年產40000噸苯酐的車間工藝設計畢業(yè)論文

1、<p><b>　　第一章 文獻綜述</b></p><p><b>　　1.1苯酐簡述</b></p><p>　　苯酐， 全稱為鄰苯二甲酸酐（ Phthalic Anhydride）,常溫下為一種白色針狀結晶（ 工業(yè)苯酐為白色片狀晶體），易燃，在沸點以下易升華，有特殊輕微的刺激性氣味。苯酐能引起人們呼吸器官的過敏性癥狀，苯酐的粉塵或

2、蒸汽對皮膚、眼睛及呼吸道有刺激作用，特別對潮濕的組織刺激更大。苯酐主要用于生產PVC 增塑劑、不飽和聚酯、醇酸樹脂以及染料、涂料、農藥、醫(yī)藥和儀器添加劑、食用糖精等，是一種重要的有機化工原料。在PVC 生產中，增塑劑最大用量已超過50％，隨著塑料工業(yè)的快速發(fā)展，使苯酐的需求隨之增長，推動了國內外苯酐生產的快速發(fā)展。</p><p>　　最早的苯酐生產始于1872 年，當時德國BASF 公司以萘為原料，鉻酸氧化生產

3、苯酐，后又改用發(fā)煙硫酸氧化生產苯酐，但收率極低，僅有15%。自1917 年世界開始以氧化釩為催化劑，用萘生產苯酐后，苯酐的生產逐步走向工業(yè)化、規(guī)?；?，并先后形成了萘法、鄰法兩種比較成熟的工藝[1]。</p><p>　　1.2苯酐的性質[2]</p><p>　　苯酐，常溫下為一種白色針狀結晶（ 工業(yè)苯酐為白色片狀晶體），易燃，在沸點以下易升華，有特殊輕微的刺激性氣味。</p>

4、<p>　　分子式C8H4O3，相對密度1.527(4.0℃)，熔點131.6℃，沸點295℃（升華），閃點（開杯）151.7℃，燃點584℃。</p><p>　　微溶于熱水和乙醚，溶于乙醇、苯和吡啶。</p><p>　　1.3苯酐的合成方法比較及選取</p><p>　　1.3.1合成苯酐的主要工藝路線</p><p>　

5、　1.3.1.1 萘法[1]</p><p>　　1.3.1.1.1反應原理</p><p>　　萘與空氣在催化劑作用下氣相氧化生成苯酐。</p><p>　　1.3.1.1.2 工藝流程</p><p>　　空氣經(jīng)凈化、壓縮預熱后進入流化床反應器底部，噴入液體萘，萘汽化后與空氣混合，通過流化狀態(tài)的催化劑層，發(fā)生放熱反應生成苯酐。反應器內裝有

6、列管冷卻器，用水為熱載體移出反應熱。反應氣體經(jīng)三級旋風分離器，把氣體攜帶的催化劑分離下來后，進入液體冷凝器，有40%－60%的粗苯酐以液態(tài)冷凝下來，氣體再進入切換冷凝器（ 又稱熱融箱）進一步分離粗苯酐，粗苯酐經(jīng)預分解后進行精餾得到苯酐成品。尾氣經(jīng)洗滌后排放，洗滌液用水稀釋后排放或送去進行催化焚燒。</p><p><b>　　1.3.1.2鄰法</b></p><p>

7、;　　1.3.1.2.1 反應原理[1]</p><p>　　鄰二甲苯與空氣在催化劑作用下氣相氧化生成苯酐。</p><p>　　1.3.1.2.2 工藝流程</p><p>　　過濾、凈化后的空氣經(jīng)過壓縮，預熱后與汽化的鄰二甲苯混合進入固定床反應器進行放熱反應，反應管外用循環(huán)的熔鹽移出反應熱并維持反應溫度，熔鹽所帶出的反應熱用于生產高壓蒸汽（ 高壓蒸汽可用于生產的

8、其他環(huán)節(jié)也可用于發(fā)電）。反應器出來的氣體經(jīng)預冷器進入翅片管內通冷油的切換冷凝器，將苯酐凝結在翅片上，然后再定期通入熱油將苯酐熔融下來，經(jīng)熱處理后送連續(xù)精餾系統(tǒng)除去低沸點和高漲點雜質，得到苯酐成品。從切換冷凝器出來的尾氣經(jīng)兩段高效洗滌后排放至大氣中。含有機酸濃度達30％的循環(huán)液送到順酐回收裝置或焚燒裝置，也可回收處理制取富馬酸[1]。</p><p>　　目前，全球苯酐生產所采用的工藝路線有萘流化床氧化和萘/鄰二甲

9、苯固定床氧化，其中鄰二甲苯固定床氧化技術約占世界總生產能力的90% 以上。萘流化床氧化工藝在國外已逐步淘汰，但在我國的苯酐生產中仍占有一定比例。鄰二甲苯固定床氣相氧化技術主要BASF，Wacker-Chemie，ElfAtochem/日觸和Alusuisse Italia 等幾種典型的生產工藝。</p><p><b>　　BASF工藝：</b></p><p>　　

10、BASF工藝于1976 年工業(yè)化生產，總生產能力超過100×104 t/a，BASF工藝的單臺反應器最大生產能力為4.5×104 t/a。經(jīng)凈化預熱后的空氣與氣化的鄰二甲苯混合進入列管式固定床反應器，在釩-鈦環(huán)形催化劑表面進行反應，反應溫度為360℃，空速為3000h- 1，反應熱由熔鹽導出。粗苯酐在微負壓下采用高溫或同時添加少量化學品除去某些雜質后送入精餾塔精制。BASF工藝能有效地回收順酐，苯酐的質量收率超過10

11、5%[3]。</p><p>　　Wacker-Chemie 工藝：</p><p>　　近年來各國新建的苯酐生產裝置基本上都采用Wacker-Chemie工藝，至今世界上已有110套以上的裝置采用此工藝，總生產能力為160×104 t/a，單臺反應器的最大生產能力為4.5×104 t/a。該工藝所采用的催化劑適用于鄰二甲苯、萘以及鄰二甲苯和萘的混合料，設計的催化劑負荷

