年生產4萬噸草酸初步設計 課程設計說明書

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1、《化工設計》課程設計說明書 項 目 名 稱：年生產4萬噸草酸初步設計 設 計 人 姓 名： 專 業(yè) 班 級： 指 導 老 師 姓 名 設計起止日期： 1．概述 1.1設計依據 1.1.1設計項目名稱：年生產4萬噸草酸初步設計 1.1.2生產能力：年生產能力4萬噸 1.1.3生產方法：甲酸鈉法（鈣法） 主要技術經濟指標： 序號 項目名稱 單位 數量 備注 一 生產規(guī)模 噸 40000 二 年操作日 天 300 三 主要原輔料、燃料 1 焦炭 噸/年 2 燒堿 噸/年 3 硫酸

2、噸/年 4 燃料煤 噸/年 四 運輸量 噸/年 1 運入量 噸/年 2 運出量 噸/年 五 定員 人 六 建設期 月 七 工程有地 畝 八 報批工程中投資 萬元 1 建設投資 萬元 2 鋪底流動資金 萬元 3 建設期利息 萬元 九 資金籌措 萬元 1.1.4產品物理化學性質、技術指標及用途： 【化學名】乙二酸(Oxalic acid dehydrate) 【分子式】 【結構式】、 【分子量】126.06

3、 【CASNO】6153-56-6 理化性質：白色晶體。熔點：101.5℃。密度：1.653。 1.1.5草酸的主要用途 用途：草酸是重要的有機工業(yè)原料，草酸及其衍生物是許多藥品生產那的中間體，如用于生產色甘酸鈉、異唑肼。草酸可用于稀土元素的提取、分離和精制。此外，草酸可用于紡織品的清洗，纖維染色，永久定型及其阻燃。在聚合物合成中，草酸是制取許多有機物的原料或其它反應的催化劑等。 主要原輔材料的物理化學性質、技術指標及供應： 設計進度： 1.1.6生產方法的比較級確定 生產方法的論證：隨著我國環(huán)保意識的不斷增強及環(huán)境保護治理的力度不斷加強，過去的鉛法生產工藝被淘

4、汰，而鈣法工藝以其生產效率高，環(huán)江污染少，能源消耗少，工藝易操作，綜合效率高，等優(yōu)點逐步成為我國廣泛推廣的一種生產草酸的工藝。 1.1.7生產過程主要反應的反應熱： 甲酸鈉合成： 甲酸鈉脫氫： 甲酸鈉鈣化： 草酸鈣酸化： 生產過程的主要副反應的反應熱 1.2車間組成及生產制度 1.2.1工段組成及設計范圍的要求： （1）造氣合成車間（造氣工段、合成工段）、（2）脫氫車間（脫氫工段）、（3）鈣化、酸化車間（鈣化工段、酸化工段）、4結晶、干燥車間（結晶工段、干燥工段）本項目為年產（4）噸草酸產品的項目，本設計說明書對廠區(qū)圍墻內的年產4噸的草酸產品裝置，輔助生產裝置，供排水系

5、統(tǒng)，供熱系統(tǒng)等進行了比較詳細的說明。 1.2.2生產制度:年工作日（300天/年），班組制（5班3運轉）、8小時/班。 2．化工計算（物料衡算和熱量衡算） 2.1.1生產工藝流程工藝示意圖（物料衡算和熱量衡算的依據） 2．12工藝示意圖簡述如下： （1）鼓風機加壓的空氣由下部鼓入煤氣發(fā)生爐，焦炭有煤氣發(fā)生爐頂部加入，空氣與燃燒狀態(tài)的焦炭相互反應生成含有30%一氧化碳的空氣煤氣，煤氣由頂出口排出，經洗氣后進入第一水洗塔，水洗后的煤氣進入真空泵加壓，加壓后的煤氣進入第二水洗塔進一步除去細小微量灰塵，通過企業(yè)分離器進入壓縮機煤氣經壓縮機壓縮到1.8-2.0兆帕經油分離器分去掉其中油

6、污，進入高壓水洗塔出去二氧化碳和微量的硫化氫，然后在預熱器中和稀堿液混合升溫到150-170攝氏度再進入合成管合成甲酸鈉混合氣，經減壓的甲酸鈉混合氣在尾氣分離器中分離掉未反應的氣體和水蒸氣同時把合成的稀甲酸鈉液體送到甲酸鈉儲罐，待用。 （2）由甲酸鈉儲罐打入蒸發(fā)室經管間水蒸氣加熱，在真空蒸發(fā)濃縮到1000Be后放入濃甲酸儲罐，再由泵打入離心機，分離的到固體甲酸鈉，母液返回蒸發(fā)室，將固體甲酸鈉投入脫氫反應器有過熱蒸汽升溫到410-430攝氏度脫氫生成草酸鈉，迅速加入新鮮冷卻溶解，通過真空吸料罐放入草酸鈉槽，然后經過濾機得到的濾餅放入懸浮液配料槽中加水配成草酸鈉含量160-180g/L的懸浮液，

7、待用。 （3）由脫氫來的草酸鈉懸浮液由離心泵打入鈣化灌，，與氫氧化鈉在攪拌下反應，反應后用帶式過濾機過濾，濾液打到稀堿液槽，一部分送到御配堿池與外購的濃堿液加入新鮮水配制成185g/L的溶液送達合成車間，另一部分送三效蒸發(fā)器濃縮后送合成車間，草酸鈣懸浮液送入酸化罐，然后將配酸罐中濃度為35%的硫酸用泵打入酸化罐與草酸鈣懸濁液混合反應，然后將反應后的液體送去帶式過濾機過濾，濾液進入吸收罐，用蒸汽加熱至85攝氏度送入帶有攪拌的結晶罐晶體。濾液經5次洗滌，前兩次結晶后的母液、洗水送到石墨蒸發(fā)器濃縮，其余三次用新鮮水洗滌，洗水和濃縮后的母液一起送去配酸罐稀釋92.2%的濃硫酸使其達到反應所需濃度。待

