年产13000吨邻苯二甲酸二丁酯生产工艺设计

年产13000吨邻苯二甲酸二丁酯生产工艺设计 本科生毕业(设计) 年产13000吨邻苯二甲酸二丁酯生产工艺设计 姓 名: 指导教师: 院 系: 专 业: 提交日期: 2011年4月 目 录 中文摘要„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„3 本科毕业论文 外文摘要„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 前言„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„5 1.工艺流程的选择 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 1.1 生产工艺的确定 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 1.1.1 DBP的生成机理„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8 1.1.2 生产工艺及生产过程 „„„„„„„„„„„„„„„„8 1.2 工艺流程图 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„10 2.物料衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„10 2.1 酯化反应的物料衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„„11 2.1.1酯化过程的衡算基准„„„„„„„„„„„„„„„„„„11 2.1.2 酯化过程的物料衡算图 „„„„„„„„„„„„„„„„11 2.1.3酯化过程的物料衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„11 2.2 蒸馏过程的物料衡„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„12 2.2.1蒸馏过程的的物料衡算方框图 „„„„„„„„„„„„„„12 2.2.2蒸馏过程的物料衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„12 3.能量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„13 3.1 酯化过程的能量衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„„„13 3.1.1酯化过程的能量方框图 „„„„„„„„„„„„„„„„„13 3.1.2酯化过程的能量衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„14 3.2 蒸馏过程的能量衡算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„16 3.2.1蒸馏过程的能量方框图 „„„„„„„„„„„„„„„„16 3.2.2蒸馏过程的能量衡算 „„„„„„„„„„„„„„„„„16 4.主体设备的选型及设计„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„18 4.1 酯化过程主体设备搅拌反应釜的设计„„„„„„„„„„„„„18 4.1.1搅拌反应釜釜体和夹套的设计与计算„„„„„„„„„„„„18 4.1.2釜体及夹套的强度计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„19 4.1.3筒体的筒壁厚度计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„20 4.1.4釜体的封头壁厚计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„21 4.1.5人孔选择与补强校核„„„„„„„„„„„„„„„„„„„21 