由史密斯图得负荷系数：C20=0.051
(2)塔底温度237.02℃下?顺=15.81mN/m，?苯酐=16.27mN/m 所以?3=15.81×0.0013+17.27×0.9987=16.27mN/m 所以提馏段液相平均表面张力??16.27?19.21=17.74mN/m
20.2???(3)计算出操作物系的负荷因子C?C20?L??20?所以最大空塔气速：Umax?C?17.74??0.051????20?0.2?0.049
?l??v1538?11.7022?0.049?0.54m/s ?v11.7022设计气速：取安全系数为0.7，则U=0.7?Umax?0.7?0.54=0.378m/s (4)塔径D?
对全塔，取圆整D=700mm 塔截面积
AT?Vm0.1043??0.628m
0.785U0.785?0.378?4D2?0.785?0.7002?0.385m2
5.5 塔高的计算
精馏段有效高度：Z1?(N1-1)HT??11?1??0.35?3.5m 提馏段有效高度：Z2??N2-1?HT??14?1??0.35?4.55m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m
所以精馏塔的有效高度为Z?Z1?Z2?0.8?8.05m
5.6 溢流堰长计算
上面计算得出的塔径为700mm，远小于2m，所以溢流方式采用单溢流。堰长lw一般根据经验确定，对于此次塔设备的弓形降液管，堰长：
?0.7?700?490mm lw?0.7D
5.7 塔体厚度的计算
本次设计中精馏操作为减压操作，塔体材料选用Q235-A，该材料的许用应力： ????86MPa，厚度附加量2mm
t 塔体内液柱高度[16]：h?0.04?N总?0.04?25?0.10m
31
液柱静压力：
pH?10?6??gh?10?6?1538?9.8?0.1?0.00147MPa?0.05p(可忽略)
计算压力：pc?p?pH?p?0.11MPa 塔体计算厚度：??pcDi0.11?700??1.1mm t2?????pc2?86?0.85?0.11 塔体设计厚度：?c???2?2.1mm 塔体名义厚度：?n?4mm 塔体有效厚度：?e??n?C?2mm
5.8 塔设备计算结果列表
5-3 塔设备计算结果列表
项目 塔径，m 板间距，m 塔截面积，m2 塔板形式 堰长，m 堰高，m 浮阀塔板数 进料板 塔高，m 塔体名义厚度，mm 数值及说明 0.700 0.350 0.385 单溢流弓形降液管 0.490 0.025 25 12 8.05 4 0.10 0.11 精馏段 0.86 提馏段 0.54 塔体内液柱高度，m 计算压力，MP 最大空塔气速，m/s
32
6. 苯酐生产装置其他主要设备选择
6.1 主要附件设备选择
鼓 风 机：风量=41600Nm3/h 出口压力=0.048Mpa 转速=9280r/min 功率=1120kW 空气预热器：翅片管式
面积A=1136m2； 外形尺寸：2390×1300×1230； 设计压力：0.09/2.8MPa(壳程/管程)； 设计温度：250/250℃（壳程/管程）
气体冷却器：翅片管式
面积A=1938m2； 外形尺寸：4630×1310×2640； 设计压力：
0.09/（3.8/0.8）MPa（壳程/管程）； 设计温度：420/（420/320）℃（壳程/管程）
切换冷凝器：翅片管式
面积A=3200m2； 外形尺寸：7850×3200×5880； 设计压力：0.05/0.65 MPa（壳程/管程）； 设计温度：220/220℃（壳程/管程）
尾气洗涤塔：塔体直径：3400×15065； 烟囱直径：1400×27935； 第一级：喷淋；
第二级：浮阀塔； 第三级：格栅填料。
33
6.2 反应器组设计
本设计中采用的是BASF的催化剂，邻二甲苯的转化率基本上达到100%，苯酐的选择性为76.27%。反应器组包括：固定床列管反应器，熔盐循环泵，电加热器，熔盐冷却器，蒸汽过滤器，邻二甲苯汽化器，熔盐调节阀。 6.2.1 固定床列管反应器设计：
根据催化剂的负荷（80克OX/Nm3空气，空速2200h-1）苯酐收率112%，风量每根管4Nm3/h，反应器地临界管径为0.03，所以选取Φ30×2.5的管子，管长3.5m，管间距=40mm（中心距），反应器壳体最小内径为5230mm。
根据：风量=管长×管截面积×空速, 计算后选取管长为3500mm。 对于年产40000吨，年操作时间8000h，可以按公式计算出管数：
N??kg/a?40000?1000?13950根 33?h/a??4Nm/h?0.08kgOX/NmAIR?1.128000????设计压力：0.1/0.2MPa（壳程/管程）； 设计温度：420/450℃（壳程/管程） 6.2.2 熔盐循环泵：
热负荷为10800KW，要求轴向温度差小于3℃，熔盐比热为CP=1.55kJ/kg?℃,熔盐密度（360℃）=1820kg/m3,因此流量为：
V?Q252000000??6144m3/h CP?t?1.55?3?1820实际泵额定流量：7000m3/h，扬程：5m，功率为220KW 6.2.3 电加热器
选取功率500kW，Φ 800×4156 6.2.4 熔盐冷却器
平均温度：?t?360?225?135℃
热负荷：Q=14445kW，选取总传热系数K=450w/m2?℃， 则面积为：A?Q14445?1000??238m2 K?t450?135实际管壳式换热器面积A=250m2，外形尺寸Φ1200×8500 设计压力：0.1/2.9MPa（壳程/管程） 设计温度：420/420℃（壳程/管程）
34
6.2.5 蒸汽过热器
平均温度：?t??350?225???360?340??57℃
ln350?225360?340热负荷：Q=1050kW，选取总传热系数K=450 w/m2?℃ 则面积为：A?Q1050?1000??41m2 K?t450?57实际管壳式换热面积A=48 m2，外形尺寸Φ450×5500 设计压力：0.1/2.9MPa （壳程/管程） 设计温度：420/420℃（壳程/管程） 6.2.6 邻二甲苯汽化器
外形尺寸：Φ1500×5600
设计压力：0.2/2.8MPa（容器/管） 设计温度：200/255℃（容器/半管） 6.2.7 熔盐调节阀
外形尺寸Φ377×6300
设计压力：0.07/2.8MPa（容器/半管）； 设计温度：420/420℃（容器/半管）
35