12、為鄰二甲苯100g/m3空氣（標準態(tài)），苯酐的質量收率為114%～115%（以萘為原料時，苯酐收率為97%～ 99%），催化劑壽命大于3 年[3]。</p><p>　　ElfAtochem/日觸工藝：</p><p>　　ElfAtochem公司于1970 年開始開發(fā)低能耗工藝，1986 年該公司決定采用日觸公司壽命長、選擇性高的苯酐催化劑，并與日觸公司共同開發(fā)了ElfAtochem/日

13、觸工藝。采用該工藝的總生產能力約40×104 t/a。該工藝與BASF工藝相似，工藝尾氣全部催化焚燒處理，有機雜質含量低，無大氣污染[3]。</p><p>　　Alusuisse Italia 工藝：</p><p>　　意大利的Alusuisse公司于1986 年開發(fā)了Alusuisse Italia低空烴比工藝，空氣對鄰二甲苯的質量比減少到9.5:1，而原料氣濃度可提高到鄰

14、二甲苯134g/m3 空氣標準態(tài)。到1996 年世界各地共有11 套裝置采用該工藝，總生產能力為24. 9×104 t/a[3]。</p><p>　　1.3.2 合成工藝路線分析及技術經(jīng)濟評價</p><p>　　萘法作為最早生產苯酐的方法，也是最早形成工業(yè)化生產的方法，其原料為焦油萘。我國在1953 年開始萘法生產苯酐，當時是以萘為原料，固定床氣相氧化法生產苯酐。1958 年

15、我國又開發(fā)了流化床工藝，并在此基礎上建設了多套工業(yè)生產裝置。由于我國萘流化床法發(fā)展較快，到1988 年大部分工廠仍在采用萘流化床法生產苯酐，當時萘法產量高達總產量的90%。隨著石油工業(yè)的發(fā)展以及鄰法技術的開發(fā)，萘法的劣勢顯露出來：原料焦油萘供應日趨緊張，價格不斷上揚，單臺反應器生產能力較低，這些都不可避免地造成了萘法的高能耗[1]。</p><p>　　隨著苯酐產量的迅速增長，焦油萘越來越不能滿足生產的需要，而隨

16、著石油工業(yè)的發(fā)展，又提供了大量廉價的鄰二甲苯，擴大了苯酐的原料來源。從20世紀60年代開始，生產苯酐的原料從萘轉向鄰二甲苯。隨著催化劑研發(fā)的重大進展以及參加反應的空氣和鄰二甲苯比例的降低，再加上生產設備大型化的實現(xiàn)等一系列新技術的開發(fā)和應用，進一步加速了原料的轉換進程。近幾年，各廠家也都在為提高自身產品的競爭力而不斷地在節(jié)能降耗等方面改進、完善自己的工藝，這就使得鄰法工藝更加成熟，更加先進[1]。</p><p>

17、;　　Wacker-Chemie工藝特點是低能耗，高負荷，生產能力大，催化劑活化時不必使用SO2。BASF工藝的技術特點是低反應溫度和高空速，水洗回收副產的順酐，生產費用低，無廢水排出，采用蒸汽透平，輸出中壓空氣。ElfAtochem/日觸工藝的特點是低空烴比，操作安全性能好，負荷高，空氣量相應減少，總能耗下降。因此該工藝具有投資較低、能耗少、成本低和無污染的優(yōu)勢。Alusuisse Italia工藝的設備投資較少[3]。</p&

18、gt;<p>　　1.3.3 未來發(fā)展方向</p><p>　　近年來世界各苯酐生產公司都致力于改進以鄰二甲苯為原料的固定床氧化技術，并在催化劑、生產工藝和反應器設計等方面取得了重要的進展。</p><p>　　1.3.3.1催化劑的改進[3]</p><p>　　世界各生產公司著重研制低溫、高鄰二甲苯濃度、高負荷及高收率的催化劑。ElfAtochem

19、/日觸公司在進料鄰二甲苯濃度為85g/m3空氣（標準態(tài)）時，苯酐質量收率達到114%～115%，目前正在開發(fā)110g工藝的催化劑，并進一步開發(fā)120g 工藝的催化劑。BASF公司開發(fā)的固定床雙層催化劑，第一層：7%（質量分數(shù)）V2O5，2.5% Sb2O3，0.16%銣，其它部分為TiO2；第二層：7% V2O5，2.5% Sb2O3，0.5%磷，其它部分為TiO2，當反應溫度分別控制在359℃和342℃時，苯酐質量收率達到109.8%

20、。Wacker公司和Alusuisse公司也加快了催化劑的研制工作，日本KawasakiSteel公司開發(fā)的V-Cs-Ti-B-Si-S-O催化劑，當以鄰二甲苯為原料、用于流化床反應器中時，苯酐質量收率達到114.4%。隨著催化劑技術的進一步改進，各國開發(fā)的催化劑在活化時都不添加SO2。</p><p>　　1.3.3.2生產工藝的開發(fā)[3]</p><p>　　Sisas公司開發(fā)了鄰二甲

21、苯兩步氧化法制苯酐的工藝，苯酐的選擇性達到85%～88%（一般方法為80% ），且提高了產品純度，未反應的鄰二甲苯容易循環(huán)再氧化，由于氣相氧化的放熱減少50%，反應可在更低的溫度下進行，降低了操作風險。日本觸媒公司開發(fā)了尾氣部分循環(huán)工藝，這樣強化了操作安全、降低了操作費用和投資，苯酐的質量收率達到114%～116%。</p><p>　　1.3.3.3反應器的改進[3]</p><p>　

22、　高效催化劑的開發(fā)，使鄰二甲苯在空氣中的濃度可提高到120g/m3（標準態(tài)），并充分利用放出的反應熱，使能耗大大地降低，苯酐的生產成本大幅下降。反應器的相應改進包括：采用外循環(huán)反應器，反應器趨于大型化、雙填充催化劑的固定床反應器。日觸公司開發(fā)的雙層反應器能優(yōu)化反應器中的溫度分布，降低熱點溫度，并延長催化劑的使用壽命；BASF 公司在主反應器后設置一個后繼反應器，使鄰二甲苯完全氧化，改善了環(huán)保狀況；Lurgi公司開發(fā)出的反應器采用反向進料

23、和有效的撤熱措施，降低了反應器“飛溫”的可能性。</p><p>　　總之，苯酐生產商都在積極研制高收率、高選擇性和高負荷的催化劑，進行反應動力學和反應機理的研究，用數(shù)學模擬法放大反應器，提高了單臺反應器的生產能力，進一步地降低了能耗和成本，提高了操作的安全性和自動化水平。</p><p>　　隨著苯酐生產的快速發(fā)展，苯酐市場的競爭也越來越激烈。目前，我國鄰法苯酐的生產已處于國際領先地位。

