年产1.5万吨碳酸二甲酯化工厂的设计4-正文.doc
JX年产15万吨碳酸二甲酯化工厂的设计陈大红带图纸
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JX年产15万吨碳酸二甲酯化工厂的设计陈大红带图纸,JX,年产,15,碳酸,二甲,酯化,工厂,设计,大红,图纸
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年产1.5万吨碳酸二甲酯化工厂的设计医药化工学院 化学工程与工艺 学生：陈大红 指导老师：何光洪1 总论1.1 碳酸二甲酯的性质和用途碳酸二甲酯(Dimethyl Carbonate，简称DMC)：化学式CH3OCOOCH3，分子量为90.08，常温下为透明液体，略带香味。难溶于水，但能与醇、酮、酯等任意比混溶。DMC毒性很小，对金属基本上无腐蚀性。DMC具有酯的通性，可与水发生水解反应；可与含活泼氢基团的醇、酚、胺、酯等化合物反应；与二元醇或二元酚反应生成聚碳酸酯。DMC分子中含有羰基、甲基、甲氧基等基团，具有良好的反应性能1-3，可代替剧毒的光气、硫酸二甲酯、氯甲烷等作为羰基化剂、甲基化剂和甲氧基化剂，成为开发一系列洁净化工工艺的新基块。1.2 碳酸二甲酯的市场分析1.2.1国外产能情况及需求预测国外生产DMC的企业大约有十几家，其中规模较大的有意大利ENI公司4-8。目前世界DMC的生产能力约130kt/a ,年产量不足100kt,主要分布在美国、法国、意大利、日本等国。国外的DMC消费情况是50%-60%用于取代剧毒的光气，制造聚碳酸酯、西维因、呋喃丹、苯甲醚等，20%-30%用于制造环丙沙星等特殊用途的新产品，其余10%-20%用作溶剂。1.2.2国内产能情况及需求预测我国目前DMC生产企业有10余家，生产能力均不大。近几年来，由于DMC下游产品聚碳酸酯、聚氨酯、涂料溶剂、汽油添加剂、高能电池电解液市场发展迅速，带动了DMC市场需求量的走高，2005年,DMC国际市场需求量约13万吨，国内为34万吨。预计国内外DMC的需求将以1020的速度递增，到2010年国内需求量将达10万吨以上，国外将达到2030万吨。1.2.3厂址选择本项目厂址选择在山东省潍坊寿光市经济开发区的科技工业园内。寿光开发区先后与美国、日本、韩国、澳大 利亚、台湾、香港等20多个国家和地区的客商建立了稳固的合作关系，新批进区项目75个，项目投入7.2亿元，区内工业企业231家。天成食品有限公司、华源凯马冲压中心、富康制药厂、墨龙集团等先后进区落户。形成了以盐化工、生物医药、石油机械、服装、印染、食品加工为主体的工业体系。为鼓励更多的客商投资，寿光经济开发区规划建设了新城创业园、科技工业园两大园区9-11。2 碳酸二甲酯生产工艺2.1工艺方案的选择目前国内外生产碳酸二甲酯的方法主要有光气甲醇法、光气醇钠法、甲醇酯交换法、二氧化碳直接合成法、尿素直接醇解法、尿素间接醇解法以及甲醇氧化羰基法。通过对国内外工艺的比较可知，尿素直接醇解法有如下特点：（1）原料廉价易得；（2）工艺简单，易于操作；（3）反应产生的氨气可以回收利用，对环境友好，绿色无污染；（4）反应过程无水生产，避免了甲醇-DMC-水复杂体系的分离问题，使后续分离提纯简单化，节省投资。（5）虽然反应第二步中G0，在热力学12-20上为非自发反应，但可以通过提高温度，增大压强来提高其转化率。由实验可知反应温度在185，压力1.2MPa时，尿素和甲醇在反应精馏塔中反应，在此条件下尿素的转化率可以达到100%，碳酸二甲酯的选择性大于98%，DMC的单程收率大于50%。2.2 碳酸二甲酯生产工艺2.2.1 反应流程图2-1为其流程示意图：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。图2-1 工艺流程示意图流程简介：在1号为反应精馏塔，尿素和甲醇分别以熔融和气相状态从反应精馏塔的上端和下端进入塔内。两者在塔内的固定床上逆流接触产生反应，其中未反应的部分在塔底列管式反应器上继续发生反应；反应精馏塔可以将反应产生的DMC精馏出去，因此可以打破反应的平衡从而提高反应转化率，增加其收率；反应精馏塔上端为一个全凝器，在全凝器上端可采出氨气，下端采出口采出的DMC和甲醇混合物经过2号共沸精馏塔，塔顶采出DMC和甲醇的共沸物，塔底采出交纯的甲醇，共沸物再经过4号膜分离器再次提浓，打破DMC和甲醇的二元共沸点，此时DMC的浓度可达40%，再经过分离车间提纯。6号为萃取精馏塔，采用邻二甲苯为萃取剂，使用萃取精馏的方法分离甲醇和DMC可以大大降低其能耗。萃取精馏得到的产物再经过7号萃取剂回收塔和8号DMC精制塔最后得到含量为99.9%的DMC产品。注：具体工艺流程图见附图一。2.2.2反应条件及能耗催化剂:双金属催化剂ZnO-La2O3，用量占尿素质量的27%；反应原料: 甲醇尿素15.85:1进料；反应条件:185，1.2MPa；反应工艺:反应精馏（采用热耦合工艺）；分离工艺: 膜分离，常压萃取精馏分离；尿素单耗：695.68kg/t DMC；甲醇单耗：754.56kg/t DMC；能耗: 3t水蒸气/t DMC。2.2.3反应主要设备尿素醇解法生产碳酸二甲酯反应精馏塔，萃取精馏塔，膜分离器，精馏塔。2.2.4催化剂的比较与选择 通过比较与分析ZnO2-La2O3催化剂用于乙醇脱氢法生产有如下特点：（1）ZnO2-La2O3价格相比与有机锡便宜，并且容易与产品分离，分离后的ZnO2-La2O3可以再次烘培可以重复利用；（2）催化剂不含有毒元素；（3）副产物少，但有氨基甲酸甲酯和氨甲酸甲酯，容易分离；（4）转化率低于均相催化，但可以通过简单的焙烧循环使用；因此，我们选择ZnO2-La2O3催化剂作为尿素醇解法的催化剂。2.2.5 膜的要求分离膜是具有优先透过碳酸二甲酯性能的有机复合膜、有机/无机复合膜或无机膜。优先透酯膜和优先透水膜都采用有机硅聚合物中聚二甲基硅氧烷（PDMS），可置于ZrO2/Al2O3陶瓷支撑体上，具有较好的选择性和通过量。2.2.6膜的选择由于在反应过程中为反应掉的甲醇与尿素形成二元共沸物，如果直接使用精馏塔来分离将大大增加其分离成本，所以我们选择膜分离器来提浓跨过二元共沸物的共沸点，在用精馏塔将其提纯。 膜的分离原理膜是一种起分子级分离过滤作用的介质，当溶液或混和气体与膜接触时，在压力，或电场作用，或温差作用下，某些物质可以透过膜，而另些物质则被选择性的拦截，从而使溶液中不同组分，或混和气体的不同组分被分离，这种分离是分子级的分离。分离机理主要为筛分：膜表面有微孔，流体流经膜一侧的表面时，部分较小的分子随部分溶剂穿过膜到达另一侧，形成透析液，而大分子则被截留在原来的一侧，形成截留液，从而达到了将大分子溶质与小分子溶质及溶剂分离开的目的。 