8、用。 （4）吸附罐出來的草酸溶液結晶濃縮后進入離心機，離心后的固體草酸加入新鮮水溶解，經過過濾除雜后重新結晶，離心分離后的草酸固體用真空吸入滾筒干燥器與經過加熱的熱空氣逆流干燥，在滾筒的尾部計量包裝即成成品草酸。 2.1.3原材料、動力消耗定額（以每噸草酸計算） 序號 名稱 規(guī)格及標準 單位 消耗定額 一 原材料 1 焦炭 80% t 2 燒堿 42.0% t 3 硫酸 92.5% t 二 輔助材料 1 氧化鈣 含量90% t 三 燃料動力 1 電 380V kWh 2

9、 新鮮水 18 t 3 蒸汽 1.3MPa t 生產能力的計算 （1） 草酸每小時生產能力：5555.56kg/h 相對分子量126.06kg/h 則摩爾流量為5555.56/126.06=44.07kmol/h 2.2各物料的物料衡算 2．2.1計算依據 各步反應的收率 物質 甲酸鈉 草酸鈉 草酸鈣 草酸 收率 0.95 0.83 0.95 0.90 各部分反應所需的物料流量 (1)CaC2O4+H2SO4→CaSO4+H2C2O4 44.07/0.92=47.90kmol/h 每小時消耗的H2SO4 4

10、7.90*98=4694.2kg/h 原料中H2SO4的含量為92.5% 每小時消耗的硫酸原料量為4694.2/0.925=5074.8kg/h (2)NaC2O4+Ca(OH)2→CaC2O4+2NaOH 每小時消耗的Ca(OH)2的量為47.90/0.98=48.88 每小時消耗的NaC2O4的量為47.90/0.98=48.88 (3)2HCOONa=NaC2O4+H2 每小時消耗HCOONa 的量為2*48.88/0.83=117.8kmol/h (4)CO+Na=HCOONa 每小時消耗CO的量和NaOH得量都是117.8/0.95=123.98kmol/h (

11、5)2C+O2=2CO 每小時消耗C的量為123.98kmol/h 每小時消耗O2的量為61.99kmol/h (6)副反應的C的消耗 從汽化爐出來的各種氣體的含量如下表 物質 CO CO2 O2 N2 含量 0.30 0.025 0.142 0.533 煤氣中CO2的含量為123.98*0.025/0.3=10.33kmol/h 因為C+O2=CO2，所以生成需要消耗C的量和O2的量都是10.33kmol/h （7）綜合（5）（6） C的消耗量123.98+10.33=134.31kmol/h*12=1611.72kg/h 因為焦炭中含碳85%，所以實際

12、消耗C的量為1611.72/0.85=1896.14kg/h （8）綜合（5）（6） O2的消耗量為61.99+10.33=72.32kmol/h 此外為其中含O2的量為123.98*0.142/0.3=58.68kmol/h 入爐空氣中O2的含量為72.32+58.68=131.00kmol/h 131.00*1000*22.4/1000=2934.4Nm3/h 空氣O2：N2=0.21:0.79 空氣中N2的含量為123.98*0.79/0.21=466.37kmol/h 466.37kmol/h*22.4*1000/1000=10446.69Nm3/h 空氣總量為12

13、3.98+466.37=590.35kmol/h 590.35*22.4*1000/1000=13223.84Nm3/h (9) CaO+H2O=Ca(OH)2 有（2）中的投料比NaC2O4:Ca(OH)2=1:1.15 故Ca(OH)2的量為48.88*1.15=56.212kmol/h 因為生石灰中CaO的含量為90%，所以消耗石灰的量為 56.212*56/0.9=3497.64kg （10） NaOH消耗量為123.98*40=4959.2 因為采購的NaOH為42%，所以NaOH的消耗量為 4959.2/0.42=11807.62kg

14、/h 又因為副產物消耗 CO2+2NaOH=Na2CO3+H2O 消耗NaOH 10.33*2=20.66kmol/h 所以消耗總量為 123.98+20.66=144.64kmol/h*40=5785.6kg/h 表1-4物料消耗統(tǒng)計匯總表（每小時） 序號 名稱 規(guī)格 單位 消耗 1 焦炭 含碳85% t 1．612 2 硫酸 92.5% t 5.07 3 生石灰 90% t 3．498 4 空氣 Nm3 13.224 5 燒堿 42% t 5.786 2.3副產物生產量的計算 （1）2HCOO

15、Na=NaC2O4+H2 每小時H2生產量為48.88*1000/1000*22.4=1094.91Nm3/h (2) NaC2O4+Ca(OH)2= CaC2O4+2NaOH 每小時NaOH的生成量為47.91*2=95.81kmol/h 95.81*40=3832.5kg/h (3) CaC2O4+H2SO4=CaSO4+ H2C2O4 每小時CaSO4的生成量44.08*136=5996.0kg/h 2.4物料與熱量和能算 （1）煤氣發(fā)生爐物料與熱量和能算 2.4.1物料衡算 計算依據 【A】H2C2O4.H2O產量為4958.1kg/h即55.09kmol/h

