【《5万吨年产量的苯酐生产工艺设计》27000字】

[29]，E=1.04，根据Francis经验公式算得：h取hL=60mm，则有：h（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af根据lw/D=0.66，弓形宽度和面积图查化工原理课本，得：AfATAf=0.0722AT=0.0722×0.785=0.0567m2Wd=0.124D=0.124×1.0=0.124（4）液体降液管中停留时间θ=降液管设计合理。（5）降液管底隙高度h0h降液管底部净空高度设计合理。6.2.5流体力学验证（1）气体通过浮阀塔板压力降塔板压降hP为液层阻力hl和干板压降hc:干板压降hcuu0h液层压降hl气体通过液层阻力hl，即hl=βhLua=VSAF0=0.3172.510=0.502kg1/2/(s·m1/2)查化工原理下册课本，得β＝0.75，故hl=βhL=β（hw+how）=0.75×(0.047+0.013)=0.045mh单板总压降：P单（2）液泛现象板上不设进口堰，浮阀全开，液体经过降液管的压降有：h降液管清液层高度：Hd=0.071+0.0045=0.0755m由于：H因此降液管不会发生液泛。（3）雾沫夹带校核泛点率=VsρVρL－ρVK及泛点率=VSρ板上液体流经长度ZL=D－2W板上液流面积Ab＝AT－2正常系统，取K=1.0，查资料得泛点负荷数，CF带入数据得：泛点率=VsρVρL－ρVK泛点率=VSρ泛点率在80%以下，故雾沫夹带量满足要求。（4）塔板负荷性能图（1）漏液线以上得，u0由公式：V（2）液相负荷上限线液相停留时间θ=A则由公式：L（3）液泛线对于一般的物系，，时，出现液泛。取0.198m，根据他们之间的有：Hd=Φ(HT+hw)=hp+hL+hd=hc+hl+h0+hL+hd整理方程得：aVS2=b－cLS2－da=0.051（A0b=ΦHT+（Φ－β－1）hwc=d=2.84×10-3E（1+β）（3600l将有关数据带入后得：a=0.051（A0b=ΦHT+（Φ－β－1）hw=0.116c=0.153d=2.84×10−3E（1+β）（3600lw方程为：0.284VS2=0.116－208.95LS2－1.60或VS2=4.08－7357.4LS2－56.4（4）气相负荷上限（雾沫夹带线）泛点率=式中：K—物性系数，CFAb—板上液流面积，ZK=1，CF取0.112，A按照泛点率为80%计算：V整理后得：V（5）液相负荷下限线对于平直堰，取how2.84取E=1LSmin由以上五个方程做出浮阀塔板负荷性能图如图6-1所示。图6-1负荷性能图图6-1中，五条线围成的区域为精馏塔板操作区，操作点为P，OP为操作线。OP与雾沫夹带线的交点相应气相负荷为Vs,max，OP线与气相负荷下限线即漏液线的交点相应气相负荷为Vs,min。可见，本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限有漏液控制。精馏段的操作弹性=Vs,max/Vs,min=1.079/0.235=4.596.2.6塔高计算①有效传质高度根据Aspen模拟，塔板的效率估计为75%，除掉再沸器和冷凝器两个塔板，实际塔板数为N=——全塔效率圆整，取N=28。②进料板间距根生产情况，选择进料板间距为=0.35m，进料板数为7。③塔顶空间高度塔上部空间的高度，是安装塔盘和人孔。让液体自由下落，减少塔顶出口处被拦截的液体量，塔顶空间高度一般工艺是1.0～1.5m。取.2m。④塔底空间高度塔底的高度起到缓冲储存的作用，塔底液体不会全部被排出，塔底高度取=1.2m。⑤裙座高裙座高计算公式：H=2.0+⑥封头高选标准椭圆形封头，直边高=40mm，曲面高==0.8m，封头高为=0.840m。