4.1.6连接筒体和封头的设备法兰选择„„„„„„„„„„„„„„22 4.1.7接管及法兰的选择„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„22 4.1.8搅拌装置的选择„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„22 4.1.9保温材料的选择„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„22 4.2蒸馏塔的设计„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„23 本科毕业论文 4.2.1蒸馏塔的确定„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„23 4.2.2蒸馏塔的工艺计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„23 4.2.3填料塔工艺计算数据„„„„„„„„„„„„„„„„„„„25 5.结论„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„25 参考文献„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„27 致 谢„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„28 本科毕业论文 年产13000吨邻苯二甲酸二丁酯间歇式 生产工艺设计 摘 要:邻苯二甲酸二丁酯(DBP)是用于塑料加工业中的一种良好的增塑剂。DBP生产工艺有间歇法和连续法。本设计采用间歇法生产工艺，用邻苯二甲酸酐和正丁醇进行酯化反应，以硫酸作催化剂。目前，在国内该法生产DBP比较成熟的工艺生产法，具有设备简单、操作灵活等优点。其生产工艺主要包括酯化、中和水洗、脱醇、过滤、脱色等过程。本文主要介绍了生产工艺的选择与确定，以及主体设备的选型与计算。 关键词:邻苯二甲酸二丁酯;苯酐;酯化反应 本科毕业论文 Produces 13,000 ton Dibutyl phthalate every year with the intermittent type production craft Abstract:Dibutyl phthalate (DBP) is used in plastics processing industry as a good plasticizer. There are two processes production DBP: intermittent and continuous process. This design uses the batch production craft, with ophthalmic anhydride and n-butanes for etherification to sulfuric acid as a catalyst. At present in domestic, it is a quite mature craft production method with producing DBP, with the advantages of simple equipment and flexible operation. Its production processes including etherification, and washed, alcohol, filtering, bleaching processes. This paper describes how to choice and determine the production process , and how to selection and calculation the main equipment. Key Words: dibutyl phthalate;phthalic anhydride;Esterification reaction 言 前 1 邻苯二甲酸二丁酯的基本性质 邻苯二甲酸二丁酯(dibutyl phthalate, DBP) 是用于塑料加工业中的一种良好 本科毕业论文 的增塑剂. 