年產1.5萬噸碳酸二甲酯化工廠的設計

年產1.5萬噸碳酸二甲酯化工廠的設計,年產1.5萬噸碳酸二甲酯化工廠的設計,年產,碳酸,二甲,酯化,工廠,設計 年產1.5萬噸碳酸二甲酯化工廠的設計 1 總論 1.1 碳酸二甲酯的性質和用途 碳酸二甲酯(Dimethyl Carbonate，簡稱DMC)：化學式CH3OCOOCH3，分子量為90.08，常溫下為透明液體，略帶香味。難溶于水，但能與醇、酮、酯等任意比混溶。DMC毒性很小，對金屬基本上無腐蝕性。DMC具有酯的通性，可與水發(fā)生水解反應；可與含活潑氫基團的醇、酚、胺、酯等化合物反應；與二元醇或二元酚反應生成聚碳酸酯。DMC分子中含有羰基、甲基、甲氧基等基團，具有良好的反應性能［1-3］，可代替劇毒的光氣、硫酸二甲酯、氯甲烷等作為羰基化劑、甲基化劑和甲氧基化劑，成為開發(fā)一系列潔凈化工工藝的新基塊。 1.2 碳酸二甲酯的市場分析 1.2.1國外產能情況及需求預測 國外生產DMC的企業(yè)大約有十幾家，其中規(guī)模較大的有意大利ENI公司［4-8］。目前世界DMC的生產能力約130kt/a ,年產量不足100kt,主要分布在美國、法國、意大利、日本等國。國外的DMC消費情況是50%-60%用于取代劇毒的光氣，制造聚碳酸酯、西維因、呋喃丹、苯甲醚等，20%-30%用于制造環(huán)丙沙星等特殊用途的新產品，其余10%-20%用作溶劑。 1.2.2國內產能情況及需求預測 我國目前DMC生產企業(yè)有10余家，生產能力均不大。近幾年來，由于DMC下游產品——聚碳酸酯、聚氨酯、涂料溶劑、汽油添加劑、高能電池電解液市場發(fā)展迅速，帶動了DMC市場需求量的走高，2005年,DMC國際市場需求量約13萬噸，國內為3～4萬噸。預計國內外DMC的需求將以10～20％的速度遞增，到2010年國內需求量將達10萬噸以上，國外將達到20～30萬噸。 1.2.3廠址選擇 本項目廠址選擇在山東省濰坊壽光市經濟開發(fā)區(qū)的科技工業(yè)園內。壽光開發(fā)區(qū)先后與美國、日本、韓國、澳大 利亞、臺灣、香港等20多個國家和地區(qū)的客商建立了穩(wěn)固的合作關系，新批進區(qū)項目75個，項目投入7.2億元，區(qū)內工業(yè)企業(yè)231家。天成食品有限公司、華源凱馬沖壓中心、富康制藥廠、墨龍集團等先后進區(qū)落戶。形成了以鹽化工、生物醫(yī)藥、石油機械、服裝、印染、食品加工為主體的工業(yè)體系。為鼓勵更多的客商投資，壽光經濟開發(fā)區(qū)規(guī)劃建設了新城創(chuàng)業(yè)園、科技工業(yè)園兩大園區(qū)［9-11］。 2 碳酸二甲酯生產工藝 2.1工藝方案的選擇 目前國內外生產碳酸二甲酯的方法主要有光氣甲醇法、光氣醇鈉法、甲醇酯交換法、二氧化碳直接合成法、尿素直接醇解法、尿素間接醇解法以及甲醇氧化羰基法。通過對國內外工藝的比較可知，尿素直接醇解法有如下特點：（1）原料廉價易得；（2）工藝簡單，易于操作；（3）反應產生的氨氣可以回收利用，對環(huán)境友好，綠色無污染；（4）反應過程無水生產，避免了甲醇-DMC-水復雜體系的分離問題，使后續(xù)分離提純簡單化，節(jié)省投資。（5）雖然反應第二步中G>0，在熱力學［12-20］上為非自發(fā)反應，但可以通過提高溫度，增大壓強來提高其轉化率。由實驗可知反應溫度在185℃，壓力1.2MPa時，尿素和甲醇在反應精餾塔中反應，在此條件下尿素的轉化率可以達到100%，碳酸二甲酯的選擇性大于98%，DMC的單程收率大于50%。 2.2 碳酸二甲酯生產工藝 2.2.1 反應流程 圖2-1為其流程示意圖： 1-反應精餾塔；2-共沸精餾塔；3-換熱器；4-膜分離器；5-冷凝器； 6-萃取精餾塔；7-萃取劑回收塔；8-DMC精制塔；9-甲醇精制塔。 圖2-1 工藝流程示意圖 流程簡介： 在1號為反應精餾塔，尿素和甲醇分別以熔融和氣相狀態(tài)從反應精餾塔的上端和下端進入塔內。兩者在塔內的固定床上逆流接觸產生反應，其中未反應的部分在塔底列管式反應器上繼續(xù)發(fā)生反應；反應精餾塔可以將反應產生的DMC精餾出去，因此可以打破反應的平衡從而提高反應轉化率，增加其收率；反應精餾塔上端為一個全凝器，在全凝器上端可采出氨氣，下端采出口采出的DMC和甲醇混合物經過2號共沸精餾塔，塔頂采出DMC和甲醇的共沸物，塔底采出交純的甲醇，共沸物再經過4號膜分離器再次提濃，打破DMC和甲醇的二元共沸點，此時DMC的濃度可達40%，再經過分離車間提純。6號為萃取精餾塔，采用鄰二甲苯為萃取劑，使用萃取精餾的方法分離甲醇和DMC可以大大降低其能耗。萃取精餾得到的產物再經過7號萃取劑回收塔和8號DMC精制塔最后得到含量為99.9%的DMC產品。 注：具體工藝流程圖見附圖一。 2.2.2反應條件及能耗 催化劑:雙金屬催化劑ZnO-La2O3，用量占尿素質量的27%； 反應原料: 甲醇尿素15.85:1進料； 反應條件:185℃，1.2MPa； 反應工藝:反應精餾（采用熱耦合工藝）； 分離工藝: 膜分離，常壓萃取精餾分離； 尿素單耗：695.68kg/t DMC； 甲醇單耗：754.56kg/t DMC； 能耗: 3t水蒸氣/t DMC。 2.2.3反應主要設備 尿素醇解法生產碳酸二甲酯反應精餾塔，萃取精餾塔，膜分離器，精餾塔。 