封头型号选择：EHA2000×16–16MnR⑦人孔(筒体)根据自己设计的工艺情况，要安装安全维护，每6层塔盘设置一个人孔。苯酐精制塔每7块板设一人孔门。检修孔总数设置为5个。板间距设计值为700mm，其直径值为500mm。所以综上塔总高为HH6.2.7管口计算（1）混合液进料管取uv=10m/s，V=6.8309m3/h，则管径d=选用管径为ϕ70×5mm的管道。核算流速u=（2）塔顶出料管uv=5m/s，V1=0.455m3/h，则管径d=选用管径为ϕ102×3.5mm的管道。校核流速u=（3）塔底出料管塔底出料流速取uv=2m管径为：d=管径规格选ϕ89×4.5mm的管道。校核流速u=6.2.8苯酐精馏塔设计结果汇总表6-9苯酐精馏塔设计结果汇总设计参数符号单位数值气相流量VSm3/h832.592液相流量LSm3/h6.531气相密度ρvKg/m32.510液相密度ρsKg/m3839.123液相表面张力δLmN/m2.804液相粘度μLcP0.294塔径Dm1.0空塔气速um/s0.295板间距HTm0.35堰型堰长lwm0.66堰高hwm0.047堰上液高度howm0.013板上液高度hLm0.06降液管底隙高度hom0.041安定区宽度Wsm0.065边缘区宽度Wcm0.035鼓泡区面积Aam20.532浮阀直径dom0.039浮阀数目25孔心距tm156.4开孔率Φ5.6%筛孔气速uom/s7.57每层塔板压降△PP749操作弹性4.59板上液层高度hlm0.045裙座高度mH1m0.75塔总高度HOm15塔板结构型式单溢流实际塔板数N28塔板形式浮阀排列方式正三角形设备T101水洗塔、T201轻组分塔的设计计算过程与此相同，在此不再赘述，设计结果见表6-17塔设备设计结果一览表。6.4换热器选型根据AspenPlus模拟数据和相关标准进行换热器选型。6.4.1换热器类型选择在这个过程中使用了几个热交换器。自酐合成工段由E101、E102组成，缩合回收工段由E160、E104、E125组成，预处理工段由E205组成。经济等各个方面，本设计的换热器均采用固定管板式换热器。下面以E102为例介绍换热的选型过程。1.机械设计提取AspenPlus模拟E102的数据，如表6-10所示：表6-10E102的操作参数操作条件热流（管程）冷流（壳程）质量流量/（kg/h）63906390进口温度/℃25070.16出口温度/℃120.5195.26进口压力/MPa0.10.1出口压力/MPa0.090.089利用AspenEDR模拟出来的换热器E102操作条件和设备参数如图6-3和6-4所示：图6-3E102操作条件计算结果图6-4E102换热器的设备参数换热器在软件里设计出来的结构，如图6-5所示：图6-5换热器E102的设备结构模拟图2.机械设计及强度校核1)选材由于反应物流温度高，腐蚀性不高，壳体压力高，壳体材料选0Cr18Ni9，管材选0Cr18Ni9。2)换热管用软件模拟出来的换热管排列如图6-6所示：图6-6换热器E102的列管排布图根据JB/t4715-1992《固定管板式换热器的型式和基本参数》，对模拟数据进行了四舍五入，圆整后，公称直径为340mm，管长为3000mm，管程N=1，壳程N=1，公称压力为1.0MPa，换热面积为48.3m2，换热管规格为Ø19×2，管数n=135根，中间排管数25。校核后，选换热器型号为：BEM-340-设计结果汇总换热器E102结构尺寸和计算结果，如表6-16所示:表6-16换热器E102主要结构参数项目参数项目参数壳体公称直径/mm340壳程1管径/mmØ19×2管心距(mm)25管长/mm3000管子排列方式正三角形管数/根135折流间距(mm)400传热面积/m248.3折流板数6管程1传热量(KW)579.3其他换热器的计算和选择方法相似，在此不再赘述。