优先透酯膜Kristal 高分子中空纤维膜表2-1Kristal高分子中空纤维膜的规格名称规格KRISTAL膜型号600B材料改性聚醚砜外径/内径/膜壁厚度（）1.15/0.6/0.27公称截留分子量60，000拉伸强度（MPa）34纤维长度2m(根据应用而定) 递送包装800束大肠杆菌截留率（log）56最大总氯耐受量（ppm）500（视用途而定）APHA9222B表2-2Kristal高分子中空纤维膜组件的规格名称规格KRISTAL膜型号600B膜型号600B组件直径长度8 by 2m膜壳材料PVC密封材料凯发专利密封材料操作温度范围540流动模式外压式纯水初始通量立方米/膜组/小时（1bar,30）9运行PH范围211清洗PH范围212常用跨膜压力TMP（bar）0.22.325下最大入水压力（bar）2.6反冲洗最大跨膜压力TMP（bar）2.6清洗最大跨膜压力TMP（bar）2.5重量（Kg）551米长度组件可订制 甲醇、碳酸二甲酯分离膜InoCep陶瓷中空纤维膜InoCep是以稳定无机材质为膜材质，以最具集约化的中空纤维为组件形式，膜组件装填密度大，密封简单，过滤精度高。具有抗酸/碱、抗溶剂、卓越的热稳定性、超长的使用寿命、高机械强度、可用蒸气杀菌、高通量、高组装密度等特点。特别适合于乳化液废水等高粘度、高含固量苛刻工业流体的分离应用，目前已在金属/表面处理工程，化学工程工业，食品和饮料/制糖业，废物/废水处理，工业过程中的化学品回用，生物制药/生命科学，乳业等行业得到广泛应用。 表2-3 InoCep陶瓷中空纤维膜组件的规格型号/规格MM5膜表面极性无极性有效膜面积(m2)5膜芯长度（mm）560膜芯直径（mm）260纤维数量1800最大操作压力(bar)6运行温度（）5110适用PH范围1.511过滤形式内压式膜壳材料SS316进水连接尺寸8出水连接尺寸1.5密封材料硅胶圈净重kg28膜内纯水流速（m/s）0.5设计进水流量（m3/h）422.2.7 流程特色碳酸二甲酯的生产一直存在原料剧毒，生产成本高，操作工艺复杂，分离困难等限制其发展的诸多问题。本流程采用尿素和甲醇直接醇解法合成碳酸二甲酯降低原料的成本，减少投资，且生产过成中无水生成，降低了分离的难度；通过使用反应精馏塔，设备结构紧凑，布局适合尿素和甲醇合成碳酸二甲酯的生产，反应转化率高，生产过程安全易控，操作方便，使生产流程更为简捷。通过使用蒸气渗透膜分离技术，不需要引入共沸剂。分离采用萃取精馏分离得到最优级产品，分离工艺简单易控。通过使用双金属ZnO-La2O3提高转化率和选择性，提高原子利用率，降低生产成本。3 投资与经济分析3.1总投资3.1.1总设备投资费用计算根据生产发展的需求21-24，可以得到所需要的所有设备主要有一下这些，将他们价格列表如下所示：表3-1 设备投资费用一栏表设备名称及技术规格型号、规格数量单价/万元总计/万元共沸塔DN140018000127.06627.066甲醇精馏塔DN200010000124.62124.621萃取精馏塔DN160025000160.31260.312萃取剂回收塔DN160025000123.75223.752DMC精馏塔DN10001800018.3538.353尿素熔融器130.40030.400反应精馏塔DN1200360001239.807239.807氨气吸收塔DN150018000131.21231.212换热器JB800-125.0-1.60-425.62511.25JB400-28.4-0.6-211.2781.278JB1000-301.5-1.60-6113.56713.567JB900-246.4-1.00-4211.08822.176JB800-189.6-2.50-428.53217.064JB800-138.0-0.60-116.2106.210JB600-94.5-1.6-614.2534.253JB500-58.3-1.6-412.6232.623JB600-64.0-1.6-422.8805.76JB600-109.3-1.6-214.9184.918JB800-134.3-1.0-216.0446.044JB400-25.3-0.6-311.1381.138JB400-38.3-0.6-411.7241.724压缩机ZW-26.4/30111.80011.8006M5.5-35.8/30117.84017.840ZW-30.5/12111.40011.400甲醇储罐10000球1113.114113.114氨水储罐11000球1136.818136.818储罐30005000257.004114.008粗甲醇储罐10000球1113.114113.114回流罐30005000657.004342.024DMC储罐10000球1113.114113.114离心泵IS65-40-25040.3921.568IS80-50-20010.3830.383IS200-150-31511.3191.319IS200-150-25011.0401.040IS100-80-16010.6400.640IS80-50-25021.0242.048IS50-32-12520.3330.666IS65-40-20010.2900.290IS50-32-20010.2050.205IS50-32-16020.1900.380总计1525.299注：中低压碳钢以18000/t 计，高压碳钢以20000/t 计。3.1.2其它固定资产投资表3-2其它固定资产投资表要素成本/万元要素成本/万元设备安装686.385车辆170仪表228.795办公设备200仪表安装102.958其他建筑680管道213厂区建筑500道路185行政、生活设施280其他250万元小结3496.138万元注：设备的安装费为该设备的45%；控制仪表费为15%。3.1.3 固定资产折旧费固定资产折旧率与服务寿命和残值有关，服务寿命是指该资产能够经济合理使用的时间，在估计服务寿命时间应同时考虑到功能性折旧与实质性折旧。一般房屋建筑物的使用年限为20年，而机器设备为15年，运输其中设备包括电子设备为5年。残值是指固定资产报废时的残余价值。一般，残值=残值率原值，残值率一般取3%-5%，这里残值率取4%，则每年的折旧费用为原值（1-残值率）/折旧年限。表3-3折旧与摊销表序号项目原值/万元残值率/%设备残值率/万元折旧年限折旧（万元/年）1生产设备1525.299461.01215112.6372建筑1180447.22056.643车辆17046.81016.324办公设备200481512.85其他25041015165累计折旧214.3983.1.4 维修费用在生产过程中，不可避免地会出现故障，需要定期检修，一般维修费用占固定资本的310%，我们取5%，故维修费用=5%（1525.299+3496.138）万=251.072万元。