2.2.4催化劑的比較與選擇 通過比較與分析ZnO2-La2O3催化劑用于乙醇脫氫法生產有如下特點： （1）ZnO2-La2O3價格相比與有機錫便宜，并且容易與產品分離，分離后的ZnO2-La2O3可以再次烘培可以重復利用； （2）催化劑不含有毒元素； （3）副產物少，但有氨基甲酸甲酯和氨甲酸甲酯，容易分離； （4）轉化率低于均相催化，但可以通過簡單的焙燒循環(huán)使用； 因此，我們選擇ZnO2-La2O3催化劑作為尿素醇解法的催化劑。 2.2.5 膜的要求 分離膜是具有優(yōu)先透過碳酸二甲酯性能的有機復合膜、有機/無機復合膜或無機膜。優(yōu)先透酯膜和優(yōu)先透水膜都采用有機硅聚合物中聚二甲基硅氧烷（PDMS），可置于ZrO2/Al2O3陶瓷支撐體上，具有較好的選擇性和通過量。 2.2.6膜的選擇 由于在反應過程中為反應掉的甲醇與尿素形成二元共沸物，如果直接使用精餾塔來分離將大大增加其分離成本，所以我們選擇膜分離器來提濃跨過二元共沸物的共沸點，在用精餾塔將其提純。 2.2.6.1 膜的分離原理 膜是一種起分子級分離過濾作用的介質，當溶液或混和氣體與膜接觸時，在壓力，或電場作用，或溫差作用下，某些物質可以透過膜，而另些物質則被選擇性的攔截，從而使溶液中不同組分，或混和氣體的不同組分被分離，這種分離是分子級的分離。分離機理主要為篩分：膜表面有微孔，流體流經膜一側的表面時，部分較小的分子隨部分溶劑穿過膜到達另一側，形成透析液，而大分子則被截留在原來的一側，形成截留液，從而達到了將大分子溶質與小分子溶質及溶劑分離開的目的。 2.2.6.2 優(yōu)先透酯膜－Kristal? 高分子中空纖維膜 表2-1　Kristal?高分子中空纖維膜的規(guī)格 名稱 規(guī)格 KRISTAL﹡膜型號 600B 材料 改性聚醚砜 外徑/內徑/膜壁厚度（㎜） 1.15/0.6/0.27 公稱截留分子量 60，000 拉伸強度（MPa） 3~4 纖維長度 2m(根據應用而定) ﹡ 遞送包裝 800束 大腸桿菌截留率（log） 5~6 最大總氯耐受量（ppm） 500 ﹡（視用途而定）　﹡APHA9222B 表2-2　　Kristal?高分子中空纖維膜組件的規(guī)格 名稱 規(guī)格 KRISTAL﹡膜型號 600B 膜型號 600B 組件　直徑×長度 8 by 2m 膜殼材料 PVC 密封材料 凱發(fā)專利密封材料 操作溫度范圍 5～40℃ 流動模式 外壓式 純水初始通量立方米/膜組/小時（＠1bar,30℃） 9 運行PH范圍 2～11 清洗PH范圍 2～12 常用跨膜壓力TMP（bar） 0.2～2.3 25℃下最大入水壓力（bar） 2.6 反沖洗最大跨膜壓力TMP（bar） 2.6 清洗最大跨膜壓力TMP（bar） 2.5 重量（Kg） 55 ﹡1米長度組件可訂制 2.2.6.3 甲醇、碳酸二甲酯分離膜－InoCep陶瓷中空纖維膜 InoCep是以穩(wěn)定無機材質為膜材質，以最具集約化的中空纖維為組件形式，膜組件裝填密度大，密封簡單，過濾精度高。具有抗酸/堿、抗溶劑、卓越的熱穩(wěn)定性、超長的使用壽命、高機械強度、可用蒸氣殺菌、高通量、高組裝密度等特點。特別適合于乳化液廢水等高粘度、高含固量苛刻工業(yè)流體的分離應用，目前已在金屬/表面處理工程，化學工程工業(yè)，食品和飲料/制糖業(yè)，廢物/廢水處理，工業(yè)過程中的化學品回用，生物制藥/生命科學，乳業(yè)等行業(yè)得到廣泛應用。 表2-3 InoCep陶瓷中空纖維膜組件的規(guī)格 型號/規(guī)格 MM5 膜表面極性 無極性 有效膜面積(m2) 5 膜芯長度（mm） 560 膜芯直徑（mm） 260 纖維數(shù)量 1800 最大操作壓力(bar) 6 運行溫度（℃） －5～110 適用PH范圍 1.5～11 過濾形式 內壓式 膜殼材料 SS316 進水連接尺寸 8 出水連接尺寸 1.5 密封材料 硅膠圈 凈重kg 28 膜內純水流速（m/s） 0.5 設計進水流量（m3/h） 42 2.2.7 流程特色 碳酸二甲酯的生產一直存在原料劇毒，生產成本高，操作工藝復雜，分離困難等限制其發(fā)展的諸多問題。 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，減少投資，且生產過成中無水生成，降低了分離的難度；通過使用反應精餾塔，設備結構緊湊，布局適合尿素和甲醇合成碳酸二甲酯的生產，反應轉化率高，生產過程安全易控，操作方便，使生產流程更為簡捷。通過使用蒸氣滲透膜分離技術，不需要引入共沸劑。分離采用萃取精餾分離得到最優(yōu)級產品，分離工藝簡單易控。通過使用雙金屬ZnO-La2O3提高轉化率和選擇性，提高原子利用率，降低生產成本。 