选型结果见表6-18（换热器选型结果一览表）。6.4压缩机C101的选型本设计使用的压缩机只有一个，该压缩机用于将空气压缩进入混合器与邻二甲苯混合，工艺要求需要将空气经压缩机后主要工艺参数见6-12。6-12压缩机C101的进出物料工艺参数压强/bar气体流量/(m3/h)温度/℃进口1.147099.425出口1.050809.619.25根据排气压力、排气流量和平均流体性能，压缩机型号选h710-6.0/0.87，具体选型结果见表6-19（压缩机选型结果一览表）。6.5泵的选型6.5.1选型过程本设计中涉及到的泵有一台，P101。此处介绍邻二甲苯进料泵P101的泵选型过程。泵选型运用智能选泵软件。1.泵P101工艺参数AspenPlus模拟的结果，邻二甲苯采用的输送泵P101的工艺参数如下《进料温度为25℃，其中进料压力控制值为1.0bra，体积流量控制值为7.277m3/h，出料控制值为1.0bar。2.扬程的计算扬程：H=h+λ扬程=泵进出口几何高度差+泵进出口压力差+气管强度损失。1）高度差：由于泵安装在地面上，因此泵进口和泵出口之间的高差等于泵出口和热交换器进口E102之间的高差，此处，取h=10m；2）压力差：泵进出口压力，∆P=0.6MPaQUOTE；3）进出口管径计算泵进料流速为3m/s，所以，进料管径为：d进=4Vuπ圆整后，取30mm。核算进料流速：u泵出料流速为5m/s，则出料管径为：d出=4Vuπ=圆整后，取23mm。核算出料流速：u4）阻力损失计算由ρ=878.089kg/m3，V=7.277m3/h，u=0.00075Pa.s，u进=2.86m/s，d=0.将数据代入计算的，R钢管绝对粗糙度ε=0.1，则相对粗糙度ε/d=3.33，得摩擦阻力系数λ≈0.0165QUOTE。管长L≈15m。扬程等于：H=h+λ2.智能选泵软件选泵过程在软件数据输入界面，输入H=83.2m，Q=2.02L/s，精度填90%，选单级单吸泵，数据输入界面如图6-7所示：图6-7智能选泵软件数据输入界面搜索型号，取第一个为该泵的型号，数据参数如图6-8所示，性能曲线如图6-9所示，尺寸安装如图6-10所示，安装信息如图6-11所示：图6-8泵P101的设备参数图6-9泵P101的工作性能曲线图图6-10泵P101的安装尺寸图图6-11泵P101的安装信息图6.5.2泵P101的选型结果综上，泵P101的计算和选型结果见表6-13表6-13泵P101选型结果项目参数项目参数型号I×1-65-50-160转速2900r/min流量2.02L/s扬程46.5m电机功率4kw效率60%叶轮直径125mm泵重量32.5kg介质邻二甲苯汽蚀余量2m选型结果见表6-20泵的选型结果一览表。6.7混合器M101的选型对于混合罐的主要使用目的是为了将来自不管管线流经的物料进行充分混合，同时也能够起到临时存放物料得作用，本图中有两个混合罐M101和M102，以下说明M101的选择。通过Aspen模拟计算，得到该设计的混合罐M101输出流量控制在Q=1245.9m3/min，对其的缓冲时间t控制在6min，进而得到混合罐容积V=Qt=7475.4m3，以及操作压力P为0.1Mpa，并模拟得到取装填系数φ值为0.85。从而算得所需体积：V＇为1465.76m3。依靠模拟计算后的体积对混合其进行选型，本设计将选用公称容积为2000m3的钢质固定圆筒形储罐，其标准编号为hg21502.1-92。选择结果如表6-21所示。6.8冷凝器选型对于该厂的冷凝器选择共有2台，F101、F102，以下对F102的选型进行介绍。对数平均温差是换热器中两种流体温差的积分平均值。因为在冷凝器，板换一系列的换热器中，温度是变化的，为了更好的选型计算所以出来一个相对准确的数值。