16、 【B】進煤氣發(fā)生爐物質為煤氣和空氣 其中空氣組成問為O2:N2=0.21:0.79 【C】產物空氣組成如下表 物質 CO CO2 O2 N2 含量 0.30 0.025 0.142 0.533 物料衡算 a 爐出口氣組分流量 CO 123.98kmol/h O2 58.68kmol/h CO2 10.33kmol/h N2 466.37kmol/h b 進口的分流量 焦炭1611.72kg/h O2 10446.69Nm3/h N2 10446.69Nm3/h 表2-2物料衡算表 物質 反應器入口 反應器出口

17、 CO ------- 123.98kmol/h O2 10446.69Nm3/h 58.68kmol/h CO2 ------- 10.33kmol/h N2 10446.69Nm3/h 466.37kmol/h 焦炭 1611.72 kg/h ------- 2.4.2 能量衡算 （1）計算依據 a 進爐空氣焦炭均為25℃ b 出口混合氣溫度為800℃ c 出口氣體組成如下表 物質 CO CO2 O2 N2 含量 123.98kmol/h 10.33kmol/h 58.68kmol/h 466.37kmol/h

18、 d 平均熱熔（1073K，KJ/Kmolk） 物質 CO CO2 O2 N2 含量 31.36 48.25 32.16 30.85 （2） 熱量衡算 C+O2=CO 查表得△fHm(CO)=110.525KJ/mol △ H1=123.98*(-110.525)=-1.37*105KJ/h C+O2=CO2 查表得△fHm(CO2)=-393.509kJ/mol △ H2=10.33*(-393.509)=-4.06*103KJ/h 以下為個氣體從25℃-800℃是的焓變 CO △H3=123.98*31.16*7

19、75=2.99*106 KJ/h CO2 △H4=10.33*48.25*775=3.86*105 KJ/h O2 △H5=58.68*32.16*775=1.46*106 KJ/h N2 △H6=466.37*30.85*775=1.12*107 KJ/h 總焓變△H=-1.61*107 KJ/h 冷卻介質用100℃鍋爐給水 出口為190℃的飽和蒸汽，100℃水的焓值為419.04KJ/kg 需水產氣量為1.61*107/（2786.4-419.04）=6803.69kg/h 2.4.3廢熱鍋爐的能量衡算 （1）計算依據

20、 a 入口氣與出口氣組成相同，結尾煤氣發(fā)生爐的出口氣組成 b 入口氣溫度為800℃ c 出口氣溫度為300℃ d 鍋爐側產生200℃的飽和蒸汽，進水100℃ （2）熱量衡算 物質 CO CO2 O2 N2 含量 123.98kmol/h 10.33kmol/h 58.68kmol/h 466.37kmol/h 查表得各組分平均熱熔Cp(KJ/mol) T CO CO2 O2 N2 298K 29.18 37.1

21、7 29.39 29.13 400K 29.32 39.23 29.75 29.23 500K 29.45 40.07 30.18 29.35 600K 29.67 42.72 30.65 29.53 1000K 30.93 47.56 32.37 30.64 1100K 31.24 48.50 32.70 30.93 現行內插舉例： 298K-1073K間CO平均熱熔 Cp=30.93+(31.24-30.93)/(1100-1000)*(1073-1000)=31.16KJ/k 內插法結果如下表所示 T CO C

22、O2 O2 N2 323K 29.21 37.67 29.48 29.18 573K 29.61 42.00 30.52 29.48 1073K 31.16 48.25 32.61 30.85 O2 800℃-300℃ △H1=Q1=58.68*32.16*(1073-298)- 58.68*30.52*(573-298)=9.7*105KJ/h N2 800℃-300℃ △H2=Q2=466.37*30.85*(1073-298)-466.37*29.48*(573-298)=7.37*106 KJ/h CO 800℃-300℃ △H

23、3=Q3=123.98*31.16*(1073-298)-123.98*29.61*(573-298)=1.98*106 KJ/h CO2 800℃-300℃ △H4=Q4=10.33*48.25*(1073-298)-10.33*42.00*（573-298）=2.67*105KJ/h 所以煤氣總焓變△H=1.059*107KJ/h 蓄水量為1.059*107/（2786.4-419.04）=4470kg 2.4.4水洗塔進一步冷卻除塵的衡算 氣體50℃-25℃ 新鮮水18℃-25℃ T CO CO2 O2 N2 298K 29.18 37.17 23.

24、39 29.13 323K 29.21 37.67 29.48 29.18 CO △H1123.98*29.21*(323-298)=9.05*104KJ/h CO2 △H2=10.33*37.67*(323-298)=9.7*103 KJ/h O2 △H3=58.68*29.48*(323-298)=4.3*104KJ/h N2 △H4=466.37*29.18*(323-298)=3.4*105 KJ/h 總焓值△H=4.87*105 KJ/h 18℃水的焓值為75.57KJ/kg 25℃水的焓值為104.89KJ/kg 需水量為4.87*

25、105/（104.89-75.57）=16633.7 kg/h 2.4.5原料氣體預熱器的衡算 由高壓水洗塔出來的氣體溫度為25℃，經預熱器預熱至160℃，高壓水洗塔出去CO2 物質 CO CO2 N2 含量 123.98kmol/h 10.33kmol/h 466.37kmol/h 物質 CO CO2 N2 平均熱容Cp 29.36KJ/kmolk 29.89 KJ/kmolk 29.27 KJ/kmolk CO △H1=123.98*29.36*(433-298)=4.9*105 KJ/h O2 △H2=58.68*29.8