3 投資與經濟分析 3.1總投資 3.1.1總設備投資費用計算 根據生產發(fā)展的需求［21-24］，可以得到所需要的所有設備主要有一下這些，將他們價格列表如下所示： 表3-1 設備投資費用一欄表 設備名稱及技術規(guī)格 型號、規(guī)格 數(shù)量 單價/萬元 總計/萬元 共沸塔 DN1400×18000 1 27.066 27.066 甲醇精餾塔 DN2000×10000 1 24.621 24.621 萃取精餾塔 DN1600×25000 1 60.312 60.312 萃取劑回收塔 DN1600×25000 1 23.752 23.752 DMC精餾塔 DN1000×18000 1 8.353 8.353 尿素熔融器 1 30.400 30.400 反應精餾塔 DN1200×36000 1 239.807 239.807 氨氣吸收塔 DN1500×18000 1 31.212 31.212 換熱器 JB800-125.0-1.60-4 2 5.625 11.25 JB400-28.4-0.6-2 1 1.278 1.278 JB1000-301.5-1.60-6 1 13.567 13.567 JB900-246.4-1.00-4 2 11.088 22.176 JB800-189.6-2.50-4 2 8.532 17.064 JB800-138.0-0.60-1 1 6.210 6.210 JB600-94.5-1.6-6 1 4.253 4.253 JB500-58.3-1.6-4 1 2.623 2.623 JB600-64.0-1.6-4 2 2.880 5.76 JB600-109.3-1.6-2 1 4.918 4.918 JB800-134.3-1.0-2 1 6.044 6.044 JB400-25.3-0.6-3 1 1.138 1.138 JB400-38.3-0.6-4 1 1.724 1.724 壓縮機 ZW-26.4/30 1 11.800 11.800 6M5.5-35.8/30 1 17.840 17.840 ZW-30.5/12 1 11.400 11.400 甲醇儲罐 φ10000球 1 113.114 113.114 氨水儲罐 φ11000球 1 136.818 136.818 儲罐 φ3000×5000 2 57.004 114.008 粗甲醇儲罐 φ10000球 1 113.114 113.114 回流罐 φ3000×5000 6 57.004 342.024 DMC儲罐 φ10000球 1 113.114 113.114 離心泵 IS65-40-250 4 0.392 1.568 IS80-50-200 1 0.383 0.383 IS200-150-315 1 1.319 1.319 IS200-150-250 1 1.040 1.040 IS100-80-160 1 0.640 0.640 IS80-50-250 2 1.024 2.048 IS50-32-125 2 0.333 0.666 IS65-40-200 1 0.290 0.290 IS50-32-200 1 0.205 0.205 IS50-32-160 2 0.190 0.380 總計 1525.299 注：中低壓碳鋼以18000/t 計，高壓碳鋼以20000/t 計。 3.1.2其它固定資產投資 表3-2其它固定資產投資表 要素 成本/萬元 要素 成本/萬元 設備安裝 686.385 車輛 170 儀表 228.795 辦公設備 200 儀表安裝 102.958 其他建筑 680 管道 213 廠區(qū)建筑 500 道路 185 行政、生活設施 280 其他 250萬元 小結 3496.138萬元 注：設備的安裝費為該設備的45%；控制儀表費為15%。 3.1.3 固定資產折舊費 固定資產折舊率與服務壽命和殘值有關，服務壽命是指該資產能夠經濟合理使用的時間，在估計服務壽命時間應同時考慮到功能性折舊與實質性折舊。一般房屋建筑物的使用年限為20年，而機器設備為15年，運輸其中設備包括電子設備為5年。殘值是指固定資產報廢時的殘余價值。一般，殘值=殘值率×原值，殘值率一般取3%-5%，這里殘值率取4%，則每年的折舊費用為原值×（1-殘值率）/折舊年限。 表3-3　折舊與攤銷表 序號 項目 原值/萬元 殘值率/% 設備殘值率/萬元 折舊年限 折舊（萬元/年） 1 生產設備 1525.299 4 61.012 15 112.637 2 建筑 1180 4 47.2 20 56.64 3 車輛 170 4 6.8 10 16.32 4 辦公設備 200 4 8 15 12.8 5 其他 250 4 10 15 16 5 累計折舊 214.398 3.1.4 維修費用 在生產過程中，不可避免地會出現(xiàn)故障，需要定期檢修，一般維修費用占固定資本的3~10%，我們取5%，故維修費用=5%×（1525.299+3496.138）萬=251.072萬元。 3.1.5 原料費用 表3-4　原料費用表 成本項目 用量/噸 單價/元/噸 總價/萬元 甲醇 11653.2 2200 2563.66 尿素 10436.04 1520 1586.277 鄰二甲苯 28.5225 7000 19.965 ZnO-La2O3 0.3915 20000 0.783 合計 4170.729 3.1.6 人事費用 表3-5 部門人員和工資費用表 序號 崗位名稱 定員 工資(含年終獎金)/（萬/年） 1 總經理 1 15 2 總經理助理 1 12 3 總工程師 1 12 4 副總經理 1 10 5 客戶 服務部 經理 1 6 職員 2 6 6 人力 資源部 經理 1 6 職員 2 6 7 財務部 經理 1 8 職員 4 12 8 后勤部 主管 1 6 后勤 保安 6 12 廚師 4 12 保潔 3 6 9 銷售部 經理 1 6 職員 10 25 10 市場部 經理 1 6 職員 2 6 11 物流部 經理 1 6 職員 2 6 12 企宣部 經理 1 6 職員 2 6 13 生產部 經理 1 6 合成 車間 工藝員 1 4 操作工 6 