对于多种树脂具有很强的溶解能力,主要用于聚氯乙烯的加工,使制品柔软性良好;也是硝酸纤维素的优良增塑剂,凝胶能力强;对于硝酸纤维素涂料,有良好的软化作用和优良的稳定性、耐挠曲性、粘着性、防水性;还可用作醋酸乙烯、醇酸树脂、乙基纤维素和氯丁橡胶的增塑剂;也用于制造油漆、粘接剂、人造革、印刷油墨、安全玻璃、赛璐珞、染料、杀虫剂、香料的溶剂和织物润滑剂等 ,用途非常广泛,需要量大,是目前常用的增塑剂。 邻苯二甲酸二丁酯(DBP)在增塑剂中产量和用量最大的一类,属通用型。用作主增塑剂具有色泽浅、毒性低、电性能好、挥发性小、气味小、耐低温性好等特点，因此广泛应用于树脂加工业。目前我国每年的DBP生产量高达52kt左右，占我国增塑剂总产量的20%以上。 2 生产方法介绍 目前,国内外常用的合成方法是由邻苯二甲酸酐与正丁醇在硫酸作用下酯化而成 ,硫酸价廉、工艺成熟、产品收率较高。随着时代的进步,科学技术的发展和环境意识的加强,人们广泛开展了新型催化剂的研究,先后筛选出一批比硫酸腐蚀小、污染少、易于分离和操作的合成邻苯二甲酸二丁酯的方法。下面就近期国内在合成邻苯二甲酸二丁酯方面的报道予以综述。 2(1. 对甲苯磺酸催化合成邻苯二甲酸二丁酯 p-CHCHSOHHO36432,对甲苯磺酸() 是一种强的固体有机酸,其对设备的腐蚀性和三废污染比硫酸小,同时不易引起副反应,价廉易得,易于保管、运输和使用,催化剂用量小,是一种适合于工业生产的方法,其催化合成邻苯二甲酸二丁酯的优化条件是:0.05 mol (7.4 g) 邻苯二甲酐,0.20 mol (18.3 ml)正丁醇,在0.002 6 mol (0.5 g) 一水对甲苯磺酸作用下回流分水3 h ,产品收率可达98.1 % ,产品纯度较高。 2.2 树脂催化合成邻苯二甲酸二丁酯 强酸性阳离子交换树脂是一种高分子磺酸,价廉易得,对设备不存在腐蚀,不污染环境,不会引起副反应。树脂可以回收、再生和重复使用。它不溶于反应体系,容易从反应体系中分离,操作方便,产品收率高,是工业生产的有用方法。杨志成等采用大孔强酸性阳离子树脂催化合成了邻苯二甲酸二丁酯,该法采用DOOX 大孔树脂,在醇、酸酐比为4.0?1 ,催化剂用量2.0 % ,反应温度140 ?,150 ?,反应4 h ,酯产率达90 %以上。该催化剂活性高,热稳定性好,选择性好,产品质量达到分析品级 。阎道亮等利用磺酸型阳离子交换树脂催化邻苯二甲酸酐与正丁醇回流分水,也合成了邻苯二甲酸二丁酯,产品收率达94 %以上,树脂重复使用4 次,产品收率不降低 。 2.3 无机盐催化合成邻苯二甲酸二丁酯 本科毕业论文 有相当一部分无机盐本身具有酸性,或者本身是Lewis 酸,或者金属原子具有缺电子结构,能够与邻苯二甲酸酐中的羰基配位,形成配位化合物而催化酯化反应的进行。作者探讨了几种硫酸盐对合成邻苯二甲酸二丁酯的催化作用。当采用0.05 mol(7.4 g) 邻苯二甲酸酐,0.20 mol (18.3 ml) 正丁醇,0.011 mol 不同硫酸盐为催化剂,回流分水2 h ,发现这几种硫酸盐的催化活性顺序为: NaHSOHO42,(酯收率92.1 %) > (85.6 %) > ( 61.0 %) > CuSO5HO42,FeSOHO242,，， NaHSOHO42,( 46.7%) > (22.3%)。这里的催化作用MnSO7HO42,NiSO6HO42, 最佳,是合成邻苯二甲酸二丁酯的良好催化剂。同时发现硫酸氢钠难溶于反应体系,留在反应瓶中的固体仍有一定催化活性,只是每次稍有损失,使产品收率逐步下降。而后面几种硫酸盐,反应后溶液浑浊,需要经过滤后才能进行后处理,操作较麻烦。曾庆乐研究了四氯化锡对合成邻苯二甲酸二丁酯的催化作用。当酸酐与丁 SnCl4醇的物质比为1?2.4 , 用量为2.021 % ,回流分水90 min ,酯化率达99.54 %;SnCl4SnCl242,HO若为2.581 % ,反应60 min ,酯化率达95.25 % 。陈锚等发现利用制成的SnO 也能催化合成邻苯二甲酸二丁酯,当酸酐与丁醇的物质比为1?4 ,SnO 用量占5 % ,140 ?,320 ?