3.1.5 原料费用表3-4原料费用表成本项目用量/吨单价/元/吨总价/万元甲醇11653.222002563.66尿素10436.0415201586.277邻二甲苯28.5225700019.965ZnO-La2O30.3915200000.783合计4170.7293.1.6 人事费用表3-5 部门人员和工资费用表序号岗位名称定员工资(含年终奖金)/（万/年）1总经理1152总经理助理1123总工程师1124副总经理110 5客户服务部经理16职员266人力资源部经理16职员267财务部经理18职员4128后勤部主管16后勤保安612厨师412保洁369销售部经理16职员102510市场部经理16 职员2611物流部经理16职员2612企宣部经理16职员2613生产部经理16合成车间工艺员14操作工615提浓车间工艺员14操作工615精制车间工艺员14操作工615公用工程人员410储运人员820监测员412维修中心人员82014质检部经理16职员41215产品研发部经理16研发人员832 16合计109375表3-6 员工福利估计表序号类别占技术工工资总额比例小计（万元）1养老保险金10%37.5002失业保险金1.5%5.6253医疗保险金5%18.7504生育保险0.5%1.8755工伤保险1.5%5.6256住房公积金4%15.0007总计22.5%84.3753.1.7能源的消耗在该厂生产过程中，总共用到两种能量的消耗，主要是水和电，他们的用量与价格见下表：表 3-7 能量的消耗项目年用量单价总价（万元）生活用水7128吨1.3/t0.93循环冷却水63000吨0.2/t1.26蒸气45000吨100/t450电855万Kwhr0.6元/kWhr513总计9 无形资产技术转让费该项目中设计涉及到的专利转让费估计为200万元。土地购置费根据我们的厂区设计可以得到我们厂区的面积为25200平方米。同时又由于我们的厂址所在地的地价为15元/立方米，因此可知该项目工厂的土地购置费为378万元。3.1.9 总投资费用表 3-8 总投资费用表总投资要素成本/万元固定资产投资主要设备1525.299其它固定资产投资3496.138无形资产投资技术转让费200.000土地购置费378.000其他费用固定资产折旧费214.398维修费用251.072原料费用4170.729人事费用459.375能源的消耗964.5“三废”处理费4.500总计11664.0113.2总收益估算项目收益主要为产品碳酸二甲酯和副产品氨水。表3-9 产品收益表产品产量/吨价格/（元/吨）收益/万元碳酸二甲酯15000700010500.000氨水34402.56502236.163总计12736.1633.2.1 投资额的确定一般化工项目的资金回拢期为3个月，即流动资金一般取一年成本的25%，达产期年成产成本为7615.854万元，即可得到流动资金为1903.964万元。表3-10 投资额的确定项目金额（万元）成本7615.854固定资产投资5021.437流动资金1903.964总投资额6925.177注：总投资额=固定资产投资额+流动资金。3.3资金筹措本工厂的总投资约为6925万元，资金筹措方案为向中国工商银行贷款3000万元，借款偿还期为5年。剩下的3925万由企业自有资金注入。3.4经济分析3.4.1投资回收期Pt=5.04年3.4.2 投资净现值NPV=8429.502（万元）3.4.3 内部收益率IRR= 24.54%4 物料衡算4.1流程简述本厂主要生产碳酸二甲酯（1.5万吨/年），同时副产氨水。由尿素和甲醇为原料，在反应精馏塔内反应。从塔顶采出碳酸二甲酯和甲醇的共沸物，经过膜分离器提浓跨过共沸点，产物通过萃取精馏塔，两个碳酸二甲酯精馏塔，最终生产纯度为99.9%碳酸二甲酯。整个生产工艺包括碳酸二甲酯的合成以及产品的分离精制两个阶段。4.2碳酸二甲酯合成及分离工段尿素和甲醇为原料，经反应精馏塔一步反应直接得到碳酸二甲酯和氨气，氨气从反应精馏塔塔顶馏出，产物依次通过共沸精馏塔、膜分离器、萃取精馏塔、在经过碳酸二甲酯精制精馏塔，最终生产纯度为99.9%的DMC。流程如图4-1所示。图4-1碳酸二甲酯合成及分离工段流程模拟图4.3反应精馏塔物料衡算表4-1反应精馏塔物料衡算表Stream No.INOUT1NH3DMC-MEOHPhaseVAPORVAPORVAPORTemperature 185185185Pressure atm11.84311.84311.843ComponentKg/hrMass FlowMass FlowMass FlowUREA1449.4500H2O00.24428130CH3OH22978.6842.898820521406.5114DMC00.425296682126.05808NH30812.2908830.08123721邻二甲苯000MC0037.177171CH3NHCOOCH3002.442813Total24428.13855.859323572.2724428.1324428.134.4共沸精馏塔物料衡算表4-2共沸精馏塔物料衡算表Stream No.INOUT349PhaseVAPORLIQUIDLIQUIDTemperature 166.77460.285464.2234Pressure atm0.9870.9870.987ComponentMass FlowMass FlowMass FlowUREA000H2O000CH3OH28454.020210264.407618189.6126DMC2423.963152423.96311.2161e-35NH30.081237210.080522020.00071519邻二甲苯000MC37.1771710.0098944437.167277CH3NHCOOCH32.4428130.086582912.35623011Total30917.6812688.5518229.1430917.6830917.694.5 膜分离器物料衡算表4-3膜分离器物料衡算表Stream No.INOUT5CIRCLE16IC-GASPhaseVAPORVAPORVAPOR-LIQUIDVAPORTemperature 105105105105Pressure atm3.9483.9483.9483.948ComponentMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowUREA0000H2O0000CH3OH10264.40767047.508813194.2836422.5816967DMC2423.9631297.9050712125.815640.24239631NH30.08052202000.08052202邻二甲苯0000MC0.00989444000.00989444CH3NHCOOCH30.08658291000.08658291Total12688.557345.4145320.09923.0010912688.5512688.514.6萃取精馏塔物料衡算表4-4萃取精馏塔物料衡算表Stream No.INOUT16IN-OX811PhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature 36.38215023.94274.964Pressure atm0.9971.18411ComponentMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowUREA0000H2O0000CH3OH4246.1752703194.271371051.9039DMC3333.9594039.26676353294.69263NH30000邻二甲苯0.047775584784.7637.255633014777.55514MC0000CH3NHCOOCH30000Total7580.1824784.7633240.7949124.15212364.9512364.954.7萃取剂回收塔物料衡算表4-5萃取回收塔物料衡算表Stream