15 提濃車間 工藝員 1 4 操作工 6 15 精制車間 工藝員 1 4 操作工 6 15 公用工程人員 4 10 儲運人員 8 20 監(jiān)測員 4 12 維修中心人員 8 20 14 質檢部 經理 1 6 職員 4 12 15 產品 研發(fā)部 經理 1 6 研發(fā)人員 8 32 16 合計 109 375 表3-6 員工福利估計表 序號 類別 占技術工工資總額比例 小計（萬元） 1 養(yǎng)老保險金 10% 37.500 2 失業(yè)保險金 1.5% 5.625 3 醫(yī)療保險金 5% 18.750 4 生育保險 0.5% 1.875 5 工傷保險 1.5% 5.625 6 住房公積金 4% 15.000 7 總計 22.5% 84.375 3.1.7能源的消耗 在該廠生產過程中，總共用到兩種能量的消耗，主要是水和電，他們的用量與價格見下表： 表 3-7 能量的消耗 項目 年用量 單價 總價（萬元） 生活用水 7128噸 1.3/t 0.93 循環(huán)冷卻水 63000噸 0.2/t 1.26 蒸氣 45000噸 100/t 450 電 855萬Kw×hr 0.6元/kW×hr 513 總計 964.5 3.1.8 無形資產 3.1.8.1技術轉讓費 該項目中設計涉及到的專利轉讓費估計為200萬元。 3.1.8.2土地購置費 根據我們的廠區(qū)設計可以得到我們廠區(qū)的面積為25200平方米。同時又由于我們的廠址所在地的地價為15元/立方米，因此可知該項目工廠的土地購置費為378萬元。 3.1.9 總投資費用 表 3-8 總投資費用表 總投資 要素 成本/萬元 固定資產投資 主要設備 1525.299 其它固定資產投資 3496.138 無形資產投資 技術轉讓費 200.000 土地購置費 378.000 其他費用 固定資產折舊費 214.398 維修費用 251.072 原料費用 4170.729 人事費用 459.375 能源的消耗 964.5 “三廢”處理費 4.500 總計 11664.011 3.2總收益估算 項目收益主要為產品碳酸二甲酯和副產品氨水。 表3-9 產品收益表 產品 產量/噸 價格/（元/噸） 收益/萬元 碳酸二甲酯 15000 7000 10500.000 氨水 34402.5 650 2236.163 總計 12736.163 3.2.1 投資額的確定 一般化工項目的資金回攏期為3個月，即流動資金一般取一年成本的25%，達產期年成產成本為7615.854萬元，即可得到流動資金為1903.964萬元。 表3-10 投資額的確定 項目 金額（萬元） 成本 7615.854 固定資產投資 5021.437 流動資金 1903.964 總投資額 6925.177 注：總投資額=固定資產投資額+流動資金。 3.3資金籌措 本工廠的總投資約為6925萬元，資金籌措方案為向中國工商銀行貸款3000萬元，借款償還期為5年。剩下的3925萬由企業(yè)自有資金注入。 3.4經濟分析 3.4.1投資回收期 Pt=5.04年 3.4.2 投資凈現(xiàn)值 NPV=8429.502（萬元） 3.4.3 內部收益率 IRR= 24.54% 4 物料衡算 4.1流程簡述 本廠主要生產碳酸二甲酯（1.5萬噸/年），同時副產氨水。由尿素和甲醇為原料，在反應精餾塔內反應。從塔頂采出碳酸二甲酯和甲醇的共沸物，經過膜分離器提濃跨過共沸點，產物通過萃取精餾塔，兩個碳酸二甲酯精餾塔，最終生產純度為99.9%碳酸二甲酯。整個生產工藝包括碳酸二甲酯的合成以及產品的分離精制兩個階段。 4.2碳酸二甲酯合成及分離工段 尿素和甲醇為原料，經反應精餾塔一步反應直接得到碳酸二甲酯和氨氣，氨氣從反應精餾塔塔頂餾出，產物依次通過共沸精餾塔、膜分離器、萃取精餾塔、在經過碳酸二甲酯精制精餾塔，最終生產純度為99.9%的DMC。流程如圖4-1所示。 圖4-1　碳酸二甲酯合成及分離工段流程模擬圖 4.3反應精餾塔物料衡算 表4-1　反應精餾塔物料衡算表 Stream No. IN OUT 1 NH3 DMC-MEOH Phase VAPOR VAPOR VAPOR Temperature ℃ 185 185 185 Pressure atm 11.843 11.843 11.843 Component Kg/hr Mass Flow Mass Flow Mass Flow UREA 1449.45 0 0 H2O 0 0.2442813 0 CH3OH 22978.68 42.8988205 21406.5114 DMC 0 0.42529668 2126.05808 NH3 0 812.290883 0.08123721 鄰二甲苯 0 0 0 MC 0 0 37.177171 CH3NHCOOCH3 0 0 2.442813 Total 24428.13 855.8593 23572.27 24428.13 24428.13 4.4共沸精餾塔物料衡算 表4-2　共沸精餾塔物料衡算表 Stream No. IN OUT 3 4 9 Phase VAPOR LIQUID LIQUID Temperature ℃ 166.774 60.2854 64.2234 Pressure atm 0.987 0.987 0.987 Component Mass Flow Mass Flow Mass Flow UREA 0 0 0 H2O 