回流分水280 min ,酯化率达98.5 % ,并讨论了其反应机理。戴志晖等利用稀土氧化物为负载组分,制成稀土沸石分子筛催化剂DZH21 ,这是一种固体催化剂,具有重复催化性能。他们利用这种催化剂1.0 %(对酸酐而言) ,在醇酸摩尔比2.5?1 ,140?在釜式反应器中反应24 h , 酸酐转化率达97.64 % ,邻苯二甲酸二丁酯收率97.64 % ,催化剂选择性100 % ,未发现有单酯、烯、醚副产物,是合成邻苯二甲酸二丁酯的良好方法 。 2.4 杂多酸催化合成邻苯二甲酸二丁酯 杂多酸是由两种以上无机含氧酸缩合而成的多元酸的总称。它不仅具有多元酸和多电子还原能力,而且其酸性和氢化还原性可以变换组成元素在很大范围内系统调节,它对许多反应具有高的催化活性和选择性,并且不挥发,对热稳定,污染少,可以大大减轻对设备的腐蚀,能够再生和重复使用。王恩波等利用杂多酸为催 HPWO31240HSiWO41240HSiWO81139化剂合成了邻苯二甲酸二丁酯。采用,和α-为 AlPWO1240均相催化剂, 为非均相催化剂以及以活性炭为载体,负载量为20 %的负载杂多酸为催化剂,在酸酐与丁醇的摩尔比1?3.5 的情况下,在125?,230 ?下进行回流分水,发现均相催化剂用量为1/ 1 000 ,非均相催化剂用量为1/ 10 000 及负载催化剂的选择性均在99 %以上,催化活性97 %以上 。杨水金等对杂多酸催 TiO2TiSiWO1240化剂进行了改进,合成了固载杂多酸盐/为催化剂催化合成邻苯二甲酸二丁酯,也取得较好效果. 2.5 相转移催化合成邻苯二甲酸二丁酯 相转移催化是20 世纪70 年代以来发展起来的一种新型方法,对于某些过去 本科毕业论文 难以进行或反应速度很慢的反应起了促进作用。曹国安等在无水条件下由邻苯二甲酸酐与正丁醇反应先生成单丁酯,经碱中和后,与溴丁烷在相转移催化剂(三乙基苄基氯化铵) 存在下发生酯化反应,生成邻苯二甲酸二丁酯。在使用三种碱 KCO23KCO23NaCO23(,和KOH) 中,发现效果最满意,酯收率达95 % ,同时发现在第二步反应中微量水的存在并不发生影响 上面介绍了五大类催化合成邻苯二甲酸二丁酯的方法,这些方法各自具有一定的特点,产品收率均相当高,其中不少具有较大的实用价值,只要经过深入进行试验与筛选,会找到很有实用价值的生产方法,促进邻苯二甲酸二丁酯合成事业的进一步发展。 3 DBP生产工艺 DBP 生产工艺可分为连续式和间歇式。 连续化生产的自控水平高、质量稳定、劳动强度低、能耗低、产品竞争力强,但是设备庞大、结构复杂、成本较高，但生产量大，适合大型企业的连续化生产，在我国较少。该工作应用酯化动力学对阶梯式串联反应釜中的连续酯化进行了研究,得到使酯化总转化率达到99. 8%以上的流程及操作参数。作为主增塑剂的DBP , 需求量很大,采用连续化工艺具有一定的优势。 半连续化的DBP生产工艺，就是对间歇生产工艺流程的改进，其生产过程和间歇工艺的生产过程基本相同。通过改进，缩短了操作周期，提高了产品质量，降低了能耗、物耗，提高了反应的热效率，总的来说就是提高了生产率。 间歇法工艺过程如下: 苯酐和正丁醇在硫酸催化下很快生成邻苯二甲酸单丁酯，单丁酯再与丁醇反8应生成二丁酯。第二步反应为可逆反应，速度比较慢。工业上采用过量的丁醇(按重量，苯酐:正丁醇=1:1.5),提高反应温度(液相150?左右),不断分离出反应生成的水的方法来达到加速反应的目的.酯化通常在常压下进行，时间约需4-5h。催化剂用量为反应物总量的0.3%,酯化时加入反应物总量0.1-0.3%的活性炭,起到吸附氧气防止醇类氧化以及脱色的作用. 粗酯液于70?左右，用浓度约为5%的碳酸钠水溶液中和，静置分层后，粗酯再用70-80?热水洗涤。水洗后的粗酯于真空下脱醇，当粗酯闪点达160?以上时即停止脱醇，然后以直接蒸汽吹出低沸物。也可以在脱醇前再补加一定量的活性炭.脱醇后的粗酯经板框戒压滤机压滤即得成品。 间歇法生产DBP 是比较成熟的方法,具有设备简单、改变生产品种方便、操作条件灵活等优点,适合于小批量、多品种的企业应用。间歇法DBP 生产中,副产物丁醚在循环醇中不断累积,当达到一定浓度后将影响酯化的速率和产品质量,需作排放处理,浪费了大量原料丁醇和副产品丁醚,造成巨大的经济损失。