24、但是我國對于催化劑的研發(fā)卻一直處于相對落后的狀態(tài)，致使國內一些廠家（ 如周村、白龍、哈爾濱等）一直在使用進口催化劑進行苯酐的生產。面對技術相對先進的國際市場，我們應加快催化劑的國產化步伐，同時大型苯酐氧化反應器的國產化步伐也要加快[1]。為了提高自身的競爭力，各生產廠家應在加強工藝改進的同時，還要不斷開發(fā)新技術，以提高單臺反應器的產能，降低產品的能耗，力求在大量進口產品沖擊下在國內苯酐市場站穩(wěn)腳跟并沖向國際市場,使我國的苯酐行業(yè)走向一個

25、輝煌的階段。</p><p>　　1.3.4合成工藝路線選取</p><p>　　我的內容主要是根據(jù)所查資料并總結，做出苯酐的一條生產線，并對主要反應器進行設計。由于石油鄰二甲苯資源比較豐富，理論收率高，價廉，選擇性高成為現(xiàn)代生產苯酐的首選原料，所以決定按以下技術路線進行研究：</p><p>　　計劃年產量為40000噸，年工作時數(shù)為每年8000h，產品流量500

26、0kg/h，產品純度（質量分數(shù)）大于99.9%，精餾階段產品回收率為92%。</p><p><b>　　第二章 工藝流程</b></p><p>　　2.1原料名稱及規(guī)格[4]</p><p>　　鄰二甲苯（96%），工業(yè)級（國內一些大型石化企業(yè)生產）。</p><p>　　空氣，（21%氧氣、78%氮氣）。</

27、p><p>　　催化劑，V2O5-T iO2系列負載型催化劑。</p><p><b>　　2.2主要設備</b></p><p>　　固定床反應器，離心泵，空氣壓縮機，精餾塔，冷凝器，預熱器，儲罐。</p><p>　　2.3工藝流程簡述[4]</p><p>　　苯酐生產工藝系統(tǒng)包括氧化反應部分、

28、冷凝水洗部分、苯酐精制部分。</p><p>　　2.3.1 氧化部分</p><p>　　鄰二甲苯通過換熱器預熱，經(jīng)凈化換熱器加熱后在汽化器內混合均勻并完全霧化，進入反應器反應。反應器內埋填化熱列管，用熔鹽循環(huán)移去反應熱，熱的熔鹽產生高壓蒸汽。</p><p>　　2.3.2 冷凝水洗部分</p><p>　　反應氣體冷卻后在切換冷凝器中凝

29、華，然后再融化，苯酐粗產品流到儲罐中。從冷凝器中排出的尾氣為未反應的空氣和反應生成的一氧化碳、二氧化碳及少量有機物，經(jīng)水洗塔洗滌回收有機物后排放。洗滌水中主要含有順酸（順丁烯二酸），通過加工可經(jīng)濟的回收，使過程無廢水排出。</p><p>　　2.3.3 精制部分</p><p>　　粗品苯酐經(jīng)高壓蒸汽預熱后，進入第一精餾塔，順酐及少量的苯甲酸作為塔頂餾出物而分離出來，使苯酐得到進一步提純

30、，塔底產物為苯酐。塔底苯酐進入第二個精餾塔，在熱虹吸式再沸器和重力及真空作用下回流循環(huán)純化，脫除重組分雜志后，苯酐從塔頂流出。</p><p><b>　　2.4 生產流程</b></p><p><b>　　第三章 物料衡算</b></p><p><b>　　3.1物料衡算概述</b></p

31、><p>　　為了弄清生產過程中原料、成品以及損失的物料數(shù)量，必須要進行物料衡算。</p><p>　　物料衡算是設備熱量衡算乃至整個工藝設計的基礎，一般在以下幾種情況下需進行物料衡算。</p><p>　　⑴對某個操作過程作物料衡算；</p><p>　?、茖σ延械脑O備：一個設備、一套設備或整個車間作物料衡算；</p><p

32、>　?、窃O計一套新的裝置或一個新的車間時，一般均需做出全面的物料衡算。</p><p>　　因此正確的物料衡算結果為正確的設備熱量衡算和設備工藝設計提供可靠的保證，在整個設備設計過程中具有重要的意義[5]。</p><p>　　3.2 物料衡算的計算依據(jù)[6]</p><p>　　物料衡算為質量守恒定律的一種表現(xiàn)形式，即</p><p>

33、;　　式中， —輸入物料的總和；</p><p><b>　　—輸出物料的總和；</b></p><p><b>　　—累計的物料量。</b></p><p>　　式為總物料衡算式。當過程沒有化學反應時，它也適用于物料中任一組分的衡算；但有化學反應時，它適用于任一元素的衡算。若過程中累積的物料量為零，則該式可簡化為<

34、/p><p>　　上式所描述的過程屬于定態(tài)過程，一般連續(xù)不斷的流水作業(yè)（即連續(xù)操作）為定態(tài)過程，其特點是在設備的各個不同位置，物料的流速、濃度、溫度、壓強等參數(shù)可各自不相同，但在同一位置上這些參數(shù)隨不同時間而變。若過程中有物料累積，則屬于非定態(tài)過程，一般間歇操作（即分批操作）屬于非定態(tài)過程，在設備的同一位置上諸參數(shù)隨時間而變。</p><p>　　式或式中各股物料數(shù)量可用質量或物質量衡量。對于

35、液體及處于恒溫、恒壓下的理想氣體還可用體積衡量。常用質量分率表示溶液或固體混合物的濃度（即組成），對理想混合氣體還可用體積分率（或摩爾分率）表示濃度。</p><p>　　3.3物料衡算的計算范圍和計算基準</p><p>　　作物料衡算時需要確定一個計算范圍，即從哪里開始作為進料，從哪里作為出料。根據(jù)實際需要來確定計算范圍，可以是某一設備或一套設備。對分批操作，可從開始加料到最終出料作為