No.INOUT1NH3DMC-MEOHPhaseVAPORVAPORVAPORTemperature LIQUIDLIQUIDLIQUIDPressure atm111.1ComponentMass FlowMass FlowMass FlowUREA1449.4500H2O00.24428130CH3OH22978.6842.898820521406.5114DMC00.425296682126.05808NH30812.2908830.08123721邻二甲苯000MC0037.177171CH3NHCOOCH3002.442813Total24428.13855.859323572.2724428.1324428.134.8 DMC精制塔物料衡算表4-6DMC精制塔物料衡算表Stream No.INOUT1213CIRCLE2PhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature 70.67890.21863.426Pressure atm111ComponentMass FlowMass FlowMass FlowUREA000H2O000CH3OH1051.90390.000522871051.89162DMC3291.397942083.286351208.14376NH3000邻二甲苯0.0477755500.04777558MC000CH3NHCOOCH3000Total4343.352083.2872260.0834343.354343.374.9甲醇精制塔物料衡算表4-7甲醇精制塔物料衡算表Stream No.INOUT15MEOH10PhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature 58.19715.08598.285Pressure atm1.9741.973846531.974ComponentMass FlowMass FlowMass FlowUREA000H2O000CH3OH21383.88421360.405223.4788668DMC39.266763539.26676350NH30.000715190.000715190邻二甲苯7.255633016.836970730.41866227MC37.167277037.1672547CH3NHCOOCH32.356230110.031397982.32483202Total21469.9321406.5463.3896221469.9321469.934.10总流程物料衡算表4-8总流程物料衡算Stream No.INOUTFEED1FEED2IN-OXNH3IC-GASOUT-OXMEOHPRODUCTWASTEPhaseLIQUIDLIQUIDLIQUIDVAPORVAPORLIQUIDLIQUIDLIQUIDLIQUIDTemperature 2525150185105147.71822615.08533183223Pressure atm0.98670.9871.18411.8433.9481.11.9740.8031.776ComponentMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowMass FlowUREA1449.4500000000H2O0000.244281300000CH3OH022978.68042.898820522.58169676.8294e-0821360.40520.0005228723.4788668DMC0000.425296680.242396313.2946926339.26676352083.286351.7726e-19NH3000812.2908830.0805220200.0007151903.9644e-15邻二甲苯004784.763004777.507376.836970731.1541e-320.41866227MC00000.0098944402.0432e-05037.1672547CH3NHCOOCH300000.0865829100.0313979802.32483202Total1449.4522978.684784.763855.859323.001094780.80221406.542083.28763.3896229212.8929212.885 热量衡算5.1 HEATER1热量衡算表5-1HEATER1热量衡算表25-27Stream No.INOUT171Temperature 25132Pressure bar112Vapor Frac00Mole Flow kmol/hr741.274038741.274038Mass Flow kg/hr24428.1324428.13Volume Flow cum/hr29.74197522353.05724Enthalpy MMkcal/hr-42.790028-34.390942H MMkcal/hr8.399Heat Duty of HEATER1MMkcal/hr8.3995.2 HEATER2热量衡算表5-2HEATER2热量衡算表Stream No.INOUT45Temperature 60.285105Pressure bar14Vapor Frac01Mole Flow kmol/hr347.255872347.255872Mass Flow kg/hr12688.547712688.5477Volume Flow cum/hr15.94990962729.48662Enthalpy MMkcal/hr-21.920702-18.695505H MMkcal/hr3.225Heat Duty of HEATER2MMkcal/hr3.2255.3 CONDENSE热量衡算表5-3CONDENSE热量衡算表Stream No.INOUT67Temperature 10525Pressure bar41Vapor Frac0.8390Mole Flow kmol/hr123.289523123.289523Mass Flow kg/hr5320.099295320.09929Volume Flow cum/hr814.1617015.96037123Enthalpy MMkcal/hr-8.0224852-9.1518234H MMkcal/hr-1.12934Heat Duty of HEATER2MMkcal/hr-1.129345.4 HEATX1热量衡算表5-4 HEATX1热量衡算表Stream No.INOUT10WATER14WASTETemperature 98.2851542.74523Pressure bar2211.8Vapor Frac0000Mole Flow kmol/hr1.25791562441.25791562Mass Flow kg/hr63.389615872.0611272.0611263.3896158Volume