表6-14切换冷凝器设计依据温度名称参数气体进口温度（℃）185气体出口温度（℃）180冷却器进口温度（℃）136冷却器出口温度（℃）136换热量Q（kcal/h）3.1663×105切换冷凝器进口温差：∆T1＝185－136＝49℃切换冷凝器出口温差：∆T2＝180－136＝44℃则对数平均温差为：∆Tm＝∆T1－∆T2ln∆T1∆T2由F＝0.9，K＝100~150kcal/m2·h℃，在操作中，苯酐被凝成固态在翅片上，传热系数相对小，K＝10kcal/m2·h℃。根据传热速率方程q=a·K·f·Δtm，可以计算出传热面积aA＝QK·F·∆Tm＝3.1663×10因此，可知管壳式换热器需要换热面积为764.81m2。综上，冷凝器的计算和选型结果见表6-15。表6-15冷凝器选型结果设备位号名称类型规格温度/℃压力/bar材料保护层保温层F101苯酐冷凝器管壳式冷凝器7950*2960*490013610016MnR碳钢岩棉F102苯酐冷凝器管壳式冷凝器7950*2960*4900180177216MnR碳钢岩棉6.9设备一览表6-16反应器类型设计结果一览表表6-17塔设备类设计结果一览表表6-18换热器类选型结果一览表表6-19压缩机选型结果一览表表6-20泵P101选型结果一览表表6-21混合器选型结果一览表QUOTE7.生产过程及仪表自动化7.1概述自动化控制，是指使用控制系统来自动化编程的设备而无需人工干预，这是化工生产的重要组成部分。自动化控制系统有简单和复杂和机控的。简单控制是分别对：压力，温度，流量等进行控制。化工行业常用的自动控制系统有集散控制系统(DCS)、可编程逻辑控制器(PLC)、安全仪表系统(SIS)。工厂系统采用DCS控制系统，可根据工业过程的需要进行适当，合理的自我诊断。当系统某个组件出现故障时，系统会触发告警，并集中参数和管理功能本工艺总体采用性价比高的DCA控制系统。7.1.1仪表选择在本设计中，用到的仪表有，控制温度、压力、流量、物位的仪表。结合工艺流程，设备特点，针对不同工况对仪表进行了不同的选择。（1）温度仪表在本设计中，使用一个普通的金属温度计来放置显示装置，并使用铠装热电偶和铠装热电阻来集中控制。结合工艺介质的特点，温度计外壳材质为304，不锈钢保护管。（2）压力仪表在本次设计中，压力检测仪器采用弹性压力表，该仪器结构简单，精度准确，使用寿命长，耐蚀性强并且价格相对较为便宜，目前在工业中得到广泛应用。同时，根据工艺装置的压力要求，压力仪的材料为铜合金材料。（3）流量仪表本设计采用金属转子流量计检测一般管道流量；流量测量采用螺旋涡轮流量计，精度高；同时，也采用了质量流量计和靶式流量计。（4）物位仪表在设计中，就地安装指示的物位仪表采用直读式液位计。7.2泵的控制泵的控制方案如图8-1所示。图8-1泵的控制方案泵出口处装有一开关，以在紧急情况下关闭该阀。同时，在出口处也安装了一个开关，以防止液体泄漏并影响泵的运行。泵配有压力表，泵的流量也需要调节，安装开关阀门可控制流量。快速流量和慢速流量都可控制。该项目使用清洁水泵和方法，基本单元是现有的清洁水泵，图8-1显示了截止阀，排水阀，止回阀，Y型过滤器，软管过滤器和泵压力表入口底部有两个交叉点。7.3压缩机控制方案将气体压力增压的范围为0.015MPa-0.3MPa，该种增压设备称为压缩机。根据风机压力分为低压、中压、高压风机，本次选用为离心压缩机。压缩机方案如图8-2所示。图8-2压缩机控制方案在压缩机的控制，有旁路控制出口压力或者旁路控制出口处流量。因压力变化大，不稳定，固用旁路控制流量，也就是安装流量传递仪表（FT）和流量远传仪表（FIC）。TIC可将流量信号传到电脑，流量得到控制。7.4反应器控制方案化学反应器是生产化学药品的必不可少的设备。反应堆控制的质量与产量和产品质量指标直接相关。