36、計算范圍，有時也取整個過程中的某一階段作為物料衡算的范圍。</p><p>　　作物料衡算時也要選定一個計算基準。例如分批操作可以分批投料量或每晝夜的處理量作為計算基準。連續(xù)生產可以用每小時、每天或每分鐘的投料量作為計算基準。根據(jù)需要有時也采用每噸產品或原料作為計算基準，或者用每千摩爾（kmol）的投料量作為計算基準。基準的選擇是跟據(jù)物料衡算的目的和計算的方便來考慮決定[7-8]。</p><

37、p><b>　　3.4 計算任務</b></p><p>　　3.4.1 生產任務和涉及的主要反應方程</p><p>　　年產4萬噸的苯酐工廠。由生產工藝可知操作方式為連續(xù)操作。</p><p>　　反應過程中涉及的反應方程見表3-1[4,9-10]。</p><p>　　表3-1 反應方程式</p>

38、<p>　　3.4.2 操作流程</p><p>　　3.4.3 反應器參數(shù)[4]</p><p>　　反應床層溫度：360~380℃；</p><p>　　反應壓力：0.1013MPa；</p><p>　　原料：工業(yè)級鄰二甲苯，潔凈空氣；</p><p>　　進料量：4700kg/h；</p&g

39、t;<p>　　轉化率：99.8%；</p><p>　　苯酐選擇性：約0.9；</p><p>　　催化劑：低溫高空速、V2O5-T iO2負載在惰性載體上的催化劑；</p><p>　　空鄰比：9.5:1；</p><p>　　主要副產物：馬來酸酐、苯甲酸、檸糠酐、苯酞、二氧化碳；</p><p>　

40、　根據(jù)催化劑廠商提供的數(shù)據(jù)，反應器出口氣體組成見表3-2[10]。</p><p>　　表3-2反應器出口氣體組成</p><p>　　3.4.4 原材料和動力的消耗定額和消耗量</p><p>　　原料及動力消耗量見表3-3[4]。</p><p>　　表3-3 原料及動力消耗</p><p>　　3.4.5 物料衡

41、算過程及物料衡算表</p><p>　　連續(xù)操作過程以小時為衡算基準。由所查文獻可知：主反應為反應1，副反應為反應2、3、4，反應5、6、7可忽略。</p><p>　　確定已知變量參數(shù)（查文獻）[4,9-10]：</p><p>　　鄰二甲苯轉化率99.8%，苯酐選擇性0.9；</p><p><b>　　反應器出口組成：<

42、/b></p><p>　　苯酐93.0%（質量分數(shù)，下同），馬來酸酐6.0%，苯甲酸0.4%，檸糠酐0.35%；</p><p><b>　　進料：</b></p><p>　　鄰二甲苯4700kg/h，潔凈空氣44650kg/h。 </p><p>　　原料中含雜質的量 4700×4%=188 kg/

43、h</p><p>　　參與主反應的鄰二甲苯的量 4700×96%×99.8%×0.9=4052.68kg/h</p><p>　　生成苯酐的量 4052.68÷106×148=5658.46kg/h</p><p>　　生成馬來酸酐的量 5658.46÷93%×6.0%=365.06kg/h&l

44、t;/p><p>　　生成苯甲酸的量 5658.46÷93%×0.4%=24.34kg/h</p><p>　　生成檸糠酐的量 5658.46÷93%×0.35%=21.29kg/h</p><p><b>　　消耗氧氣的量：</b></p><p>　　反應1 4052.68&#

45、247;106×3×32=3670.35kg/h</p><p>　　反應2 365.06÷98×15÷2×32=894.02 kg/h</p><p>　　反應3 24.34÷122×13÷4×32=20.75 kg/h</p><p>　　反應4 21

46、.29÷112×6×32=36.50 kg/h</p><p>　　總共消耗氧氣的量 3670.35+894.02+36.50+20.75=4621.62 kg/h</p><p><b>　　生成二氧化碳的量：</b></p><p>　　反應2 365.06÷98×4×44=6

47、55.62 kg/h</p><p>　　反應3 24.34÷122×44=8.78 kg/h</p><p>　　反應4 21.29÷112×3×44=25.09 kg/h</p><p>　　總共生成二氧化碳的量 655.62+8.78+25.09=689.49 kg/h</p><p

48、><b>　　生成水的量：</b></p><p>　　反應1 4052.68÷106×3×18=2064.57 kg/h</p><p>　　反應2 365.06÷98×4×18=268.21 kg/h</p><p>　　反應3 24.34÷122

49、15;5÷2×18=8.98 kg/h</p><p>　　反應4 21.29÷112×3×18=10.26 kg/h</p><p>　　總共生成水的量 2064.57+268.21+8.98+10.26=2352.02kg/h</p><p>　　反應后空氣的量 93000-4621.62+689.49=40

50、717.87kg/h</p><p>　　物料衡算表如表3-4所示。</p><p>　　表3-4 物料衡算 單位：kg/h</p><p><b>　　第四章 熱量衡算</b></p><p>　　4.1 熱量衡算方程式</p><p>　　熱量衡算按能量

51、守恒定律，在無軸功條件下，進入系統(tǒng)的熱量與離開熱量應該平衡，在實際中對傳熱設備的熱量衡算可由下式表示[5,11]：</p><p>　　式中, — 所處理的物料帶入設備中的熱量；</p><p>　　— 加熱劑或冷卻劑與設備和物料傳遞的熱量（符號規(guī)定加熱劑加入熱量為“＋”冷卻劑吸收熱量“－”）；</p><p>　　— 過程的熱效應（符號規(guī)定過程放熱為“＋”，過程吸

52、熱為“－”）；</p><p>　　— 離開設備物料帶走的熱量；</p><p>　　— 設備各部件所消耗的熱量；</p><p>　　— 設備向四周散失的熱量，又稱熱損失。</p><p>　　熱量衡算的時間基準可與物料衡算相同，即對間歇生產可以每日或每批處理物料作基準。對連續(xù)生產以每小時作基準。但不管是間歇還是連續(xù)生產，計算傳熱面積的熱負

53、荷，必須以每小時作基準，而該時間必須是穩(wěn)定傳熱時間。熱量衡算溫度基準，一般規(guī)定以25℃或0℃，也可以進料溫度作基準。</p><p><b>　　4.2 與的計算</b></p><p><b>　　與均可用下式計算：</b></p><p>　　式中，— i物料質量；</p><p>　　— i