0 0 0 CH3OH 28454.0202 10264.4076 18189.6126 DMC 2423.96315 2423.9631 1.2161e-35 NH3 0.08123721 0.08052202 0.00071519 鄰二甲苯 0 0 0 MC 37.177171 0.00989444 37.167277 CH3NHCOOCH3 2.442813 0.08658291 2.35623011 Total 30917.68 12688.55 18229.14 30917.68 30917.69 4.5 膜分離器物料衡算 表4-3　膜分離器物料衡算表 Stream No. IN OUT 5 CIRCLE1 6 IC-GAS Phase VAPOR VAPOR VAPOR-LIQUID VAPOR Temperature ℃ 105 105 105 105 Pressure atm 3.948 3.948 3.948 3.948 Component Mass Flow Mass Flow Mass Flow Mass Flow UREA 0 0 0 0 H2O 0 0 0 0 CH3OH 10264.4076 7047.50881 3194.28364 22.5816967 DMC 2423.9631 297.905071 2125.81564 0.24239631 NH3 0.08052202 0 0 0.08052202 鄰二甲苯 0 0 0 0 MC 0.00989444 0 0 0.00989444 CH3NHCOOCH3 0.08658291 0 0 0.08658291 Total 12688.55 7345.414 5320.099 23.00109 12688.55 12688.51 4.6萃取精餾塔物料衡算 表4-4　萃取精餾塔物料衡算表 Stream No. IN OUT 16 IN-OX 8 11 Phase LIQUID LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃ 36.382 150 23.942 74.964 Pressure atm 0.997 1.184 1 1 Component Mass Flow Mass Flow Mass Flow Mass Flow UREA 0 0 0 0 H2O 0 0 0 0 CH3OH 4246.17527 0 3194.27137 1051.9039 DMC 3333.9594 0 39.2667635 3294.69263 NH3 0 0 0 0 鄰二甲苯 0.04777558 4784.763 7.25563301 4777.55514 MC 0 0 0 0 CH3NHCOOCH3 0 0 0 0 Total 7580.182 4784.763 3240.794 9124.152 12364.95 12364.95 4.7萃取劑回收塔物料衡算 表4-5　萃取回收塔物料衡算表 Stream No. IN OUT 1 NH3 DMC-MEOH Phase VAPOR VAPOR VAPOR Temperature ℃ LIQUID LIQUID LIQUID Pressure atm 1 1 1.1 Component Mass Flow Mass Flow Mass Flow UREA 1449.45 0 0 H2O 0 0.2442813 0 CH3OH 22978.68 42.8988205 21406.5114 DMC 0 0.42529668 2126.05808 NH3 0 812.290883 0.08123721 鄰二甲苯 0 0 0 MC 0 0 37.177171 CH3NHCOOCH3 0 0 2.442813 Total 24428.13 855.8593 23572.27 24428.13 24428.13 4.8 DMC精制塔物料衡算 表4-6　DMC精制塔物料衡算表 Stream No. IN OUT 12 13 CIRCLE2 Phase LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃ 70.678 90.218 63.426 Pressure atm 1 1 1 Component Mass Flow Mass Flow Mass Flow UREA 0 0 0 H2O 0 0 0 CH3OH 1051.9039 0.00052287 1051.89162 DMC 3291.39794 2083.28635 1208.14376 NH3 0 0 0 鄰二甲苯 0.04777555 0 0.04777558 MC 0 0 0 CH3NHCOOCH3 0 0 0 Total 4343.35 2083.287 2260.083 4343.35 4343.37 4.9甲醇精制塔物料衡算 表4-7　甲醇精制塔物料衡算表 Stream No. IN OUT 15 MEOH 10 Phase LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃ 58.197 15.085 98.285 Pressure atm 1.974 1.97384653 1.974 Component Mass Flow Mass Flow Mass Flow UREA 0 0 0 H2O 