由于反应器结构，物料流，反应机理，传热等方面的差异，自动控制的难度有很大的不同，自动控制的方式也有很大的不同。合成反应器如图8-3所示。图8-3反应器控制方案压力差设备装在反应器上部和外部，检测其变化。出口物流经过温度指示器，若输出的温度符合要求，就可控制反应器材料。若温度太高，要减少溶盐量，这样才能冷却下来。压力差设备安装在反应器上部和下部。配有温度检测器和关闭装置，以防止过热影响化学活性或生产安全。反应器的内部压力通过控制流量来控制。如果压力仍然很低，则应采取措施减少释放量以增加压力，反之亦然。邻二甲苯氧化生成苯酐是一种特殊的反应，该床可能会暴露在飞行温度下。为了降低生产过程中的安全风险，反应器中使用了SIS。SIS是降低生产风险的保护系统，包括燃烧管理系统，紧急停车系统和安全保护系统。7.5换热器控制方案热交换器有四种类型：过程后勤热交换器和公共任务热交换器，过程后勤热交换器，冷凝器和锅炉。通常选择热交换器出口处加热过程中物料的温度作为控制变量，而工作变量通常是载热体流速。换热器控制方案包括蒸发温度调节，工艺介质分配，流量调节和热交换面积变化。加热过程中的热交换器使用串行控制系统，其中蒸汽流量作为主要和次要处理变量。工艺流程和公用工程的换热器控制方案如图8-4所示。图8-4换热器控制方案该项目中热交换器是公共工程期间的热交换器。控制变量是加热过程中过程材料热交换器的出口温度，控制变量是加热器流量。加热时的热交换器，控制变量是蒸汽流量，并将主参数和辅助参数用作串行控制系统。冷却时的热交换器，控制变量是冷却介质流量，第二个变量是进料流量，主要变量为冷却温度。在热交换器自动化方法中，通过控制仪器的流量来实现温度调节，将温度指定的转换表（TT）设置为热交换器的出口和管道温度设置在冷水遥控（TIC）表中。当热交换器的出口温度改变时，调节冷却液阀的开度以进行控制。7.6塔设备控制方案板式精馏塔控制方案见图8-5。图8-5板式精馏塔控制方案当压力过低或过高时，信号将发送至顶部排放调节器，以调整阀门开度，以达到正常压力。每个精馏塔进料管均配有流量控制点和控制点。在精馏塔的底部设液位计以及压力表，同时塔顶也有安装有压力表，这样能有效的对现场数据进行实时检测，进而计算塔压差；除此之外，根据工艺物流设计的需求，也可以采取可公用工程的蒸汽压力，水流量等，从而有效的对塔底和塔顶的温度进行调节控制。为了保证塔在一定温度下平稳运行，在其塔顶处设置手动卸压阀，对防止电动阀失灵时无法正常开启导致的压力过高无法卸掉。8.车间及设备布置设计车间的布置不仅是设计不可或缺的一部分但只能满足技术需求但仍必须是经济，实用和合理的车间的布局直接影响到项目建设，日常生产运营，设备维护和安全以及各种经济指标的完整性方面的投资。因此，在作坊时，有必要充分了解相关信息，仔细权衡并仔细考虑设备模型，以获得最佳方案。通常按工艺区域组合和布置每个部分的设备，并设计每个连接的管道部分和设备的尺寸和材料。8.1项目布置原则化工企业所需要涉及到的各种原料、材质、中间物和产品大多都是易燃、易爆、有毒的化合物质。一个化工生产装置的布置就意味着一个污染源的生成，这就使得对污染源的减少尤为重要，因此在设计中就应该考虑如何控制生产过程中污染物的生成，采用合理高效的治理办法对污染物进行管控，使污染物尽可能的减少或消除。我国在这方面对于化工工程项目布置的管控严格执行环保“三同时”政策，即做到同时设计，同时加工安装，同时试车运行。8.2设备布置8.2.1苯酐精制车间苯酐精制车间轻组分塔和精馏塔露天布置，其它辅助设备按工艺顺序布置在相邻的框架结构上，采用预处理冷却器；预处理池；回流泵；苯酐精制塔回流泵布置在一层。轻组分分离塔，再沸器器；苯酐精制塔，再沸器露天布置。轻组分分离器冷凝器；苯酐精制塔冷凝器；轻组分分离塔回流罐；苯酐精制塔回流罐布置在二层。