26、9*(433-298)=2.4*105 KJ/h N2 △H3=466.37*29.27*(433-298)=1.8*106KJ/h 總焓值△H=2.57*106KJ/h 需190℃的蒸汽量為2.57*106/1978.3=1299kg/h 2.4.6堿液預熱器的衡算 有物料衡算得 堿液4339.8kg/h Cp近似取值為4.2 KJ/kgk 用190℃的蒸汽預熱 需蒸汽量為4339.8*4.2*（160-25）/1978.8=1243.5kg/h 2.4.7HCOONa合成器物料衡算與熱量衡算 A 物料衡算 （1）計算依據 a HC

27、OONa的產量為117.8kmol/h b CO+NaOH=HCOONa 收率為95% c 原料氣組成CO:O2:CO2:N2=300:142:25:533 d 堿液中含NaOH為42%（質量），即0.246（摩爾） （2）物料衡算 a 合成反應器進口原料氣給組成流量 物質 CO CO2 O2 N2 NaOH 含量 123.98kmol/h 10.33kmol/h 58.68kmol/h 466.37kmol/h 144.64 kmol/h b 合成反應出口物料 物質 HCOONa Na2CO3 O2 N2

28、 H2O 含量 117.8kmol/h 10.33kmol/h 58.68kmol/h 466.37kmol/h 378.28kmol/h B 熱量衡算 各物質熱容如下表： 物質 CO CO2 O2 NaOH N2 H2O Cp 29.142 KJ/kmolk 37.11 KJ/kmolk 29.355 KJ/kmolk 59.54 KJ/kmolk 29.125 KJ/kmolk 75.29 KJ/kmolk CO+NaOH=HCOONa △fHm(CO)=-110.525KJ/mol △fHm(NaOH)=-525

29、.60KJ/mol △fHm(HCOONa)=-665.57KJ/mol △fHm=△fHm(HCOONa)- △fHm(NaOH)=-129.536 KJ/mol 故反應熱為117.8*103*（-129.536）=-15.7*106KJ 用100℃循環(huán)水升溫到汽化熱為2257KJ/kg 需水量為15.7*106/2257=6956kg 2.4.8洗氣箱的熱量衡算 （1）計算依據 a入口氣組成與出口氣組成基本相同 b 入口氣溫度為300℃出口氣溫度為50℃ c 進洗氣箱循環(huán)溫度為25℃ d 出氣箱循環(huán)水溫度是40℃ （2）熱力學

30、參數 物質 CO CO2 O2 N2 Cp 29.18KJ/kmolk 37.17KJ/kmolk 29.39 KJ/kmolk 29.13KJ/kmolk 取基準溫度為298K 查表298K-400K間各組分平均熱容如下表 物質 CO O2 CO2 N2 平均熱容Cp 29.32 KJ/kmolk 29.75 KJ/kmolk 39.23 KJ/kmolk 29.23 KJ/kmolk 查表298K-600K間各組分平均熱容如下表 物質 CO O2 CO2 N2 平均熱容Cp 29.67 KJ/k

31、molk 30.65 KJ/kmolk 42.72 KJ/kmolk 29.53 KJ/kmolk 利用線性內插法求得298K-323K間各組分平均熱容如下表 物質 CO O2 CO2 N2 平均熱容Cp 36.67 KJ/kmolk 29.21 KJ/kmolk 29.48 KJ/kmolk 29.18 KJ/kmolk 298K-573K間各組分平均熱容如下表 物質 CO O2 CO2 N2 平均熱容Cp 42.25 KJ/kmolk 29.62 KJ/kmolk 30.53 KJ/kmolk 29.49KJ/kmolk 故得

32、 CO △H1=123.98*29.62*（573-298）-123.98*29.21*（323-298）=9.19*105KJ/mol O2 △H2=58.68*30.53*(573-298)- 58.68*29.48*(323-298)=4.5*105KJ/mol N2 △H3=466.37*29.49*(573-298)- 466.37*29.18*(323-298)=3.44*106KJ/mol CO2 △H4=10.33*42.25*(573-298)- 10.33*37.67*(323-298)=1.1*105KJ/mol 總焓 △H=4.92*10

33、6KJ/mol 40℃水的焓值為167.57KJ/kg 25℃水的焓值為104.89 KJ/kg 故需水量為4.92*106/（167.57-104.89）=7.84*104KJ/mol 2.4.9HCOONa蒸發(fā)器的物料衡算與熱量衡算 A 物料衡算 （1）計算依據 a 每小時需濃縮出117.8kmol/hHCOONa即8010kg/h b 進料濃度為400g/l 出料濃度為900g/l c 加熱蒸汽溫度為200℃ d 進料液溫度為100℃ （2）熱參數 100℃水的汽化潛熱為2257KJ/kg 200℃水的汽化潛熱為194

34、0.7 KJ/kg （3）物料衡算 a 入口物流 稀HCOONa溶液為117.8*68/400=20.03m3/h b 出口物流 濃HCOONa溶液為117.8*68/900=8.90m3/h H2O為（20.03-8.90）*1000=11130kg/h B 熱量衡算 a 稀HCOONa溶液蒸發(fā)水吸熱 Q=11130*2257=2.51*107 KJ/h b 需加蒸汽量為2.51*107/1940.7=12900 kg/h 2.4.10脫氫反應器物料衡算如熱量衡算 A 物料計算 （1）計算依據 2HCOONa=Na2C2