54、物料平均等壓比熱容；</p><p><b>　　— 物料的溫度℃；</b></p><p>　　— 計算基準溫度℃。</p><p>　　4.3 過程熱效應的計算</p><p>　　過程熱效應可分為兩類，一類是化學過程熱效應即化學反應熱效應，另一類是物理過程熱效應，即物理狀態(tài)變化熱，如溶解、結晶、蒸發(fā)、冷凝、熔融、升

55、華及濃度變化等吸入或放出熱量。純物理過程無化學反應熱效應，但物料經(jīng)歷化學變化過程，除化學反應熱效應外，往往伴隨物料狀態(tài)變化熱效應，則兩者應結合在一起考慮，可用下式計算：</p><p>　　式中，— 化學反應熱效應kJ；</p><p>　　— 物理過程熱效應kJ。</p><p>　　— 化學反應熱效應，可通過標準化學反應熱[11]，按下式計算：</p>

56、;<p>　　式中，— 標準化學反應熱；</p><p>　　— 參與化學反應的A物質量；</p><p><b>　　— A物質分子量。</b></p><p><b>　　4.4所需數(shù)據(jù)</b></p><p>　　熱量衡算所需數(shù)據(jù)如下[5,8,12-14]：</p>

57、<p><b>　　1．空氣：</b></p><p>　　空氣的組成比較復雜，為方便計算，把空氣的組成近似為21%氧氣和79%氮氣。</p><p><b>　　氧氣：</b></p><p><b>　　比熱容： </b></p><p><b>　　

58、標準生成熱： </b></p><p><b>　　氮氣：</b></p><p><b>　　比熱容： </b></p><p><b>　　標準生成熱：</b></p><p><b>　　2．二氧化碳：</b></p>&l

59、t;p><b>　　比熱容： </b></p><p><b>　　標準生成熱： </b></p><p><b>　　3．水：</b></p><p><b>　　比熱容： </b></p><p><b>　　標準生成熱：</b&

60、gt;</p><p><b>　　汽化熱：</b></p><p><b>　　4．鄰二甲苯：</b></p><p><b>　　比熱容： </b></p><p><b>　　標準生成熱：</b></p><p><b&

61、gt;　　汽化熱：</b></p><p><b>　　5．苯酐： </b></p><p><b>　　比熱容： </b></p><p><b>　　標準生成熱：</b></p><p>　　汽化熱利用基團貢獻法估算[14]： </p><p

62、>　　其中，－分子中i種基團的個數(shù)；</p><p>　?。璱種基團的貢獻值，；</p><p>　　－化合物的摩爾質量，。</p><p>　　通過參考文獻[14]可知，的基團貢獻值為2.544，的基團貢獻值為3.059，酮的基團貢獻值為6.645，的基團貢獻值為4.682</p><p>　　熔化熱利用基團貢獻法估算[14]：<

63、;/p><p>　　其中， －分子中i種基團的個數(shù)；</p><p>　　－i種基團的貢獻值，；</p><p>　?。衔锏哪栙|量，。</p><p>　　通過參考文獻[14]可知，的基團貢獻值為1.101，的基團貢獻值為2.394，酮的基團貢獻值為3.624，的基團貢獻值為5.879</p><p><b&g

64、t;　　6．馬來酸酐： </b></p><p>　　比熱容利用Missenard法估算[14]：</p><p>　　式中，－化合物的摩爾質量，；</p><p>　?。肿又衖種基團的個數(shù)；</p><p>　?。璱種基團的摩爾熱容，。</p><p>　　通過參考文獻[14]知，的摩爾熱容為28.1，

65、 酮的摩爾熱容46.1，的摩爾熱容31.0</p><p><b>　　標準生成熱： </b></p><p>　　汽化熱利用基團貢獻法估算：</p><p>　　通過參考文獻[14]知，的基團貢獻值為2.544， 酮的基團貢獻值為6.645，的基團貢獻值為4.682</p><p>　　熔化熱利用基團貢獻法估算：<

66、;/p><p>　　通過參考文獻[14]知，的基團貢獻值為1.101， 酮的基團貢獻值為3.624，的基團貢獻值為5.879</p><p><b>　　7．苯甲酸： </b></p><p><b>　　比熱容： </b></p><p><b>　　標準生成熱： </b><

67、;/p><p>　　汽化熱利用基團貢獻法估算：</p><p>　　通過參考文獻[14]知，的基團貢獻值為2.544， 的基團貢獻值為3.059，的基團貢獻值為19.537</p><p>　　熔化熱利用基團貢獻法估算：</p><p>　　通過參考文獻[14]知，的基團貢獻值為1.101， 的基團貢獻值為2.394，的基團貢獻值為11.051&

68、lt;/p><p><b>　　8．檸糠酐：</b></p><p>　　比熱容利用Missenard法估算： </p><p>　　通過參考文獻[14]知，的摩爾熱容為8.4，的摩爾熱容48.4，的摩爾熱容31.0，的摩爾熱容28.1，酮的摩爾熱容46.1</p><p>　　標準燃燒熱利用卡拉奇法估算[14]：</

69、p><p>　　其中，－化合物燃燒時的電子轉移數(shù)；</p><p>　　－取代基和鍵的校正值；</p><p>　　－分子中同樣取代基的數(shù)目；</p><p><b>　?。瓨藴嗜紵裏帷?lt;/b></p><p>　　通過參考文獻[14]知，羧酸酐的值為41.9，核環(huán)上的雙鍵的值為27.2 </p

70、><p>　　標準生成熱用公式轉換，</p><p>　　其中，－元素的標準燃燒熱，；</p><p>　?。衔镏型N元素的原子數(shù)；</p><p>　　，－分別為同一化合物的標準生成熱和燃燒熱。</p><p>　　通過參考文獻[14]知，C原子的元素的標準燃燒熱395.15,H原子的元素的標準燃燒熱143.15&l

71、t;/p><p>　　汽化熱利用基團貢獻法估算：</p><p>　　通過參考文獻[14]知，的基團貢獻值為3.059，的基團貢獻值為2.373，的基團貢獻值為4.682，的基團貢獻值為2.544，酮的基團貢獻值為6.645</p><p>　　熔化熱利用基團貢獻法估算：</p><p>　　通過參考文獻[14]知，的基團貢獻值為2.394，的基