苯酐精制车间EL±0.000车间布局如图8-1所示，EL+6.000车间布局如图8-2所示，A-A车间剖视图如图8-3所示，B-B车间剖视图如图8-4所示，C-C车间剖视图如图8-5所示，D-D车间剖视图如图8-6所示。图8-1车间EL±0.000平面布置图图8-2车间EL+6.000平面布置图图8-3车间A-A剖面视图图8-4车间B-B剖面视图图8-5车间C-C剖面视图图8-6车间D-D剖面视图9.公用工程9.1公用工程供应9.1.1蒸汽装置内的动力蒸汽分6.0MPa、4.0MPa、2.0MPa、1.6MPa、0.6MPa、0.2MPa、~0.3MPa八类，其中1.6MPa蒸汽开工时由锅炉房供给，正常生产时系统自产蒸汽，除供苯酐装置自身用汽外，有剩余的蒸汽向外界送出。9.1.2循环水装置循环水由自来水站供应，主要供鼓风机；泵冷却水、工艺用循环水。9.1.3压缩空气压缩空气由界区内空压站供应，供装置开停工吹扫和各真空喷射器使用。9.1.4仪表风仪表风由界区空压站供给，供全装置仪表。9.1.5新鲜水新鲜水由工业水管网供给，供应开停工水冲洗、正常生产时补充循环水、消防水。9.1.6氮气氮气由界区内空压站供给，供苯酐装置各用氮气点。9.2动力供应控制指标动力供应控制指标汇总如表9-1所示。表9-1动力供应控制指标汇总表名称项目单位指标中压蒸汽压力MPa4.0温度℃4.300.8MPa蒸汽压力MPa0.8±0.05温度℃250~270循环水压力MPa≮0.40温度℃≯32工业风压力MPa≮0.70仪表风压力MPa≮0.45氮气压力MPa0.60±0.110.三废及其处理10.1三废及处理我们工厂的大多数废气来自气相，由气相，氮气和水蒸气组成的气液分离器分离。这些烟气必须经过处理才能排出。从校正塔顶部提取的废液是马来酸酐和邻二甲苯，它们被回收并通过某种方式回收。固体废物是反应器中使用的催化剂，可以安全地掩埋在固定的地方。“三废”综合表详见表10-1。表10-1“三废”综合表处理后的烟气浓度应符合相关的排放标准。《大气综合排放标准》（GB16297-1996）。本项目的废气主要包括空气、氮气，经过水洗塔处理后排放；固体废物主要包括R-HYHL-IV催化剂，经过定点深埋处理；废液包括邻二甲苯、顺酐等副产物，可进行回收利用10.2噪音来源及危害该工厂的主要声源是供暖设备噪音，管道噪音，阀门噪音控制和通风噪音。为了解决噪声问题，我们必须从三个方面入手，严格控制声源。建议在生产现场，工人戴上耳罩和其他护耳器。10.3噪音防护措施（1）对于本地噪声，可以使用声源隔离方法进行保护，具体方法是在传播过程中在声源处，安装消音器以隔离声音传播或安装振动隔离装置防止声音通过扩散介质传播。（2）在设计管道、水泵等这些容易产生噪音的机械设备时，尽量选用低噪音设备。（3）合理设计和规划生产区。在厂房布置过程中，应注意生产区和生活休息区的分离。11.安全生产在工厂中，我们需要在入口处安装静电消除装置，并在该装置上安装防雷措施。关键设备的管道材料由不燃玻璃纤维增​​强塑料制成，主设备的管道由不燃材料制成。建筑防火各措施应符合《消防建筑设计法》（GBJ16-87）的要求。11.2事故原因首先，该过程很危险：该过程中将存在有毒物质，例如二氧化碳，氯等。有化学用品是易燃，易爆和腐蚀性的。设备故障可能导致安全事故。操作员未能遵守安全法规程序来操作也会导致事故。11.3相关防护措施厂房区域严格按照GB50160-2008《石化企业消防设计规范》的要求进行布置。建筑防火率不低于II级。有一定的安全距离、防火面积和火灾自动报警系统。我厂防爆区域为生产设备及储罐区。这两个区域安装了防爆和防爆设备，保护罩的灯安装在建筑物内。主要安装区和建筑物必须有防雷击的相应措施，辅助生产区按第三类施工。输送易燃易爆管道采取防静电接地措施。