35、O4+H2 a 每小時脫氫生成48.88molNa2C2O4 b 脫氫反應收率83% c 進料為HCOONa固體 d 副產物為2HCOONa=Na2CO3+CO+H2 (2) 物料衡算 a 出口物料組成流量 草酸鈉 假設碳酸鈉的轉化率為90%，已知收率為83% 生成碳酸鈉的量（117.8*0.9-48.88*2）/2=4.17kmol/h 甲酸鈉117.8*0.1=11.7kmol/h CO 4.17kmol/h H2 4.17+48.88=53.05kmol/h b

36、進口物料組分流量 HCOONa 38.88*2/0.83=93.69 c 物料衡算表 物質 進口物料（kmol/h） 出口物料（kmol/h） Na2C2O4 ---- 48.88 H2 ---- 53.05 Na2CO3 ---- 4.17 HCOONa 93.69 ---- CO ---- 4.17 B 熱量衡算 計算依據 脫氫反應在380℃-420℃發(fā)生，在280℃-300℃有副反應 2HCOONa=Na2CO3+CO+H2發(fā)生 物質 HCOONa (COONa)2 H2 Na2CO3 CO 平均Cp（

37、KJ/kmolk） 76.53 133.9 29.126 125.015 29.342 平均△Hf(KJ.mol) -664.67 -1305.34 0 -1135.717 -110.129 2HCOONa=(COONa)2+ H2 △Hf=-1305.34+2*664.67=24KJ/mol △Hof=-1135.717-110.129+2*664.67=83.494 KJ/mol a 未反應的甲酸鈉所吸收的熱量G1 G1=11.78*76.53*(420-25)=356101.7KJ/h b 發(fā)生副反應的甲酸鈉吸收的熱量G2 甲酸鈉的反應熱Q

38、2=4.17*83.494*103=3.48*105 KJ/h 甲酸鈉升溫熱Q1=4.17*2*（300-25）*76.53=1.76*105 KJ/h G2= Q2 +Q1=5.24*105 KJ/h c 甲酸鈉生成草酸所需的熱量G3 甲酸鈉升溫熱Q1=38.88*2*76.53*（400-25）=2.23*106 KJ/h 甲酸鈉的反應熱Q2=38.88*6*103=2.33*105 KJ/h G3=Q1+Q2=2.46*106 KJ/h d 總熱量 G= G1+G2+G3=3.34*106 KJ/h 2.4.11鈣化反應器物料衡算 (1)

39、計算依據 a 每小時生成CaC2O437.91kmol b 鈣化反應收率 0.98 c 進口草酸鈉（懸浮液）濃度為400g/l,Ca(OH)2濃度為900g/l d 投料比 NaC2O4：Ca(OH)2=1：1.15 e 產物堿液濃度為80g/l (2) 物料衡算 a 出口物料 CaC2O4 37.91kmol/h 堿液 37.91kmol/h Ca(OH)2 37.91*1.15*0.02/0.98=0.89kmol/h b 進口物料

40、 Ca(OH)2液 37.91*1.15/0.98=44.49kmol/h 44.49*74/900=3.66m3/h 2.4.12酸化反應器物料衡算與熱量衡算 （1）計算依據 a 出口H2C2O4密度為320g/l b 每小時需處理CaSO4濃度為37.91kmol c H2SO4進口濃度為92.5% 出口為400g/l d 進料CaSO4濃度為400g/l e 物料比H2SO4：CaSO4=1：1.1 f CaC2O4+H2SO4=Ca+ H2C2O4 g 反應

41、溫度 85℃ h 操作壓力 0.1Mpa 進料 CaSO4 37.91kmol/h H2SO4 37.91*1.1*98/0.925=4418.0kg/h 出料 H2SO4溶液 37.91*1.1*98/0.4=10216.7kg/h H2C2O4溶液 35.06*90/320=9.86m3/h CaSO4 35.06kmol/h=4769.1kg/h 2.4.13結晶過程計算 草酸溶解度 溫度 0 10 20

42、 30 40 60 80 90 溶解度 3.54 6.08 9.52 14.23 21.52 44.32 84.5 120 草酸的溶解度隨溫度變化很大適用于冷卻結晶，將此溶液冷卻到20℃，草酸濃度350kg/m3,c產量5555.56kg/h，結晶罐夾套水溫為20℃，結晶出的鹽為H2C2O42H2O，近似認為10000Kg水中有350kg H2C2O4,假設有2%的水蒸發(fā) R=126/90=1.4 C1=350/1000=0.35kg C2=9.52/100=0.0952kg C3=2/106=0.02kg

43、 2.4.14 吸附罐的熱量衡算 （1）計算依據 a 吸附罐內草酸溶液入口溫度25℃，出口溫度85℃ b 用1.3MPa蒸汽加熱 c 草酸鈉溶液濃度350 kg/m3,產量5555,56kg/h (2)熱量衡算 草酸的平均熱容Cp=101.156KJ/molk 水平均熱熔Cp=75.28 KJ/molk 草酸升溫所需要的熱量 Q1=44.09*101.156*（85-25）=2.68*105 KJ/h 水吸收的熱量 Q2=5555.56/350*1000*75.28/18*（85-25）=4.0*106 KJ/h 總熱量Q= Q1+Q2=4.268*106 KJ/h

44、 則所需1.3MPa蒸汽為G=Q/Hf=165961.3kg/h 2.4.15回轉干燥器的物料衡算 （1）計算依據 a 干燥水分為30%，H2C2O42H2O的量5555.56kg/h b 物料入口溫度20℃，出口溫度45℃，含水5% c 氣體入口溫度165℃，出口溫度80℃ d 桶內物料存留率5% （2）熱量衡算 干物料的平均熱容Cp=1.124KJ/kg 入口熱風 H1=0.03 KJ/kg 干空氣 a 所需風量，入口處熱焓 H1=1.036*165*(2500+1

