓝CT、酞菁蓝C等颜料；在医药工业中用于制备酚酞；在农药生产中用于亚胺磷等中间体的生产[23]。生5.5-6.0MPA饱和蒸汽。5.5-6.0MPA饱和蒸汽，然后进入预冷却器冷却至136-145℃左右后进入切换冷却器在反应器C101℃在反应过程中用熔盐将剩余热量移走，并充分回收利用反应热量：一部分用于熔盐锅炉产生A加热蒸汽并带动透平机做功。为210分钟，平均每台42分钟。用导热油进行冷却和热熔，共分三段进行，冷凝时间为168分钟，热熔35分钟，重冷凝7被冷凝下来的粗进入粗A储槽B116分子物质以及不稳定的分子在一段时间后转化成易除去的成分，为精制单元减轻B115主要设备为蒸馏塔K201和精馏塔K202，蒸馏塔和精馏塔中除去的主要成分为顺酐MA，苯甲酸BAC，CA以及苯酚等，其除去的总含量为进料量的1%左右。由预分解器B221A/B出来的PA经泵送入蒸馏塔K201第14块塔板。蒸馏塔K201塔物送回B221A。蒸馏塔K201塔顶轻组分部分送入B201待处理。由生产规模:1万吨/年,一年按300天计算可知邻苯二甲酸酐的产量为100001031388.89kg/300

0.85

可知纯邻二甲苯的消耗量为原料中邻二甲苯含量为95%,假设原料中含二甲苯5%,为方便设计计算1171.301232.95kg/ □Qair

Fair58564.75Fo

1171.3011.03kmol/

11.61kmol/28.80kg/kmol；根据物料衡算计算可知,3.1原料与空气混合后进反应器的混合物组成组分及含量组成成

摩尔流 摩尔分 邻二甲 苯 96X

54X

X2（1）C8H

C4H

4H X

X X X

X 98.06

X4.5% X

X

X64.5%

C8H

5H X

X X2.45%2.45%

XX

X7X8 90

X2.45% X

C8H

5H

X

X

X 208

X7.45%7.45%

XX

X11 7.45%

X

X12

C8H

C7H

2H

X

XX

X

X 122

X0.6% X 44

X0.6% 0.6%

XX

X16N2O2134.4732(900.23119.1590.82170.966.85CO28.62987.3895.143.14H2O241.272506.3835.7524.3373.972.57COC4H2O3C7H6O2进 出进 出

O Q1

Q2

Q3

QΙ

QΙΙ

QQ2—由加热剂(或冷却剂)Q3—QΙ—所处理的物料带到设备中去的热量所处理的物料带到设备中去的热量Q1可用公式Q1GctG—物料的重量t—物料的温度(℃)。原料从常温加热到160℃。由于催化剂量相对于主原料量太小,Q1OX1171.300.415616077886.43kcal/h7.060Q1

653.6328.800.2388160719242.675kcal/h1.100Q1Q1OXQ11.7650.275

3.3个物质的标准摩尔生成焓（Hf,298K标准摩尔生成焓Hf----- CPABT DT 3.4各物质的恒压摩尔热容-1.424×10--8.224×10-1.798×10--0.879×10-4.17×10--2.544×10--1.562×10--1.023×10-2.411×10-4.595×10-2.521×10--0.859×10--0.307×10-6.622×10--3.307×10-1.754×10--1.338×10-4.097×10--8.323×10--5.217×10-1.156×10--1.139×10-3.307×10--1.146×10-

Hf

- -ΔHf,298K88.857.8034.530.0 CPABT

ΔBγBBBBΔCγCBBΔDγDBΔCPΔAΔBTΔCT2ΔDT=5.668+0.01518T-2.501×10-5T2+1.1185×10-430℃703KΔH

ΔH

298ΔCP

ΔCPdT

(5.668

2.501105T21.1185108T3

22.501105T

108T

□ΔHr,703KΔHr,298K298ΔCPdT266.74

263.38kcal

+

- - -ΔH

γBΔHΔCPΔAΔBTΔCT2-ΔAγBAB3.12344.42847.7013.7687.56.713

ΔBγBBBΔCγ

ΔD

1.18650.01283T3.261104T22.561108T430℃703KΔH

ΔH

298ΔCP

ΔCPdT

(-1.18650.01283T3.261104T22.561108T3

0.01283T

4.464105T

2.561108T

-1.143kcalΔH

ΔHr,298K298ΔC

- -ΔH

γBΔHΔAγBABΔB

BBB

2.26710ΔCγ

ΔCPΔAΔBTΔCT29.61052.26710-4T5.747105T22.776107430℃703K

ΔH

ΔH

298ΔC

ΔCPdT

(9.61052.26710-4T5.747105T22.776107T3

2.26710-4T

5.747105T

2.776107T

26.4900ΔH

ΔH

298ΔCP

1019.41

ΔH

- -ΔH

γBΔH

ΔAγBABΔBγBBBΔCγBCB1.207210-BΔDγDBΔCPΔAΔBTΔCT257.62250.1647T1.2072104T23.2195108430℃703K

ΔCPdT

(57.62250.1647T1.2072104T2-3.2195108T3

0.1647T

1.2072104T

23.2195108T

10.8525ΔH

ΔH

298ΔC

10

515.71综上所述:主反应

ΔHr,m副反应:ΔHr1,mΔHr2,mΔHr3,mO-XtO-Xt2=25℃,p=O-X+t1=430℃,p=PAPA+MA+t1=430℃,p=0.1ΔH2t2=25℃,p=t2=25℃,p=ΔrH1=