0 0 0 CH3OH 21383.884 21360.4052 23.4788668 DMC 39.2667635 39.2667635 0 NH3 0.00071519 0.00071519 0 鄰二甲苯 7.25563301 6.83697073 0.41866227 MC 37.167277 0 37.1672547 CH3NHCOOCH3 2.35623011 0.03139798 2.32483202 Total 21469.93 21406.54 63.38962 21469.93 21469.93 4.10總流程物料衡算 表4-8　總流程物料衡算 Stream No. IN OUT FEED1 FEED2 IN-OX NH3 IC-GAS OUT-OX MEOH PRODUCT WASTE Phase LIQUID LIQUID LIQUID VAPOR VAPOR LIQUID LIQUID LIQUID LIQUID Temperature ℃ 25 25 150 185 105 147.718226 15.0853318 32 23 Pressure atm 0.9867 0.987 1.184 11.843 3.948 1.1 1.974 0.803 1.776 Component Mass Flow Mass Flow Mass Flow Mass Flow Mass Flow Mass Flow Mass Flow Mass Flow Mass Flow UREA 1449.45 0 0 0 0 0 0 0 0 H2O 0 0 0 0.2442813 0 0 0 0 0 CH3OH 0 22978.68 0 42.8988205 22.5816967 6.8294e-08 21360.4052 0.00052287 23.4788668 DMC 0 0 0 0.42529668 0.24239631 3.29469263 39.2667635 2083.28635 1.7726e-19 NH3 0 0 0 812.290883 0.08052202 0 0.00071519 0 3.9644e-15 鄰二甲苯 0 0 4784.763 0 0 4777.50737 6.83697073 1.1541e-32 0.41866227 MC 0 0 0 0 0.00989444 0 2.0432e-05 0 37.1672547 CH3NHCOOCH3 0 0 0 0 0.08658291 0 0.03139798 0 2.32483202 Total 1449.45 22978.68 4784.763 855.8593 23.00109 4780.802 21406.54 2083.287 63.38962 29212.89 29212.88 5 熱量衡算 5.1 HEATER1熱量衡算 表5-1　HEATER1熱量衡算表［25-27］ Stream No. IN OUT 17 1 Temperature ℃ 25 132 Pressure bar 1 12 Vapor Frac 0 0 Mole Flow kmol/hr 741.274038 741.274038 Mass Flow kg/hr 24428.13 24428.13 Volume Flow cum/hr 29.7419752 2353.05724 Enthalpy MMkcal/hr -42.790028 -34.390942 △H MMkcal/hr 8.399 Heat Duty of HEATER1 MMkcal/hr 8.399 5.2 HEATER2熱量衡算 表5-2　HEATER2熱量衡算表 Stream No. IN OUT 4 5 Temperature ℃ 60.285 105 Pressure bar 1 4 Vapor Frac 0 1 Mole Flow kmol/hr 347.255872 347.255872 Mass Flow kg/hr 12688.5477 12688.5477 Volume Flow cum/hr 15.9499096 2729.48662 Enthalpy MMkcal/hr -21.920702 -18.695505 △H MMkcal/hr 3.225 Heat Duty of HEATER2 MMkcal/hr 3.225 5.3 CONDENSE熱量衡算 表5-3　CONDENSE熱量衡算表 Stream No. IN OUT 6 7 Temperature ℃ 105 25 Pressure bar 4 1 Vapor Frac 0.839 0 Mole Flow kmol/hr 123.289523 123.289523 Mass Flow kg/hr 5320.09929 5320.09929 Volume Flow cum/hr 814.161701 5.96037123 Enthalpy MMkcal/hr -8.0224852 -9.1518234 △H MMkcal/hr -1.12934 Heat Duty of HEATER2 MMkcal/hr -1.12934 5.4 HEATX1熱量衡算 表5-4 HEATX1熱量衡算表 Stream No. IN OUT 10 WATER 14 WASTE Temperature ℃ 98.285 15 42.745 23 Pressure