72、團貢獻值為0.908，的基團貢獻值為5.879，的基團貢獻值為1.101，酮的基團貢獻值為3.624</p><p>　　4.5 關于熱量衡算的具體計算</p><p>　　在本次計算中，對反應釜進行熱量衡算。</p><p>　　由該反應工藝要求可知，該反應過程可以分二個階段進行熱量衡算：升溫至360℃的預熱階段，360℃-380℃之間的反應階段（以kg/h為基準

73、）。</p><p><b>　　熱平衡式：</b></p><p><b>　　假設：；</b></p><p><b>　　基準溫度為25℃。</b></p><p><b>　　熱平衡式可寫成： </b></p><p>&l

74、t;b>　　即 </b></p><p>　　4.5.1 預熱階段的熱量衡算（）</p><p>　　由生產工藝知，該階段是在= 25℃的情況下，將4700kg鄰二甲苯，44650kg空氣通過換熱器預熱到360℃，以達到反應所需的溫度。</p><p><b>　　由公式 可得。</b></p><p&

75、gt;<b>　　則</b></p><p>　　4.5.2 反應階段的熱量衡算（）</p><p>　　該過程為預熱到360℃的鄰二甲苯和空氣混合均勻后，通過裝有催化劑的固定床反應器，在360℃-380℃之間迅速反應。</p><p><b>　　反應1：</b></p><p><b>

76、;　　反應2：</b></p><p><b>　　反應3：</b></p><p><b>　　反應4：</b></p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　因為 </b></p><p>

77、<b>　　所以</b></p><p>　　4.5.3 離開設備的物料帶走的熱量（）</p><p>　　離開反應器的物料主要是未反應的氧氣、氮氣、二氧化碳、水蒸氣、苯酐、順酐、苯甲酸和檸糠酐。</p><p>　　假設：離開反應器的氣體的溫度為380℃；</p><p><b>　　基準溫度為25℃。<

78、;/b></p><p><b>　　由公式 可得。</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　4.5.4 設備和物料傳遞的熱量（）</p><p><b>　　由熱平衡方程可知</b></p><p>　　4.6 換熱器

79、面積求算</p><p>　　4.6.1 預熱器面積求算</p><p>　　預熱物料到360℃，可選用熔鹽做加熱劑，設加熱劑的進口溫度為400℃，出口溫度為200℃，取總加熱系數(shù)[8] </p><p><b>　　預熱鄰二甲苯：</b></p><p><b>　　由公式可知</b><

80、/p><p><b>　　傳熱面積 </b></p><p><b>　　預熱空氣：</b></p><p><b>　　由公式 可知</b></p><p><b>　　傳熱面積 </b></p><p>　　4.6.2 反應器換熱

81、面積求算</p><p>　　隨著反應的進行放出大量的反應熱，為維持反應溫度在360℃-380℃之間，需要在反應管殼程用熔鹽做載熱體，移出多余的反應熱。設載熱體的入口溫度為150℃，出口溫度為350℃，取總加熱系數(shù)[8]</p><p><b>　　由公式 可知</b></p><p><b>　　傳熱面積 </b>&l

82、t;/p><p>　　綜上所述，可得以下熱量衡算數(shù)據(jù)表4－1：</p><p>　　表4－1 熱量衡算數(shù)據(jù)表</p><p>　　第五章 精餾塔的工藝設計及選型</p><p>　　精餾塔是化工生產中常用的典型設備，本設計涉及苯酐的精餾提純，在主要設備的設計及計算部分，選擇精餾塔作為對象進行計算。精餾塔的工藝設計計算，包括塔高、塔徑、塔板各部分尺

83、寸的設計計算，塔板的布置，塔板流體力學性能的校核及繪出塔板的性能負荷圖。</p><p>　　從反應器出來的氣體主要成分是苯酐、順酐、二氧化碳、水蒸氣未反應的氧氣及氮氣，它們都以氣體形式存在。在進入精餾塔分離之前先通過適當?shù)睦鋮s，使苯酐、順酐等產物液化，以除去水蒸氣、二氧化碳和多余的空氣。再經(jīng)過適當?shù)募訜崾挂夯漠a物達到飽和液體的狀態(tài)。</p><p>　　通過第三章的物料衡算可知，液化的

84、產物中以苯酐和順酐為主，為方便計算過程，按分離順酐—苯酐二組分混合物進行工藝設計和計算。根據(jù)設計參數(shù)條件及各類型塔板的用途和優(yōu)點[15]，擬采用板式塔—浮閥塔。</p><p>　　5.1 操作條件的確定</p><p>　　5.1.1 操作壓力[4]</p><p>　　順酐在常壓下的沸點是202℃，而苯酐的沸點是284.5℃，在常壓下精餾，需要消耗大量的能量，不

85、經(jīng)濟。從圖5-1和5-2來看，壓力越小，苯酐和順酐的汽液平衡線離對角線越遠，越有利于分離。故設計本精餾塔的壓力為30。</p><p>　　圖 5-1 順酐與苯酐的氣液平衡曲線 圖 5-2 順酐與苯酐的氣液平衡曲線</p><p>　　（壓力=101.3kPa） (壓力=30kPa)</p><p>　

86、　5.1.2 回流比[4]</p><p>　　回流比的選擇與操作費和設備費有密切關系，影響分離效果及加熱劑和冷卻劑的用量。通過生產經(jīng)驗及文獻[4,15]參考，本設計取回流比</p><p>　　5 .1.3 進料熱狀況</p><p>　　進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送

87、入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。故本設計取進料熱狀況參數(shù)。</p><p>　　5.2 實際塔板數(shù)及加料位置的確定</p><p>　　5.2.1全塔物料衡算[15]</p><p>　　通過全塔物料衡算，可以求出精餾產品的流量、組成和進料流量、組成之間的關系

88、。通常，原料量和產量都以kg/h或噸/年來表示，但在理想板計算時均須轉換為kmol/h。在設計時，汽液流量又須用m3/s來表示。因此要注意不同的場合應使用不同的流量單位。</p><p><b>　　衡算方程：</b></p><p><b>　　總物料：</b></p><p>　　易揮發(fā)組分： </p&

89、gt;<p>　　其中，、、—分別為原料液、餾出液和釜殘液流量，；</p><p>　　、、—分別為原料液、餾出液和釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分率。</p><p><b>　　由生產任務可知：</b></p><p><b>　　由衡算方程得：</b></p><p>　　5.2.2