因此及时 本科毕业论文 从循环醇中脱除丁醚是实现整个DBP 工艺连续化的必不可少的技术。丁醚性质稳定,利用它与其它溶剂形成恒沸物的性质,可对一些溶剂进行精制,还可用于激素和硫基乙酸的萃取等。丁醚与丁醇、水可形成三元、二元恒沸物,利用三者特殊的汽- 液- 液平衡关系,采用双塔流程可实现从循环醇中分离出高纯度丁醚的目的。 4 增塑剂的发展动态 近几年, 随着塑料工业的发展, 我国增塑剂产量增长较快, 1993 年, 1995 年, 国内增塑剂产量从30. 9 万t 增加到1995 年的45. 1 万t, 达到历史最高水平, 当年产值达27 亿元, 产量比1991 年增加近10 万t。到1996 年11 月底, 邻苯二甲酸酯类产品又比1995 年同期增产8. 5 万t, 产量比1995 年又有所增长。主要品种如DO P、T 50、氯化石蜡近年有较大增长。由于DO P、DBP 等邻苯二甲酸酯类产品价格高, 而氯化石蜡、T 50 比DO P 在价格上占有优势, 因此刺激了这两个品种生产的增长。主要类别邻苯二甲酸酯类的比例稍有降低, 其它类别在不同程度上有所上升, 总的来看, 性能优异的主要品种DO P、T 50、DOA 等以及氯化石蜡产量均有较大提高。 我国增塑剂工业起步较晚, 虽然发展较快,但规模小, 布点分散, 总生产能力为700,800kt/a , 除了上世纪90年代投产的两套自德国BASF 公司引进的50kt/a装置, 规模和技术水平达到国际先进水平外, 其余大多数采用硫酸催化剂间歇生产, 装置不具备经济规模, 物耗、能耗较高, 缺乏竞争性。特别是近年来, 随着国外优质价廉的增塑剂产品纷纷打入国内市场, 并且一些外商正积极策划在沿海建设大型增塑剂装置。 为了满足我国DBP 市场的需求和面对的激烈竞争, 根据我国的特殊国情，设计一套适合自己国情的改进的间歇式生产工艺，提高企业的经济效益，提高我国产品在国际上的竞争力。通过对邻苯二甲酸二丁酯生产装置中回流位置的改进, 可以减少原料丁醇的投入量,从而使丁醇回收系统的操作费用降低和降低丁醇消耗。 改进后的工艺可使酯化反应时间大大缩短, 提高了单台酯化釜的生产能力, 提高了产品质量。 采用此方法可在原工艺生产线上稍作改造即可进行生产, 投资少, 降低了生产成本，从而提高生产效益. 1 工艺流程的选择 1.1 生产工艺的确定 1.1.1 DBP的生成机理 本科毕业论文 (1)主反应: DBP是以苯酐和正丁醇为原料,以硫酸作催化剂,在加热的条件下分两步反应: 酯化反应是一个可逆反应,使用催化剂和提高反应温度可加快反应速度;而提高反应物浓度和降低生成物浓度则可提高反应转化率. (2)副反应: 反应过程中,反应温度的提高可引起副反应,温度越高,副产物越多,酯化过程中主要副反应: 反应过程中,控制适当的反应温度和选择硫酸催化剂的合适用量可以减少副产物的生成。 1.1.2 生产工艺及生产过程: 国内的DBP装置规模均较小,基本都是采用间歇酯化工艺,流程如下: (1) 酯化过程: 酯化反应温度通常控制在135-140?,反应完毕物料温度需降至75?左右才能进入中和工序,这是因为在中各过程中温度高会有皂化副反应发生,影响过滤工序和产品收率。 (2) 中和水洗过程: 由于在酯化过程中会生成一些酸性杂质, 如单酸酯等, 本设计采用加入NaOH 水溶液进行中和, 生成可溶于水的钠盐与酯分离。 (3) 脱醇工序: 由于酯化反应是在醇过量的条件下进行的,因此必须除去产品中过量的醇,并回收重复利用.本设计通过直接蒸汽减压蒸馏, 除去粗酯中的醇和有气味的低沸物, 采用过热蒸汽直接减压汽提工艺。 本科毕业论文 (4) 脱色过程: 脱醇后的酯色值较高,脱色过程就是利用活性炭的强吸附性,脱除粗酯中带色的有机物质,降低产品的色值。本设计采用了大容积的搅拌釜,活性炭利用螺旋加料器分批自动定时加入,提高了活性炭的脱色效果,降低了工人的劳动强度。 (5) 过滤过程: 脱色后的产品含有活性炭与机械杂质,必须将其过滤、分离。 1.2 工艺流程方框图 根据上面的分析，确定了整个工艺流程与参数，可得到以下流程方框图: 尾气 f 中和水洗 酯 化 脱 醇 过滤 成品分装 废渣 滤渣 废水处理 回收醇处理 图1-1 2 物料衡算 物料衡算的准则就是质量守衡定律，即“进入一个系统的全部物料必等于离开这个系统的全部物料，再加上过程损失量和在系统中积累量”。