Flow cum/hr0.080339030.071838100.074830470.07337794Enthalpy MMkcal/hr-0.0680461-0.2735994-0.2708176-0.0708279H MMkcal/hr0.000Heat Duty of HEATX1MMkcal/hr0.0025.5 HEATX2热量衡算表5-5HEATX2热量衡算表Stream No.INOUT13WATER2OUTPRODUCTTemperature 90.2181527.52132Pressure bar1.0131.0130.8110.813Vapor Frac0000Mole Flow kmol/hr23.127382917017023.1273829Mass Flow kg/hr2083.286873062.59763062.59762083.28687Volume Flow cum/hr2.197274093.05311943.108907742.0252716Enthalpy MMkcal/hr-3.2960665-11.627975-11.575325-3.3487171H MMkcal/hr0.000Heat Duty of HEATX2MMkcal/hr0.055.6 SEP1热量衡算表5-6SEP1热量衡算表Stream No.INOUT2H3NDMC-MEOHTemperature 185185185Pressure bar121212Vapor Frac111Mole Flow kmol/hr741.25611949.0531812692.202938Mass Flow kg/hr24428.13855.85928123572.2707Volume Flow cum/hr2353.00036155.7115692197.2888Enthalpy MMkcal/hr-34.430083-0.5164954-33.913587H MMkcal/hr0.000Heat Duty of SEP1MMkcal/hr0.0005.7 SEP2热量衡算表5-7SEP2热量衡算表Stream No.INOUT56CIRCLE1IC-GASTemperature 105105105105Pressure bar4444Vapor Frac10.839711Mole Flow kmol/hr347.255872123.289523223.2520320.71327318Mass Flow kg/hr12688.54775320.099297345.4138823.0010924Volume Flow cum/hr2729.48662814.1617011754.796855.60644116Enthalpy MMkcal/hr-18.695505-8.0224852-10.802306-0.0336482H MMkcal/hr-0.16293Heat Duty of SEP2MMkcal/hr-0.162935.8 T1热量衡算表5-8 T1热量衡算Stream No.INOUT349Temperature 166.77460.28564.223Pressure bar111Vapor Frac100Mole Flow kmol/hr915.45497347.255872568.199098Mass Flow kg/hr30917.684612688.547718229.1369Volume Flow cum/hr33484.34315.949909624.3237136Enthalpy MMkcal/hr-44.715893-21.920702-31.801583H MMkcal/hr-9.007设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hr0.100-9.107Q-9.107+0.100-9.007=H 热量守恒5.9 T2热量衡算表5-9 T2热量衡算表Stream No.INOUT1510MEOHTemperature 58.19798.28515.085Pressure bar222Vapor Frac0.000800Mole Flow kmol/hr668.3929941.25791562667.135079Mass Flow kg/hr21469.930663.389615821406.541Volume Flow cum/hr35.56703990.0803390326.4173516Enthalpy MMkcal/hr-37.547903-0.0680461-38.210552H MMkcal/hr-0.731设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hr12.433-13.164Q-13.164+12.433-0.731=H 热量守恒5.10 T3热量衡算表5-10T3热量衡算表Stream No.INOUT16IN-OX811Temperature 36.38215023.94274.964Pressure bar11.121.0131.013Vapor Frac0000Mole Flow kmol/hr169.53040545.0681100.193896114.404609Mass Flow kg/hr7580.182444784.7633240.793779124.15168Volume Flow cum/hr8.536381666.252324824.039427610.2484426Enthalpy MMkcal/hr-12.9370530.02553665-5.7463192-7.239446H MMkcal/hr-0.074设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hr4.182-4.256Q-4.256+4.182-0.074=H热量守恒5.11 T4热量衡算表5-11 T4热量衡算表Stream No.INOUT1112OUT-OXTemperature 74.96470.678147.718Pressure bar1.0131.0131.115Vapor Frac000Mole Flow kmol/hr114.40460969.36827545.0363342Mass Flow kg/hr9124.151684343.349624780.80206Volume Flow cum/hr10.24844264.704382776.22750176Enthalpy MMkcal/hr-7.239446-7.09550960.01429488H MMkcal/hr0.158设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hr1.375-1.217Q-1.217+1.3750.158=H热量守恒5.12 T5热量衡算表5-12 T5热量衡算表Stream No.INOUT12CIRCLE213Temperature 70.67863.42690.218Pressure