45、.98*165)*0.03=256.1 KJ/kg 物料帶入熱量為 Q1=（5555.56*1.124+0.3*6028.9*4.168）*10=1.3*105 KJ/h b 設排風濕度為H2 出口處熱風焓為 1.005*80+（2500+1.956*80）=2736.88 KJ/kg c 產品帶出熱量5555.56*（1.124+4.18*0.05）*45=3.33*10 KJ/h根據熱量衡算，G0為必須的干空氣量G0=53564kg/h 3主要設備的選擇及計算 3.1甲酸鈉蒸發(fā)器（采用單效蒸發(fā)器） 3.1.1設計依據 a 進口甲酸

46、鈉溶液的濃度為400 kg/m3,出口濃度為900 kg/m3 b 用1.3Mpa，190℃ 飽和蒸汽加熱 c 操作壓力P=-450mmHg d 甲酸鈉溶液進口溫度250℃，出口溫度75.2℃ e 甲酸鈉的量 177.8kmol/h 即12090.4kg/h 3.1.2熱量衡算求蒸發(fā)器的熱負荷 蒸發(fā)器內操作壓力為P=（760-450）/760*105=4.1*104Pa 在此操作壓力下水沸點T=75.2℃ 甲酸鈉熱容：平均Cp=76.53KJ/kmolk 水的平均熱容 Cp=75.78KJ/kmolk P=0.04 MPa時，水蒸發(fā)潛熱為

47、2321.4KJ/kg P=1.3 MPa時，水的蒸發(fā)潛熱1978.8 KJ/kg 蒸發(fā)器中蒸發(fā)掉的質量為M1, M1=(1-400/900)*3946.3/400*1000=5480.97kg/h 蒸發(fā)需要的熱負荷Q 溶液升溫所需的熱為 Q1=（117.8*76.53+5480.97/78*75.78）*（75.2-25）=7.12*105 KJ/h 蒸發(fā)水分所需的熱 Q2=5480.97*2321.4=12723524KJ/h Q=Q1+Q2=1.34*107 KJ/h 則需水量G=7250kg/h 3.1.3 蒸發(fā)器傳熱面積

48、 有效溫差為114.8℃，總傳熱系數W=1200w/m2℃ 忽略熱損失S=Q/K△t=14419327.31/(1200*114.8)=104.67 m2 為了安全取S=1.2*104.67=125.61 m2 3.1.4 蒸發(fā)器的主要工藝尺寸 a 加熱室 選用Φ38mm3mm,長為3mm的無縫管為加熱管 管數n=S/πd=282 管子采用正三角形排列 正三角形排列的管束中心線上的管數為Nc=1.1*2820.5=19 加熱室內徑D=t(Nc-1)+2b 采用膨脹管取t=1.5d 故t=1.5d=57mm 取b=1.5d=57mm

49、 加熱室直徑D=57*18+2*57=1140mm b循環(huán)管 根據經驗值取循環(huán)管額截面積為加熱管總截面的75%，故循環(huán)管的截面積為0.75*π/4*0.0322*210=0.1676m2 故循環(huán)管的內徑為d1=0.16760.5/0.25=0.8187 故選用Φ426mm9mm的無縫鋼管為循環(huán)管 c 分離室 取分離室的高度為3.5m 41Kpa 蒸汽密度為0.2146 kg/m3,則二次蒸汽的體積流量為Vs=5524.86/(0.2416*36000)=0.64 kg/m3 取允許分離蒸發(fā)體積強度Vs為1.5kg/m3 分離室直徑D1=（4Vs）0.5/πH

50、Vs=6.02 H/D=1.46 高徑比在1-2之間 3.2 氫氧化鈉溶液蒸發(fā)器（采用單效蒸發(fā)器） 3.2.1 計算依據 a NaOH溶液入口濃度80kg/m3，出口濃度185kg/m3 b 操作壓力P=0.08169*105Pa c 溶液入口溫度25℃，出口溫度25℃ d用1.3Mpa的蒸汽加熱。P=0.8169*105Pa時，水的汽化潛熱為2442.3 KJ/kg 3.2.2 熱量衡算求蒸發(fā)器的熱負荷 蒸發(fā)水所需的熱量Q=(4340/80-4340/185)*1000*2442.3=7.5*107 KJ/h 所需

51、飽和蒸汽的熱量G=Q/Hf=3624 KJ/h 3.2.3 蒸發(fā)器的傳熱面積 有效溫差△t=190-25=165℃，蒸發(fā)器中溶液的沸點為25℃ S=Q/K=7.5*107/（1200*165）=378.8m2 a 加熱室采用正三角形排列，長為3m的無縫鋼管為加熱管 管數n=S/πd=356 管子的采用正三角形排列的管數中心的管數Nc Nc=1.1*n0.5=21 D=t（Nc-1）+2b, t=1.5d=57mm b 循環(huán)管 根據經驗值取循環(huán)管額截面積為加熱管總截面的75%，故循環(huán)管的內徑為0.