bar 2 2 1 1.8 Vapor Frac 0 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 1.25791562 4 4 1.25791562 Mass Flow kg/hr 63.3896158 72.06112 72.06112 63.3896158 Volume Flow cum/hr 0.08033903 0.07183810 0.07483047 0.07337794 Enthalpy MMkcal/hr -0.0680461 -0.2735994 -0.2708176 -0.0708279 △H MMkcal/hr 0.000 Heat Duty of HEATX1 MMkcal/hr 0.002 5.5 HEATX2熱量衡算 表5-5 HEATX2熱量衡算表 Stream No. IN OUT 13 WATER2 OUT PRODUCT Temperature ℃ 90.218 15 27.521 32 Pressure bar 1.013 1.013 0.811 0.813 Vapor Frac 0 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 23.1273829 170 170 23.1273829 Mass Flow kg/hr 2083.28687 3062.5976 3062.5976 2083.28687 Volume Flow cum/hr 2.19727409 3.0531194 3.10890774 2.0252716 Enthalpy MMkcal/hr -3.2960665 -11.627975 -11.575325 -3.3487171 △H MMkcal/hr 0.000 Heat Duty of HEATX2 MMkcal/hr 0.05 5.6 SEP1熱量衡算 表5-6　SEP1熱量衡算表 Stream No. IN OUT 2 H3N DMC-MEOH Temperature ℃ 185 185 185 Pressure bar 12 12 12 Vapor Frac 1 1 1 Mole Flow kmol/hr 741.256119 49.0531812 692.202938 Mass Flow kg/hr 24428.13 855.859281 23572.2707 Volume Flow cum/hr 2353.00036 155.711569 2197.2888 Enthalpy MMkcal/hr -34.430083 -0.5164954 -33.913587 △H MMkcal/hr 0.000 Heat Duty of SEP1 MMkcal/hr 0.000 5.7 SEP2熱量衡算 表5-7　SEP2熱量衡算表 Stream No. IN OUT 5 6 CIRCLE1 IC-GAS Temperature ℃ 105 105 105 105 Pressure bar 4 4 4 4 Vapor Frac 1 0.8397 1 1 Mole Flow kmol/hr 347.255872 123.289523 223.252032 0.71327318 Mass Flow kg/hr 12688.5477 5320.09929 7345.41388 23.0010924 Volume Flow cum/hr 2729.48662 814.161701 1754.79685 5.60644116 Enthalpy MMkcal/hr -18.695505 -8.0224852 -10.802306 -0.0336482 △H MMkcal/hr -0.16293 Heat Duty of SEP2 MMkcal/hr -0.16293 5.8 T1熱量衡算 表5-8 T1熱量衡算 Stream No. IN OUT 3 4 9 Temperature ℃ 166.774 60.285 64.223 Pressure bar 1 1 1 Vapor Frac 1 0 0 Mole Flow kmol/hr 915.45497 347.255872 568.199098 Mass Flow kg/hr 30917.6846 12688.5477 18229.1369 Volume Flow cum/hr 33484.343 15.9499096 24.3237136 Enthalpy MMkcal/hr -44.715893 -21.920702 -31.801583 △H MMkcal/hr -9.007 設備名稱 塔底再沸器 塔頂冷凝器 負荷　MMkcal/hr 0.100 -9.107 Q＝-9.107+0.100＝-9.007=△H 熱量守恒 5.9 T2熱量衡算 表5-9 T2熱量衡算表 Stream No. IN OUT 15 10 MEOH Temperature ℃ 58.197 98.285 15.085 Pressure bar 2 2 2 Vapor Frac 0.0008 0 0 Mole Flow kmol/hr 668.392994 1.25791562 667.135079 Mass Flow kg/hr 21469.9306 63.3896158 21406.541 Volume Flow cum/hr 35.5670399 