生产过程中产生CO、氯气等有毒气体，生产设备配备防毒面具、安全眼镜、防腐材料防护服、橡胶手套等，避免事故发生。11.4安全生产措施1.基础安全措施在施工过程中，严格按照《建筑设计防火规范》的要求设计。为防止生产过程中有毒有害气体的泄漏，在接头等易泄漏部位安装可燃气体报警装置，选用高强度防爆防火电气设备、仪表以及开关。2.厂区安全布置只有在厂址的选择基础确定以后，才能准确地估计其所建投入的资金总额和项目开始投产后的成本，才能针对其经济效益、环境影响、社会效益等情况进行分析和评价，判断出该项目的实施可行性，因此厂址的选择是实施项目可行性的重要组成部分。厂址选择要从以下四个方面进行考虑分析，分别为原料、能源、水源以及周围配建环境。罐区安全布置由于罐区属于易燃易爆危险区域，因此对罐区的布置要与周围人行通道保持六米以上的距离时，防止事故发生无法逃亡，除此之外，对于成品罐区的布置要配备完善的消防设施，包括对成品罐进行喷水装置的设置，防止夏季高温对灌区造成危害。2）操作安全当进入工作现场时，需要做好个人防护措施，佩戴好安全帽、耳塞、口罩或者是防毒面具等一些防护用具。12.技术经济核算1.原材料投资本设计的原材料投资费用见表12-1。表12-1原料投资费用2．燃料动力费燃料费用见表12-2。表12-2燃料费用3.人员工资费用对于该厂大部分采用DCS自动化系统进行操作，人员配制方面初步定为60人，其中对于人员的工资以人均7000元进行计算，故累积直接工资费用为504万元每年。设备投资其中对于大型设备的投资主要有各类反应器，精馏塔，换热器，冷凝器，水洗塔，泵，压缩机等设备，投资总额在12000万元。经累积本项目总投资为25404.1万元。年销售收入以目前市场苯酐价格为6400元/吨进行年收入计算，得该厂一年的销售总额在32000万元。资金来源投资建厂所需的项目资金向银行贷款3亿元，期限3年，年利率4.75%。贷款金额3亿元，每年还本付息。工厂建设期为2年，即从第三年（投产年份）到最后5年。式中：P=30000，i=0.0475，n=3；计算得A=10964.69万元。对于还款方式选为每年偿还相同数额的利息，待贷款期限满后一次还清贷款金额，通过采单利法进行利息的计算，计算得每年应向银行支付利息大约为10964.69万元项目总结本设计以济南汇锦川化工有限公司生产的高纯度邻二甲苯为原料，采用邻二甲苯氧化法工艺制得产品苯酐，规模为年产5万吨。本设计可解决邻二甲苯的流出问题。在工艺要求下，对整个生产过程进行模拟；物料平衡；然后在能量平衡的基础上进行工艺计算、设备设计和选型。根据CAD软件，画控制点流程图、设备车间布置图、设备设计图等图纸。1.利用Aspenplus软件对整个过程进行了模拟，并对主要设备的运行参数进行了优化。2.在物料平衡和热量衡算的基础上，进行有效的设计苯酐合成反应器以及精馏塔等标标准设备。选用了6台换热器、1台泵、1台鼓风机、2台混合罐等标准设备。换热器选用Aspenexchange设计与评级软件；用智能选泵软件对工艺流程中所使用的各种泵进行选型、参数等一系列指标。3.在保证生产安全的前提下，提高该厂的生产效率，采用DCS操作系统对对生产装置以及配套装置进行自动化操作控制。4.对该厂的废水处理也尤为重要，工艺废水废气的处理需要经过苯酐冷凝器废气经水洗塔处理后排放。5.经济核算结果表明，市场均价6400元/吨，初始投资总成本为25404.1万元，总收益为3.2亿元。项目从银行贷款3亿元，期限3年，年还款10964.69万元。参考文献马伟棉.苯酐生产工艺进展[J].河北化工,2006(09):21-22.孙陆晶,刘俊凯.工业萘产业现状及前景分析[J].石油化工技术与经济,2015,31(06):6-8+13.吕海洋.国内外苯酐技术及市场分析预测[J].化学业,2017,35(01):33-35.宏章.苯酐的技术进展与市场分析[J].精细化工原料