bar1.0131.0131.013Vapor Frac000Mole Flow kmol/hr69.36827546.240882423.1273829Mass Flow kg/hr4343.349622260.083162083.28687Volume Flow cum/hr4.704382772.582053172.19727409Enthalpy MMkcal/hr-7.0955096-3.7852294-3.2960665H MMkcal/hr0.0142设备名称塔底再沸器塔顶冷凝器负荷MMkcal/hr1.680-1.666Q-1.666+1.6800.0142=H热量守恒6 主要设备设计与选型6.1 泵的选型举例运用软件化工专业泵计算1.1，计算出各泵的具体参数28-38，如下：表6-1 P301选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h23.711流速 m/s0.839扬程 m19.622入口压力 Kpa(绝压)177.618出口压力 Kpa(绝压)358.646压差 Kpa181.028安装高度 m2.0NPSHa m2.497效率 %70有效功率 kw1.014轴功率 kw1.448物性参数操作容器内压力物料名称UREA+DMC密度 kg/m3800吸入容器内操作压力kPa101.235黏度 Pas0.2饱和蒸气压kPa(绝压)1.4排出容器内操作压力kPa200.0雷诺数335.442管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm0.2直管长度 m25.0直管摩擦因数0.191弯头数目 个2.0弯头局部阻力系数0.75截止（球）阀数目 个3.0截止阀阻力系数6.4底阀数目 个1.0底阀局部阻力系数1.5其它管件数目 个0.0局部阻力系数0.0直管阻力损失 m液柱1.710进出口阻力损失 m液柱8.679e-3管件阻力损失 m液柱0.796表6-2 P302选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h23.711流速 m/s0.839扬程 m24.929入口压力 Kpa(绝压)152.471出口压力 Kpa(绝压)383.793压差 Kpa231.322安装高度 m5.0NPSHa m19.291效率 %70有效功率 kw1.288轴功率 kw1.840物性参数操作容器内压力物料名称UREA+DMC密度 kg/m3800吸入容器内操作压力kPa101.235黏度 Pas0.2饱和蒸气压 kPa(绝压)1.4排出容器内操作压力kPa200.0雷诺数335.447管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm0.2直管长度 m20.0直管摩擦因数0.191弯头数目 个6.0弯头局部阻力系数0.75截止（球）阀数目 个1.0截止阀阻力系数6.4底阀数目 个1.0底阀局部阻力系数1.5其它管件数目 个0.0局部阻力系数0.0直管阻力损失 m液柱1.368进出口阻力损失 m液柱5.378e-2管件阻力损失 m液柱0.445 表6-3 P303选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h9.525流速 m/s0.337扬程 m19.211入口压力 Kpa(绝压)32.064出口压力 Kpa(绝压)229.498压差 Kpa197.434安装高度 m18.0NPSHa m2.523效率 %70有效功率 kw0.455轴功率 kw0.651物性参数操作容器内压力物料名称METHANOL+DMC密度 kg/m3913.9吸入容器内操作压力kPa101.235黏度 Pas6.225E-4饱和蒸气压kPa (绝压)9.503排出容器内操作压力kPa101.325雷诺数49453.7管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm0.2直管长度 m35.0直管摩擦因数2.339e-2弯头数目 个4.0弯头局部阻力系数0.75截止（球）阀数目 个3.0截止阀阻力系数6.4底阀数目 个3.0底阀局部阻力系数1.5其它管件数目 个0.0局部阻力系数0.0直管阻力损失 m液柱4.738e-2进出口阻力损失m液柱8.679e-3管件阻力损失 m液柱0.154 表6-4 P304 选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h9.525流速 m/s0.337扬程 m21.203入口压力 Kpa(绝压)14.115出口压力 Kpa(绝压)229.498压差 Kpa215.383安装高度 m20NPSHa m0.520效率 %70有效功率 kw0.503轴功率 kw0.718物性参数操作容器内压力物料名称METHANOL+DMC密度 kg/m3913.9吸入容器内操作压力kPa101.235黏度 Pas6.225E-4饱和蒸气压 kPa(绝压)9.503排出容器内操作压力kPa101.325雷诺数49453.7管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm0.2直管长度 m60.0直管摩擦因数2.339e-2弯头数目 个2.0弯头局部阻力系数0.75截止（球）阀数目 个2.0截止阀阻力系数6.4底阀数目 个2.0底阀局部阻力系数1.5其它管件数目 个0.0局部阻力系数0.0直管阻力损失 m液柱8.122e-2进出口阻力损失 m液柱8.679e-3管件阻力损失 m液柱0.113表6-5 P305 选型计算泵性能参数名称取值流量 m3/h6.832流速 m/s0.2416扬程 m14.674入口压力 Kpa(绝压)194.769出口压力 Kpa(绝压)317.334压差 Kpa122.565安装高度 m0NPSHa m24.359效率 %70有效功率 kw0.218轴功率 kw0.312物性参数操作容器内压力物料名称METHANOL+DMC密度 kg/m3800吸入容器内操作压力kPa101.235黏度 Pas0.525饱和蒸气压 kPa (绝压)3.679排出容器内操作压力kPa101.325雷诺数36.841管件参数名称取值名称取值管内径 mm100绝对粗糙度 mm0.2直管长度 m50.0直管摩擦因数1.737弯头数目 个6.0弯头局部阻力系数0.75截止（球）阀数目 个3.0截止阀阻力系数6.4底阀数目 个3.0底阀局部阻力系数1.5其它管件数目 个0.0局部阻力系数0.0直管阻力损失 m液柱2.586进出口阻力损失m液柱5.378e-2管件阻力损失 m液柱8.395e-2其余各泵算法一致，在此不一一列出6.2 换热器的选型举例列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。图6-1 为其结构示意图。1-封头法兰；2-介质A接管法兰；3-壳体；4-换热管束；5-封头；6-介质B接管法兰图6-1 列管式换热器注：具体见附图五。