52、130.5/0.75=0.48m 故用Φ48mm9mm的無縫鋼管為循環(huán)管 蒸發(fā)的水量G=12825410/2242.3=5719.8kg/h 25℃時3.1677Kpa,水蒸氣的密度為0.02304kg/m3 二次蒸汽Vs=5719.8/(3600*0.02304)=68.96 m3/s 取允許分離室蒸發(fā)體積Vs為5 高度為3.5m 分離室直徑D1=4*(68.96)0.5/10.5π=3.16m H/D=1.11 高徑比在1-2之間 3.3 廢熱鍋爐 3.3.1 計算依據 a 管

53、內氣體流量和組成如下 組分 CO2 CO H2 O2 H2S N2 H2O Kmol/h 6.455 77.46 10.12 36.66 0.62 291.4 6.87 b 管內氣體進口溫度500℃，出口溫度230℃館內氣體進口壓力為0.11Mpa,出口壓力為0.1 Mpa c 采用Φ42mm3.5mm無縫管管360根作為換熱器，管外熱水沸騰產生1.3Mpa飽和蒸汽 d 熱負荷為6.5832*103KJ/h 3.3.2 計算換熱面積，確定換熱管及管長 總傳熱系數 管內氣體體積流量 Q=4620.04*22.4*0.1013/0.157*（27

54、3+365）/273=156049.2m3/h μ=43.55/360*0.785*0.035=125.2m/s ρ=15245.6/19560.8=0.78 其他數據誤差不計，平均溫度365℃，此時溫度下空氣的物據 傳熱系數 λ=4.61*10-2w/mkμ=3.14*10-5Pas Pr=0.676 Re=duρ/μ=0.035*125.2*0.78/3.14*10-5=108825>10000 管內氣體給熱系數為 α1=0.023λ/dRe0.8Pr0.3=54.76mk 管外熱水沸騰的給熱系數取α2=4651w/mk 總產熱系數K

55、 污垢熱阻取0.26*10-3 1/K=1/54.7+1/4651+0.0034/45+0.26*10-3+0.5*10-3 所以K=1.8 w/mk 對數平均傳熱溫差 △tm=131.86 換熱面積熱負荷 Q=1.8278*10610-3J/s A=Q/ktm=267073m2 取安全系數1.2 則換熱面積320m2 換熱管長L=Q/ktm=8.08 取8.5m 3.4 合成造氣工序 3.4.1 煤氣發(fā)生爐 氣量3.0萬噸/年草酸，每小時需煤氣量為4168.3Nm3 空氣煤氣的工藝參數是： 氣體成分CO<30%，O2<1.0%，CO

56、2<2.5% 壓力10-20mmHg 溫度>800℃ 氣體強度250Nm3/m2h 因此選用Φ2400mm7000mm直型煤氣發(fā)生爐 選用臺數3.1臺（備用5臺），考慮到設備運轉率，應配備9臺煤氣發(fā)生爐。 3.4.2 煤氣壓縮機 為滿足3.0萬噸/年草酸，每小時需煤氣量為4168.3Nm3，考慮選用國內廣泛使用的5.5L-20/25-1煤氣壓縮機 其性能參數如下： 打氣量： 20m3/min 1200m3/h 出口壓力：2.5Mpa 功率： 250KW

57、 計算臺數：4168.3/1200=3.5臺（備用2臺）共6臺 3.5 脫氫工序 3.5.1 脫氫鍋 根據生產任務，由物料衡算得每小時需處理草酸鈉固體9801.3kg,每臺脫氫鍋可加草酸鈉固體350kg,需脫氫鍋臺數為 28臺（備用4臺）共32臺 3.5.2 離心機 根據物料衡算，每小時生產草酸鈉的量為88.3kmol 濃甲酸鈉溶液濃度為900g/l,密度為2055g/l 每小時需處理濃甲酸鈉溶液為88.3*68*2500/900=16.7t】 10H-800型臥式活塞推料離心機最大處理能力為5T/h,實際處理能力為4T/h,需離心機5臺，選8臺。 3

58、.5.3 轉鼓真空過濾機 選G-5-1.75型轉鼓真空過濾機 過濾面積為5m2,轉鼓轉速0.13-0.26r/min 過濾量為3t/h 每小時可處理草酸鈉固體30.54kmol 配成水溶液濃度400g/l,溶液密度為1400g/l 溶液質量30.54*134*1400/400=14.32t/h 需5臺 考慮備選共選7臺 3.6 雙化及成品工序 3.6.1 雙化反應器 每臺反應器操作時間1.5h，投草酸鈉1.5t,投氫氧化鈉1.4t 單日處理NaC2O4的量：1.5t 則單罐日產出草酸量為1.52t 30000/300/1.52=66臺考慮備選共選77臺 3.6

59、.2 吸附罐 酸化液中含草酸量為300-400kg/m3,每罐按6-8h計，單罐日出3-4次料，每罐每次8.5m3，單罐處理量為：8.5*325.5=2766.75m3/日罐 （30000*1000）/（300*300）=20臺，考慮備選共選25臺 3.6.3 結晶罐 V=5000L結晶罐，日產能力為3.85t/日 30000/300/3085=26臺，考慮備選共選32臺 3.6.4 滾筒干燥器 Φ=1000900滾筒干燥器，每臺日產能力20t 30000/300/20=5臺，考慮備選共選8臺 4 工藝設備一覽表 序號 設備名稱

60、規(guī)格型號 單位 數量 配套功率 1 煤氣發(fā)生爐 24007000 臺 9 2 煤氣壓縮機 Q=20m3/H 臺 6 3 合成反應器 臺 1 4 甲酸鈉蒸發(fā)器 臺 1 5 甲酸鈉過濾機 臺 1 6 甲酸鈉干慮機 臺 1 7 脫氫反應器 臺 1 8 氫氣分離器 臺 1 9 草酸鈉儲罐 臺 1 10 甲酸鈉泵 臺 40 11 鈣化泵 30002700 臺 20 9kw 12 升降減速機 Swj 臺 1 13 吸