+

+

Q2=-

ΔH2

(263.38725.3831019.4115.71)反应产物由设备中带出的热量反应产物由设备中带出的热量Q1QGc式中G—物料的重量

QΙG在反应釜中，产物在370℃

)48.680.243704323.01kcal/hQ(CO2)194.260.2437017252.51kcal/h3.907kcal/molQ(CO)184.111.047643123945.035kcal/h18.850kcal/molQ(H2O)884.270.47370153773.684kcal/h3.130kcal/molQ(O2)3015.050.9416431824292.173kcal/h19.362kcal/mol

)8.7050.24370773.004kcal/hQ(N2)13988.5691.0446439390414.46kcal/h18.796kcal/molQQ108.619kcal/mol设备向四周散失的热量QΙΙΙ(Q1Q2)5%(8.162523.883)5%126.602

QΙΙQ1Q2Q3QΙQΙΙΙ8.162523.883108.619126.296Q1Q 4.1反应压力0.03-进口温度出口温度热点温度平均反应温度反应器进口邻二甲苯含 反应器出口邻二甲苯含 反应器结构形 列管式固定床反应反应器列管规 测温管规 催化 1、测温管中心装有Φ10mm热电偶套管,242BASFH=2800℃870kg/m3200kg/m3B装填高度:H1=1200mm,A装填高度:H2=1600mm4.538mm；n=3309根，℃列管中：W1n1πd2lp（1(33096)0.25π(25103)22.8870

1πd2lp（60.25π(0.0292-0.0102)22.8800℃Qn all(11.03653.6322.43309

Dit(nc1

管中心间距 □Dit(nc1)2b38(641)21.530℃反应器壳体内径圆整数为2500mm熔盐锅炉（熔盐冷却器(ΔHrnBΔHr,mB5.273106℃熔盐需要移走的热

Q(ΔHr

5.2731064.2名 参蒸汽压力 进口水温出口汽体温度进口熔盐温度出口熔盐温度熔盐锅炉进口温差：ΔT1373235138CΔTmΔT1ΔT213835.7ln

ln取传热系数K1350kcal/m2·h·℃,温度校正系数Ft=0.9Q=A·K·F·ΔTm,可计算换热面积A；A

4.3325mm26.4m2204m2325mm的换热器并联才能满足要求。已知：进气温度：274.3℃665.5kcal/kg出气温度：38℃719.1kcal/kg。℃过程焓变为：719.1-666.5=53.658564.75Nm3/h2.0784t/h，所以蒸 2.078453.61031.1141054.4温度名 参蒸汽进口温度蒸汽出口温度熔盐进口温度熔盐出口温度熔盐锅炉进口温差：ΔT138533847CΔTmΔT1ΔT24785.7ln

ln传热系数K=250-390kcal/m2·h·℃,取K=320kcal/m2·h·℃根据传热速率方Q=A·K·F·ΔTm,可计算换热面积A；A

1.114105

4.5公称直 公称压 换热面 管 换热管尺 管程 管 4.6温度名 参气体进口温度气体出口温度冷油进口温度冷油出口温度换热量切换冷凝器进口温差：ΔT1165-50115℃切换冷凝器出口温差：ΔT260-60=0℃ΔTmΔT1ΔT21150ln

温度校正系数F=0.9，管壳式冷凝器传热系数K=100-150kcal/m2·h·℃较小，取传热系数K10kcal/m2·h·℃。根据传热速率方程Q=A·K·F·ΔTm热面积

A

3.1663105

当处于热容阶段时，PA由60℃(平均温度)升高到131.1℃苯酐熔化（固体变成液体）的熔化热为：38kcal/kg=5628kcal/kmol,

Qr44.4256282103.750105 Q144.42148.110.6(131.160)2104.2099105 ℃热油放出的热量（即PA热熔所吸收的热量）QQ1Qr4.20991053.7501054.7温度名 参水进口温度水出口温度冷油进口温度冷油出口温度 切换冷凝器中产物气体和冷油流动方式为并流℃.切换冷凝器设计计算如下切换冷凝器进口温差：T1=60-40=20℃切换冷凝器出口温差：ΔT250-20=30℃

ΔTmΔT1ΔT22030ln

ln设温差校正系数F=0.9；则ΔtmF×ΔTm0.9×24.66传热系数K=24—370kcal/m2·h·℃；取传热系数K=200kcal/m2·h·℃；根据热速率方程Q=A×K×Δtm可计算换热面积A：A

19.74451054.184

4.8公称直 公称压 换热面 管 换热管尺 管程 管 目前苯酐生产工艺中所用设备换热面积A=255m2，设计选型中换热面积4.9温度名 参水蒸气进口温度 水蒸气出