0.08033903 26.4173516 Enthalpy MMkcal/hr -37.547903 -0.0680461 -38.210552 △H MMkcal/hr -0.731 設備名稱 塔底再沸器 塔頂冷凝器 負荷　MMkcal/hr 12.433 -13.164 Q＝-13.164+12.433＝-0.731=△H 熱量守恒 5.10 T3熱量衡算 表5-10　T3熱量衡算表 Stream No. IN OUT 16 IN-OX 8 11 Temperature ℃ 36.382 150 23.942 74.964 Pressure bar 1 1.12 1.013 1.013 Vapor Frac 0 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 169.530405 45.0681 100.193896 114.404609 Mass Flow kg/hr 7580.18244 4784.763 3240.79377 9124.15168 Volume Flow cum/hr 8.53638166 6.25232482 4.0394276 10.2484426 Enthalpy MMkcal/hr -12.937053 0.02553665 -5.7463192 -7.239446 △H MMkcal/hr -0.074 設備名稱 塔底再沸器 塔頂冷凝器 負荷　MMkcal/hr 4.182 -4.256 Q＝-4.256+4.182＝-0.074=△H　熱量守恒 5.11 T4熱量衡算 表5-11 T4熱量衡算表 Stream No. IN OUT 11 12 OUT-OX Temperature ℃ 74.964 70.678 147.718 Pressure bar 1.013 1.013 1.115 Vapor Frac 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 114.404609 69.368275 45.0363342 Mass Flow kg/hr 9124.15168 4343.34962 4780.80206 Volume Flow cum/hr 10.2484426 4.70438277 6.22750176 Enthalpy MMkcal/hr -7.239446 -7.0955096 0.01429488 △H MMkcal/hr 0.158 設備名稱 塔底再沸器 塔頂冷凝器 負荷　MMkcal/hr 1.375 -1.217 Q＝-1.217+1.375＝0.158=△H　熱量守恒 5.12 T5熱量衡算 表5-12 T5熱量衡算表 Stream No. IN OUT 12 CIRCLE2 13 Temperature ℃ 70.678 63.426 90.218 Pressure bar 1.013 1.013 1.013 Vapor Frac 0 0 0 Mole Flow kmol/hr 69.368275 46.2408824 23.1273829 Mass Flow kg/hr 4343.34962 2260.08316 2083.28687 Volume Flow cum/hr 4.70438277 2.58205317 2.19727409 Enthalpy MMkcal/hr -7.0955096 -3.7852294 -3.2960665 △H MMkcal/hr 0.0142 設備名稱 塔底再沸器 塔頂冷凝器 負荷　MMkcal/hr 1.680 -1.666 Q＝-1.666+1.680＝0.0142=△H　熱量守恒 6 主要設備設計與選型 6.1 泵的選型舉例 運用軟件化工專業(yè)泵計算1.1，計算出各泵的具體參數(shù)［28-38］，如下： 表6-1 P301選型計算 泵性能參數(shù) 名稱 取值 流量 m3/h 23.711 流速 m/s 0.839 揚程 m 19.622 入口壓力 Kpa(絕壓) 177.618 出口壓力 Kpa(絕壓) 358.646 壓差 Kpa 181.028 安裝高度 m 2.0 NPSHa m 2.497 效率 % 70 有效功率 kw 1.014 軸功率 kw 1.448 物性參數(shù) 操作容器內壓力 物料名稱 UREA+DMC 密度 kg/m3 800 吸入容器內 操作壓力kPa 101.235 黏度 Pa×s 0.2 飽和蒸氣壓 kPa(絕壓) 1.4 排出容器內 操作壓力kPa 200.0 雷諾數(shù) 335.442 管件參數(shù) 名稱 取值 名稱 取值 管內徑 mm 100 絕對粗糙度 mm 0.2 直管長度 m 25.0 直管摩擦因數(shù) 0.191 彎頭數(shù)目 個 2.0 彎頭局部阻力系數(shù) 0.75 截止（球）閥數(shù)目 個 3.0 截止閥阻力系數(shù) 6.4 底閥數(shù)目 個 1.0 底閥局部阻力系數(shù) 1.5 其它管件數(shù)目 個 0.0 局部阻力系數(shù) 0.0 直管阻力損失 m液柱 1.710 進出口阻力損失 m液柱 8.679e-3 管件阻力損失 m液柱 0.796 表6-2 P302選型計算 泵性能參數(shù) 名稱 取值 流量 m3/h 23.711 流速 m/s 0.839 揚程 m 24.929