61、附罐 V=20m3 臺 25 14 減速機 A150-280 臺 6 5.5kw 15 結晶罐 5000L 臺 32 16 減速機 A150-280 臺 15 4kw 17 硫酸鈣儲罐 V=20m3 臺 1 18 粗溶液槽 V=40m3 臺 1 19 小溶液槽 V=40m3 臺 1 20 消毒液 V=40m3 臺 1 21 熱母液槽 V=40m3 臺 1 22 冷母液槽 V=40m3 臺 1 23 石墨加熱器 F=40m3 臺 1 24 沸騰器

62、 V=40m3 臺 1 25 大氣冷凝器 臺 1 26 循環(huán)水泵 臺 1 27 冷母液槽 臺 1 28 熱母液槽 FS80 65-30 臺 5 29 酸化料泵 80FSZ-K-50-15 臺 18 30 消毒泵 臺 6 31 結晶泵 650HB-ZK-A-40-20 臺 55 7.5 32 離心甩干泵 650HB-ZK-A-40-20 臺 16 33 離心機 HR-500N 臺 8 63kw 34 滾筒干燥機 2LGO.99 臺 8 6kw,7.

63、5kw 35 壓縮機 80m2 臺 7 5工藝流程敘述 5.1造氣工藝流程敘述 由羅茨鼓風機加壓的空氣由煤氣發(fā)生爐下部鼓入，焦炭有頂部加入，氣化爐帶有夾套鍋爐，可回收一部分燃燒釋放的熱量，空氣與 燃燒狀態(tài)的焦炭反應生產含CO約30%的空氣煤氣，煤氣由上部出口連續(xù)排出，經除塵器出去顆粒較大的灰塵，然后一次經過廢熱鍋爐，飽和器進行熱量回收，飽和器出口氣體溫度約為80℃，再由羅茨鼓風機出入水洗塔進一步降溫，除塵，然后經堿洗塔洗去CO2,堿洗塔中的堿液循環(huán)使用，并定期排出廢堿液，添加新鮮堿液，經氣液分離器除去水分后送入壓縮機，將煤氣壓縮至1.8-2.0Mpa,再經油分離器除去油污，

64、為合成工段提供合格的原料氣。 5.2合成工段的工藝流程敘述 造氣工段送來的煤氣進入混合器與計量泵送來的1.8-2.0Mpa的185g/l的堿液混合均勻后，進入預熱器加熱至150℃-170℃，送至合成管進行合成反應，生產甲酸鈉氣液混合物，再經釋壓罐減壓至0.7-1.3Mpa,再經氣液分離器分離掉為反應的氣體和水蒸氣，同時把合成的稀甲酸鈉溶液送至稀甲酸鈉儲槽，由稀堿液泵將稀甲酸鈉溶液送至蒸發(fā)泵，減壓條件下濃縮至1000g/l后送至濃甲酸鈉儲罐，由濃堿液泵將濃甲酸鈉溶液送至離心分離器，分離得到固體甲酸鈉，母液返回蒸發(fā)器，將固體甲酸鈉投入脫氫鍋，用電加熱器迅速升溫至410℃-430℃下脫氫生產草酸

65、鈉。 5.3 雙化工段工藝流程敘述 熱空氣換熱干燥，草酸鈉中迅速加入新鮮水冷卻溶解，通過草酸鈉液泵送入離心分離器，分離出的碳酸鈉濾液送至碳酸鈉儲槽待用，草酸鈉慮粗出的氫氧化鈉濾液經真空蒸發(fā)器濃縮后送至氫氧化鈉儲槽待用，草酸鈣濾液餅則配成懸浮液送至酸化器酸化，通過草酸液離心分離器，分離出的硫酸鈣濾餅經處理后送往石膏倉庫，草酸濾液送往成品工段。 5.4 成品工段工藝流程敘述 雙化工段送來的草酸溶液經結晶后送至離心分離器分離，分離出的濾液經壓縮階段返回結晶罐，草酸濾餅送至粗糙算槽溶解后送入重結晶罐結晶，然后送至離心分離器分離，分離出的濾液經濃縮后返回重結晶罐，草酸濾餅送入回轉干燥器與

66、逆流接觸的160℃-170℃熱空氣干燥，由回轉干燥器出來的草酸即可計量包裝為成品草酸送入倉庫。 5.5 原料工段工藝流程敘述 本工段由一系列倉庫和儲罐組成，負責為其他工段提供原料，主要包括焦炭，生石灰，配制堿液和配制硫酸。 5.6 設備結構圖敘述 所選的甲酸鈉蒸發(fā)器屬于單效蒸發(fā)器，液體加熱管內被管外蒸汽加熱后，在上半部分管內沸騰，所形成的氣液混合物比重小于循環(huán)管中受熱較小的溶液，是使循環(huán)得以進行，屬于自然循環(huán)蒸發(fā)器。蒸發(fā)器工作壓力為550-660mmHg,工作溫度120℃，選Φ38mm3mm的無縫鋼管為加熱管，蒸發(fā)器的傳熱面積為125.61m2,管子采用正三角形排列，管數282，其他參數見結構圖。 參考文獻 [1]. 《化工原理》，高等教育出版社，2008 [2]. 《化工設計圖集》，化學工業(yè)出版社，1976 [3]. 《化學工程手冊》，化學工業(yè)出版社，1985 [4]. 《化工設計》，化學工業(yè)出版社，2001 [5]. 《過程裝備基礎