用Aspen Plus每个换热器进行模拟，得到相关物料参数后，得到数据如下：表6-6 E308选型计算换热器名称E308换热器类型无相变换热器换热器管程传热特点液体无相变换热器壳程传热特点气体无相变换热器功能选择计算总传热系数进行换算换热器管程物料选择有机化合物换热器壳程物料选择有机化合物设备数据换热器壳内径0.4m换热器管长3m换热器管数32换热管外径0.025m换热管内径0.02m换热管间距0.032m换热管排列方式三角形换热管程数2换热器传质单元数1.887挡板切割高度与换热器壳内径0.25m换热器挡板间距0.6换热器挡板数4换热器台数1传热数据换热器总传热系数Kw/m2k0.242换热器对数平均温差30.830换热器热负荷kw40.821换热器实际换热面积m27.540换热器理论所需面积m25.469换热器管程流体流量Kg/h67600换热器壳程流体流量Kg/h67600换热器管程流速M/s0.233换热器壳程流速M/s0.023换热器管程压力降atm0.197换热器壳程压力降atm0.2换热器管程Re数-11765.999其余各换热器算法一直，在此不一一列出6.3 精馏塔的设计举例浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。图6-2为其结构示意图：1-出料口接管；2-接管；3-塔盘；4-回流管；5-塔顶接管；6-进料管图6-2 浮阀塔结构示意图我们首先通过Aspen Plus软件计算得到相关的设计参数和物性资料，然后使用Hydrodyn和Mechanic两个软件，对生产过程中的精馏塔进行了初步设计。6.3.1精馏塔T1设计数据表6-8精馏塔T1具体数据一序号项目数值1塔径 D/m1.42塔板间距 HT/m0.453塔板型式单流型4阀孔直径 d/m0.0395堰长 lw/m1.26外堰高 hw/m0.0357板上清液层高度 hl/m0.068降液管底与管间距 h0/m0.079阀数 N/个43310阀孔速度 u0/m.s-110.411阀孔动能因数 F011.912阀间距 /m0.07013开孔率0.2214塔板压降 hp/m0.07815物性系数 K0.8516降液管内清液层高度 hd/m液柱0.14117泛点负荷因素 Cf0.1118负荷上限（雾沫夹带控制） %8519负荷下限（最小气流量控制） %42表6-9精馏塔T1具体数据二序号项目数值1工作压力 /MPa0.12工作温度 /60.33设计压力 /MPa0.124设计温度 /625材料Q235-A6许用应力MPa/1117材料的屈服极限 /MPa2358钢板负偏差 C1/mm0.89腐蚀余量 C2/mm110焊缝系数0.8511筒体最小壁厚碳钢DI=3800 Smin=312名义厚度 /mmSn=1113有效厚度 /mm9.214液压试验 /MPa211.515封头曲面深度 Hf/mm35016形状系数117计算厚度 Sc/mm0.8918最小有效厚度 /mm2.119名义厚度 Sn/mm3.120有效厚度 S1/mm1.321液压试验许用应力 /MPa211.522筒体质量 /kg4593.2523封头质量 /kg75.5924筒体总质量 /kg4668.8425塔盘的单位面积重量 /N/75026塔盘数（个）2527塔盘总质量 /kg2945.24328裙座高度 /m2.529估计裙座质量 /kg956.9230塔上其余附件质量 /kg500.631附件总质量 /kg1457.5232空塔总质量 /kg9071.6133全塔操作质量 /kg11767.8334全塔水压时的总质量 /kg28801.336.3.2 精馏塔T2设计数据表6-10精馏塔T2具体数据一序号项目数值1塔径 D/m22塔板间距 HT/m0.453塔板型式单流型4阀孔直径 d/m0.0395堰长 lw/m1.26外堰高 hw/m0.037板上清液层高度 hl/m0.068降液管底与管间距 h0/m0.089阀数 N/个43310阀孔速度 u0/m.s-17.0711阀孔动能因数 F010.4112阀间距 /m0.0713开孔率0.2214塔板压降 hp/m0.06615物性系数 K0.8516降液管内清液层高度 hd/m液柱0.14117泛点负荷因素 Cf0.1118负荷上限（雾沫夹带控制）%10619负荷下限（最小气流量控制）%48表6-11精馏塔T2具体数据二序号项目数值1工作压力 /MPa0.22工作温度 /823设计压力 /MPa0.244设计温度 /855材料Q235-A6许用应力/MPa1117材料的屈服极限 /MPa2358钢板负偏差C1 /mm0.89腐蚀余量C2 /mm110焊缝系数0.8511筒体最小壁厚碳钢DI=3800 Smin=412名义厚度 /mmSn=613有效厚度 /mm4.214液压试验 /MPa211.515封头曲面深度Hf /mm50016形状系数117计算厚度Sc /mm2.5518最小有效厚度 /mm319名义厚度Sn /mm4.520有效厚度S1 /mm2.721液压试验许用应力 /MPa211.522筒体质量 /kg1335.7223封头质量 /kg223.9624筒体总质量 /kg1559.6725塔盘的单位面积重量 /N/75026塔盘数（个）1027塔盘总质量 /kg2404.2828裙座高度 /m2.529估计裙座质量 /kg742.064630塔上其余附件质量 /kg496.5231附件总质量 /kg1238.5832空塔总质量 /kg5202.5433全塔操作质量 /kg10705.0234全塔水压时的总质量 /kg2300 精馏塔T5设计数据表6-12精馏塔T5具体数据一序号项目数值1塔径 D/m12塔板间距 HT/m0.453塔板型式单流型4阀孔直径 d/m0.0395堰长 lw/m0.656外堰高 hw/m0.0457板上清液层高度 hl/m0.068降液管底与管间距 h0/m0.039阀数 N/个9510阀孔速度 u0/m.s-18.5611阀孔动能因数 F011.2412阀间距 /m0.0713开孔率0.2314塔板压降 hp/m0.06915物性系数 K0.8516降液管内清液层高度 hd/m液柱0.13117泛点负荷因素 Cf0.1118负荷上限（雾沫夹带控制） %11419负荷下限（最小气流量控制） %44表6-13精馏塔T5具体数据二序号项目数值1工作压力 /MPa0.12工作温度 /723设计压力 /MPa0.124设计温度 /755材料Q235-A6许用应力 /MPa1117材料的屈服极限 /MPa2358钢板负偏差C1 /mm0.89腐蚀余量C2 /mm110焊缝系数0.8511筒体最小壁厚碳钢DI=3800 Smin=312名义厚度 /mmSn=513有效厚度 /mm3.214液压试验 /MPa211.515封头曲面深度Hf /mm25016形状系数0.8517计算厚度Sc /mm0.6418最小有效厚度 /mm1.519名义厚度Sn /mm2.520有效厚度S1 /mm0.721液压试验许用应力 /MPa211.522筒体质量 /kg1394.1523封头质量 /kg31.1424筒体总质量 /kg1425.2825塔盘的单位面积重量 /N/75026塔盘数（个）2527塔盘总质量 /kg1502.67528裙座高度 /m2.529估计裙座质量 /kg309.810130塔上其余附件质量 /kg394.3231附件总质量 /kg704.1332空塔总质量 /kg3632.0933全塔操作质量 /kg3633.634全塔水压时的总质量 /kg12925.976.2 非标准设备设计该工艺中需自主设计的非标准设备有：反应精馏塔，尿素熔融装置。 