90、逐板計算法確定理論板數(shù)目</p><p>　　5.2.2.1計算所需方程</p><p>　　1．操作線方程[15]：</p><p><b>　　①精餾段</b></p><p>　　上升蒸汽量： </p><p>　　下降液體量： </p><p>　　

91、操作線方程： </p><p><b>　　或： </b></p><p>　　式中：—— 回流比；</p><p>　　—— 精餾段內第層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；</p><p>　　——精餾段內第層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。</p><p><b>

92、;　?、谔狃s段</b></p><p>　　上升蒸汽量： </p><p><b>　　或： </b></p><p>　　下降液體量： </p><p><b>　　操作線方程： </b></p><p>　　式中：—— 提餾段內第m層板下

93、降液體中易揮發(fā)組分摩爾分率；</p><p>　　——提餾段內第m+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分摩爾分率。</p><p>　　2．平衡線方程[15]：</p><p>　　式中： —— 易揮發(fā)組分與難揮發(fā)組分的相對揮發(fā)度；</p><p>　　—— 精餾段內第層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；</p><p>　　—

94、— 精餾段內第層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率。</p><p>　　5.2.2.2 各個方程中參數(shù)的確定</p><p><b>　　根據(jù)操作條件可得：</b></p><p>　　相對揮發(fā)度由三點法[17]確定：</p><p>　　從圖5-2上選取適當?shù)娜齻€點，分別為：</p><p>&

95、lt;b>　　則</b></p><p><b>　　取</b></p><p>　　5.2.2.3 逐板計算過程</p><p><b>　　由上述計算可知：</b></p><p><b>　　具體計算過程如下：</b></p><p&

96、gt;<b>　　因為 </b></p><p>　　所以 精餾段理論板層數(shù)為塊。</p><p><b>　　因為 </b></p><p>　　所以 提餾段理論板層數(shù)為塊。</p><p>　　故全塔的理論板數(shù)（不包含再沸器）</p><p>　　5.2.3 全塔

97、效率計算</p><p>　　相對揮發(fā)度： 液體混合物的粘度：</p><p><b>　　全塔效率[16]：</b></p><p>　　5.2.4 實際板數(shù)及加料板位置</p><p><b>　　實際板數(shù)目 塊</b></p><p><b>　　由于

98、 塊</b></p><p>　　所以第塊為加料板，即第14塊為加料板。</p><p>　　5.3 板式塔主要尺寸的設計計算</p><p>　　板式塔主要尺寸的設計計算，包括塔板、塔徑的設計計算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設計，塔板布置、氣體通道的設計等工藝計算。</p><p>　　5.3.1 塔徑的確定</p&g

99、t;<p>　　塔的橫截面應滿足汽液接觸部分的面積、溢流部分的面積和塔板支承、固定等結構處理所需面積的要求。在塔板設計中起主導作用，往往是氣液接觸部分的面積，應保證有適宜的氣體速度。</p><p><b>　　初步計算塔徑：</b></p><p>　　板式塔的塔徑依據(jù)流量公式[15]計算，即</p><p>　　式中：—— 塔

100、徑，m；</p><p>　　—— 塔內氣體流量m3/s；</p><p>　　—— 空塔氣速m/s。</p><p>　　由上式可見，計算塔徑的關鍵是計算空塔氣速[16]。設計中，空塔氣速的計算方法是，先求得最大空塔氣速，然后根據(jù)設計經(jīng)驗，乘以一定的安全系數(shù)，即</p><p>　　最大空塔氣速[16]可根據(jù)懸浮液滴沉降原理導出，其結果為&

101、lt;/p><p>　　式中：——允許空塔氣速，m/s；</p><p>　　——分別為氣相和液相的密度，kg/m3 ；</p><p>　　——氣體負荷系數(shù)，m/s，對于浮閥塔和泡罩塔氣體負荷系數(shù)可從史密斯關聯(lián)圖[15]查出。</p><p><b>　　橫坐標數(shù)值為 </b></p><p>　　

102、其中，——液相及氣相負荷，m3/h；</p><p>　　——液相及氣相密度，kg/m3。</p><p>　　取板間距為，取板上液層高度為，則圖中參數(shù)： 。</p><p>　　根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由史密斯關聯(lián)圖查得。</p><p><b>　　取，則：</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.

103、6，則空塔氣速為</p><p>　　初步估算塔徑為： </p><p><b>　　按標準塔徑圓整為：</b></p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　實際空塔氣速：</b></p><p>　　5.3.2 板上液

104、體流動形式的選擇及溢流裝置的設計[15-16]</p><p>　　溢流裝置選用單溢流弓形降液管，不設進口堰。</p><p><b>　　1．堰長：</b></p><p><b>　　取，即：</b></p><p><b>　　2．出口堰高：</b></p>

105、<p>　　采用平直堰，堰上液層高度可由下式計算：</p><p>　　式中，—— 液流收縮系數(shù)，一般可近似取，對計算結果影響不大。</p><p><b>　　由，得：</b></p><p><b>　　則 </b></p><p>　　3．弓形降液管寬度和面積</p>

106、<p><b>　　因為，查表可得 ，</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　驗算液體在降液管中的停留時間：</p><p>　　停留時間，故降液管尺寸可用。</p><p>　　4．降液管底隙高度：</p><p>　　取降液管底隙

107、處液體流速 </p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　取。</b></p><p>　　5.3.3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列[15]</p><p>　　取閥孔動能因子，閥孔直徑。</p><p><b>　　則</b><

108、;/p><p><b>　　孔速</b></p><p>　　每層塔板上的浮閥數(shù)個</p><p>　　取邊緣寬度，破沫區(qū)寬度，</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　塔板上鼓泡區(qū)面積</b></p><p&

109、gt;<b>　　其中，</b></p><p><b>　　求得，</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距，則可估算排間距</p><p>　　5.4 塔板流體力學驗算[15-16]</p><p>　　5.4.1 氣相通過浮閥塔板的壓降</p>

110、<p><b>　　1．干板阻力：</b></p><p><b>　　臨界閥孔氣速 </b></p><p><b>　　因為，則</b></p><p>　　2．板上充氣液層阻力：</p><p>　　本設備分離順酐—苯酐混合物，即液相為碳氫氧化合物，可取充氣