依据质量守衡定律，对研究系统作物料衡算，可由下式表示: G,G，G，G ,,,,进损出积 其中式中: ?G进————输入物料量总和; ?G出————离开物料量总和; ?G损————总的物料损失量; ?G积————系统中的积累量。 根据设计任务，邻苯二甲酸二丁酯生产能力为13000吨/年(100,): 全年开工周期330天 每天生产能力:(13000×1000)/330,39393.94kg/d 2.1 酯化反应的物料衡算 2.1.1 酯化过程的衡算基准 本科毕业论文 由于本反应的时间较长,故采用间歇式操作,据实际反应时间和其它因素,每昼夜生产三班,每班生产两批料。 每批生产的邻苯二甲酸二丁酯的量为:39393.94/6=6565.66kg/批 2.1.2 酯化过程的物料衡算图 画出衡算方框图，标出有关数据，然后进行计算 正丁醇 苯 酐 邻苯二甲酸二丁酯 酯化 正丁醇 反应釜 催化剂 催化剂 共沸剂 共沸剂 活性炭 活性炭 图2-1 酯化过程的物料衡算图 2.1.3 酯化过程的物料衡算 苯酐和正丁醇的酯化反应式: ,,, CHOCHOHCHCOOCHHO84349644922，，2，，,,, 148 78 278 18 , 2y 6565.66 , 原料规格:苯酐纯度为100%，正丁醇纯度为95%，浓硫酸纯度为93%(相对密度1.84)，转化率为95%。 (1) 100%苯酐量: 148278, x=3495.39kg x6565.66 100%正丁醇量: 74，2278, y=3495.39kg y6565.66 由于该酯化反应正丁醇的转化率为95%，苯酐的完全转化，所以: 95%正丁醇需要量=3495.39/95%/95%=3873.01kg CHOH49其中=3495.39/95%=3679.36kg HO2 =3873.01-3679.36=193.65kg 邻苯二甲酸二丁酯生成量=6565.66kg 正丁醇的剩余量=3495.39×0.05=174.77kg 18278,反应生成水的量: z=425.11kg z6565.66 本科毕业论文 总水分=193.65+425.11=618.76 硫酸催化剂的用量为0.2%(质量分数)的总物料，则: 硫酸的用量为:kg ，，3495.39，3873.01，0.3%,22.11 活性炭的用量为:kg ，，3495.39，3873.01，0.2%,14.74 共沸剂的用量为: kg ，，3495.39，3873.01，0.2%,14.74 表2-1 酯化过程的物料衡算 输入 输出 序号 物料名称 数量(kg) 序号 物料名称 数量(kg) 1 3495.39 1 DBP 6565.66 苯 酐 2 3679.36 2 618.76 正丁醇 水 3485.71 3 174.77 其中正丁醇 正丁醇 193.65 水 3 22.11 4 22.11 硫 酸 硫 酸 4 14.74 5 14.74 活性炭 活性炭 5 14.74 6 14.74 共沸剂 共沸剂 7226.34 7226.34 总计 总计 由分析计算可知，酯化过程物料进出平衡。 2.2蒸馏过程的物料衡算 2.2.1 蒸馏过程的的物料衡算方框图 塔顶产品D 水 丁 醇 原料液F 蒸 馏 塔 DBP 89.1% 丁醇 2.5% 水 8.4% 塔底液W DBP 98% 水 2% 图2-2 蒸馏过程的物料衡算图 2.2.2 蒸馏过程的物料衡算 原料液为: DBP=6565.66 kg 丁醇=174.77 kg 水=618.76 kg 本科毕业论文 所以:F=7359.19kg DBP平衡:塔底液W=6565.66/98%=6699.65 kg 总物料平衡:塔顶产品D=F-W=7359.19-6699.65=659.54kg 水平衡:出料的水=6699.65*2%+D-174.77=618.76 kg 丁醇平衡:塔顶蒸出的丁醇为:174.77 kg 表2-2 蒸馏过程的物料核算表 加入 支出 序号 物料名称 组成 数量(kg) 序号 物料名称 组成 数量(kg) 1 7359.19 1 659.54 原料 塔顶产品 89.1% 6565.66 205.1 DBP 水 8.4% 618.76 484.83 