6.2.1 反应精馏塔反应精馏是将化学反应与精馏分离2种过程在同一设备中进行的耦合过程程。与传统工艺相比，反应精馏具有选择性高、转化率高、生产能力高、产品纯度高、投资少、操作费用低和能耗低等特点。图6-3为其结构示意图：1-全凝器；2-塔盘；3-液体分布器；4-固定床反应器；5-列管式反应器；a-尿素进料管；i、b-温度计口；k、c-甲醇进料口；d-物料出口；e-接管；f-塔底出料口；h、g-液位计口；j-回流管接口图6-3 反应精馏塔结构示意图注：具体详图见附图二。尿素醇解法生产碳酸二甲酯反应精馏塔塔身为圆柱状，由反应段精馏段两部分组成，下部分反应段，上部分分离段。塔身下部的反应段：共包括两种反应形式，即绝热与换热两种反应形式。反应段下端为换热的列管固定床。反应段上端为绝热固定床。列管固定床内可以装催化剂。列管固定床外上部有通加热蒸汽的蒸汽入口；列管固定床管外下部有蒸汽凝液出口。列管式固定床下部为气相甲醇进料口，甲醇进料口下为液位控制区。塔底部有循环液出口。列管式固定床的上部有一层液体分布器，液体分布器有排液孔和升气管。液体分布器上部有循环物料进料口。循环物料进料口上部为气相甲醇进料口，气相甲醇进料口上部为绝热固定床，绝热固定床层顶部有绝热固定床层的液体分布器，绝热固定床层的液体分布器上有排液孔和升气管。在绝热固定床层的液体分布器上有液体尿素进料口，尿素进料口以上为分离段。塔身上部的分离段：分离段下端是板式精馏塔，有塔板，每块塔板上装有俘阀，在分离段的下端的塔板之间分别有三个粗碳酸二甲酯侧线采出口，在第一块塔板上有回流口，分离段上端是全凝器，分离段的顶端有氨气出口。分离段下端的塔式精馏塔，可以有20块塔盘，每块塔盘上装有俘阀。在分离段的下端的第20块、第18块、第16块分别有三个粗碳酸二甲酯侧线采出口。在第一块塔板上有回流口。分离段上端是全凝器。分离段有循环水进口和循环水出口。分离段的顶端有氨气出口。6.2.2 尿素熔融装置图6-4为尿素熔融装置：1-加热蒸汽入口；2-固体尿素入口；3-进料分布器；4-传动装置；5-纵向；6-壳体；7-尿素溢流口；8-横向蒸汽加热管；9-冷凝水出口；10-加热蒸汽管；11-尿液出口；12-冷凝水出口；13-加热蒸汽入口；14-金属筛网图6-4 尿素熔融装置注：结构图具体详图见附图四。该新型尿素快速熔融装置，主要包括熔融装置壳层、进料分布器、固体尿素入口、尿液出口、蒸汽加热管、加热蒸汽入口、冷凝水出口等。固体尿素在该无水条件下可瞬间完成熔融过程，且停留时间短，所以尿素没有发生水解及异构化缩合反应，得到的尿液其缩二脲增加量低，尽为0.350.7%。6.3 设备一览表表6-1 主要设备一览表序号流程及布置图上的位号设备名称及技术规格型号、规格数量备注1T102浮阀精馏塔DN1400180001共沸塔2T301浮阀精馏塔DN2000100001甲醇精馏塔3T302填料塔DN1600250001萃取精馏塔4T303浮阀精馏塔DN1600250001DMC精制塔5T304浮阀精馏塔DN1000180001萃取剂回收塔6R201膜分离器Kristal高分子中空纤维膜17E101换热器JB800-125.0-1.60-41预热器8E102换热器JB400-28.4-0.6-21冷凝器9E103换热器JB1000-301.5-1.60-61预热器10E104换热器JB900-246.4-1.00-41预热器11E105换热器JB800-189.6-2.50-41冷凝器12E201换热器JB800-189.6-2.50-41预热器13E202换热器JB600-64.0-1.6-41冷凝器14E301换热器JB800-138.0-0.60-11预热器15E302换热器JB900-246.4-1.00-41冷凝器16E303换热器JB600-94.5-1.6-61预热器17E304换热器JB800-125.0-1.6-41预热器18E305换热器JB500-58.3-1.6-41冷凝器19E306换热器JB600-64.0-1.6-41预热器20E307换热器JB600-109.3-1.6-21冷凝器21E308换热器JB800-134.3-1.0-21预热器22E309换热器JB400-25.3-0.6-31冷凝器23E310换热器JB400-38.3-0.6-41冷凝器24C101压缩机ZW-26.4/30125C102压缩机6M5.5-35.8/30126C201压缩机ZW-30.5/12127V101甲醇储罐10000球1可储半个月的量28V102回流罐300050001缓冲罐29V103氨水储罐11000球1可储三天的量30V104储罐300050001缓冲罐31V105储罐300050001尿素液体储罐32V301储罐10000球1粗甲醇储罐33V302回流罐300050001缓冲罐34V303回流罐300050001缓冲罐35V304回流罐300050001缓冲罐36V305回流罐300050001缓冲罐37V306储罐10000球1可储半个月的量38V307储罐300050001邻二甲苯储罐39P101离心泵IS65-40-250140P102离心泵IS65-40-250141P103离心泵IS80-50-200142P104离心泵IS65-40-250143P105离心泵IS200-150-315144P106离心泵IS200-150-250145P107离心泵IS100-80-160146P301离心泵IS80-50-250147P302离心泵IS80-50-250148P303离心泵IS50-32-125149P304离心泵IS60-40-250150P305离心泵IS65-40-200151P306离心泵IS50-32-200152P307离心泵IS50-32-160153P308离心泵IS50-32-160154P309离心泵IS50-32-125155P310离心泵IS50-32-12517 管道特性表按管道所输送的介质分别列出管道号、管道规格、管道等级、介质名称、流量、状态、管道的起点及终点、工作参数及设计参数、隔热情况及试压介质等。表71 生产区外部管道一览表序号管道操作条件材质起点终点DN/温度/流量kg/h主要成分1甲醇储罐V101换热器E1012002515319.12甲醇碳素钢202换热器E101反应精馏R1022006415319.12甲醇碳素钢204尿素熔融R101尿素液体储罐V10480132966.3尿素碳素钢205尿素液体储罐V104反应精馏R10280132966.3尿素碳素钢206反应精馏R102加热器E10320025157
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