111、系數(shù)，則</p><p>　　3．液體表面張力所造成的阻力：</p><p>　　此阻力較小，可以忽略不計。</p><p>　　因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p><b>　　則，單板壓降</b></p><p><b>　　5.4.2 淹塔<

112、/b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，其中，</p><p>　　1.與氣體通過塔板的壓降所對應的液柱高度：</p><p><b>　　已知，</b></p><p>　　2.液體通過降液管的壓頭損失：</p><p>　　因為不設進口堰，可由下式

113、求得</p><p><b>　　3.板上液層高度：</b></p><p><b>　　已知，</b></p><p>　　則，，取，又已選定、，則，可見，符合防止淹塔的要求。</p><p>　　5.4.3 霧沫夾帶</p><p>　　霧沫夾帶可由下面的公式進行驗算：&

114、lt;/p><p>　　其中，板上液體流經(jīng)長度</p><p><b>　　板上液流面積</b></p><p>　　順酐—苯酐為正常系統(tǒng)，取物性系數(shù)，由泛點負荷系數(shù)曲線[15]查得泛點負荷系數(shù)，將數(shù)值代入泛點率公式得：</p><p>　　泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。</p><

115、p>　　綜上所述，浮閥塔板工藝設計計算結果見表5—3。</p><p>　　表5—3 浮閥塔板工藝設計計算結果</p><p>　　5.5 接管尺寸計算</p><p>　　5.5.1 進料管直徑</p><p><b>　　取原料液流速</b></p><p><b>　　由公式

116、可得：</b></p><p>　　5.5.2塔頂回流管直徑</p><p><b>　　取回流液流速</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　5.5.3塔頂蒸汽管直徑</p><p><b>　　取上升蒸汽流速</b&

117、gt;</p><p><b>　　則</b></p><p>　　5.5.4 塔底出料管直徑</p><p><b>　　取釜殘液流速</b></p><p>　　釜殘液的主要組成部分是苯酐，計算所用數(shù)據(jù)取苯酐的物性參數(shù)。</p><p><b>　　則</

118、b></p><p>　　5.5.5 塔底回流管直徑</p><p>　　因為進料熱狀況參數(shù)，提留段上升蒸汽量與精餾段上升蒸汽量相當，即，所以</p><p><b>　　5.6 塔高的確定</b></p><p><b>　　塔高由下式計算：</b></p><p>

119、　　式中，——塔高（不包括封頭、群座），；</p><p><b>　　——實際塔板數(shù)；</b></p><p><b>　　——進料板數(shù)目；</b></p><p><b>　　——人孔數(shù)；</b></p><p><b>　　——塔板間距，；</b>&

120、lt;/p><p>　　——進料板處間距，；</p><p>　　——人孔處板間距，；</p><p>　　——塔頂空間（不包括頭蓋部分），；</p><p>　　——塔底空間（不包括底蓋部分），。</p><p>　　取塔頂空間，塔底空間，人孔處和進料板處板間距均為700mm，整個塔安裝5個人孔。</p>

121、<p><b>　　則，塔的高度：</b></p><p>　　第六章 車間布置設計[18-19]</p><p>　　車間布置不當往往會給生產操作中造成人流、物流的紊亂，不利設備的安裝和維修還會延長物料輸送管路、增加設備費用及造成不良通風、采光，甚至無法生產和造成事故發(fā)生，因此設計前必須成分準備有關資料，如總平面布置、工藝流程圖、物料衡算等各階段的資料，設

122、計過程中深入研究領會應用各方面的原則及要求。</p><p>　　車間布置涉及面較廣，但大致可歸納為以下的幾個方面。</p><p><b>　　6.1 廠房建筑</b></p><p>　　1．廠房平面力求簡單化，以利建筑定型化和施工機械化。</p><p>　　2．柱間距一般不超過12m。</p>&l

123、t;p>　　3．層高與設備的高低、安裝位置有關，一般每層4～6m，最低不低于3.2m，凈高度不低于2.6m。</p><p>　　4．在可能條件下采用露天和敞開式設計，既節(jié)省投資，又利于通風、采光、防爆等安全需要。</p><p>　　5．在不影響流程情況下，較高設備集中布置。</p><p>　　6．笨重設備和震動設備盡量布置在底樓地面。</p>

124、<p>　　7．設備穿孔避開主梁。</p><p>　　8．廠房出入口、交通道、樓梯等需精心安排。</p><p><b>　　6.2 生產操作</b></p><p>　　1．設備布置盡量和工藝流程一致，避免交叉往返運料；盡量采用位差送料，一般從高層到低層布置為計量槽、應設備、槽、重型設備和震動設備。</p>&l

125、t;p>　　2．相互有聯(lián)系的設備盡量靠近，但要考慮操作、行人通道、送料及半成品堆放等空地。</p><p>　　3．相同、相似設備盡可能對稱集中，以利操作管理及水、電、氣等供應。</p><p>　　4．考慮進出料、取樣、觀察等方便。</p><p><b>　　6.3 設備裝修</b></p><p>　　1．不

126、僅要考慮安裝時設備的進出，而且要考慮各單個設備的更換和檢修，保證足夠的空間和通道。</p><p>　　2．二層樓以上的設備，需在下層設吊孔，對龐大特殊設備在封閉式廠房中可先安裝設備后砌墻。</p><p>　　3．要考慮起吊裝置，如塔頂、房梁等，設永久吊架。</p><p><b>　　6.4 安全要求</b></p><

127、p>　　1．采光要好，盡量避光操作，高大設備避免靠窗擋光。</p><p>　　2．通風要好，高溫、有毒、易燃、易爆車間盡可能取敞開式，以利通風散熱。機械通風效果要好。</p><p>　　3．有毒物質設備放置下風，操作位置應在上風。劇毒設備要隔離操作，單獨排風。</p><p>　　4．防爆車間盡可能采用單層廠房，避免車間有死角，多層的樓板要有泄壓孔，設計防

128、火、防爆墻，設計雙斗門，門窗朝外開。二樓以上考慮緊急疏散措施，考慮消防措施及設備。</p><p>　　6.5 車間布置說明</p><p>　　車間設計本著方便、安全、節(jié)省能源的原則，特進行了設計。</p><p>　　車間長36m，寬24m。配電室、控制室、倉庫等在設計時都是在“安全第一、方便快捷”的原則上設計的，例如多種大門都是兩扇，內外雙開的。把各種原料放在