水 丁醇 2.5% 174.77 丁醇 2 6699.65 塔底液 98% 6565.66 DBP 2% 133.93 水 7359.19 3117.4 合计 合计 3 能量衡算 3.1酯化过程的能量衡算 热量衡算方程式: Q，Q，Q,Q，Q，Q,,,,,, Q式中:,初始物料带入设备中的热量，kJ; 1 Q,加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量，kJ; 2 Q,物理变化及化学变化的热效应，kJ; 3 Q,离开设备物料带走的热量，kJ; 4 Q,设备各部件所消耗的热量，kJ; 5 Q,设备向四周散失的热量，又称热损失，kJ。 6 3.1.1 酯化过程的能量方框图: 正丁醇 苯 酐 酯化 邻苯二甲酸二丁酯 正丁醇 反应釜 硫酸 硫酸 25? Q 140? 图3-1-1 酯化过程的能量方框图 3.1.2 酯化过程的能量衡算 由能量守恒可知:QQQQQQ,，，,, 245613 本科毕业论文 (1) 的计算 Q和Q11,,14 ，，Q,Mi，Cit,t (的计算都适用) Q和Q,1211,,14 Mi――反应物体系中组分的质量，kg; Ci――组分i在0-T?时的平均比热容，; J/mol,k ?。 t,t,,反应物系在反应前后的温度，12 ,T,,，物料进入设备时的温度为25?,则热量衡算的基准为25?,则: 参考《精细化工反应器及车间工艺设计》，利用Missenard法计算液体定压比热容，查取结构数据。 所以的比热容如下: CHCOOCH64492，， ? (140?) CJmol,1203/,, CJmol,41.7228.36117.2433.4/，，，，,,? (25?) ，，, CJmol,1203433.4/2818.2/，,,? ，，, 表3-3 基团结构摩尔热容值[J/(mol??)] 基团 摩尔热容值[温度(25?)] 摩尔热容值[温度(70?)] -CH3 41.7 45.42 -CH2- 28.3 29.66 -O- 29.7 31.5 ，，Q,Mi，Cit,t,0， ,,,112 3QMiCittKJ,，,，，，,，,,4.2310818.214025/2278715851.4 ，，，，，，,,1412 (2) 由于是间歇过程，所以Q较小可以忽略。 1,5 Q(3) 过程热效率的计算 1,3 过程热效率可以分为两类:一类是化学过程的热效率即化学反应速率;另一类是物理过程热效率。物料化学变化过程，除化学反应外，往往伴随着物料状态变化热效率，但本工艺流程中物理过程热效率较低，可以忽略不计，则过程热效率可由下式计算: Q,Q，Q 1,3rp Q ,化学反应热效应，kJ; r Q ,物理过程热效应，kJ。 p :Qq 化学反应热效应，可通过标准化学反应热，按下式计算: rr 1000G:A Q,,qrrMA :q --标准化学反应热，KJ/mol; r G--参与化学反应的,物质的量，kg; , M --A物质分子量。 A 本科毕业论文 :::q,，，，，q,q ,,rffPR:，，q--生成物的标准生成热，KJ/mol; fP:，，q --反应物的标准生成热，KJ/mol。 fR ,,,化学反应式: CHOCHOHCHCOOCHHO84349644922，，2，，,,, (l) (l) (l) (l) 由手册查得: ::,,H(l): ==-49.0 KJ/mol CHO843qff ::,,HCHOH49(l): ==327.3KJ/mol qff ::,,H (l): ==842.6 KJ/mol qCHCOOCH64492，，ff ::,,HHO2(l): ==48.5 KJ/mol qff :=(-49.0+327.3×2)-(842.6+48.5)=-285.5 KJ/mol qr =369.5/2=184.75kg G, ,148g/mol MA 184.75Q= ，,,,(285.5)356.39KJr148 Q,Q，Q=-356.39KJ 1,3rp (4) Q的计算 1,6 酯化反应在稳定的操作条件下，使用内外套管中冷却水来移除热量，没有加 热问题，设备温度保持不变，所以Q=0。 1,5Q=10%Q=-35.64 kJ 1,1,63 则: Q，Q，Q,Q，Q，Q,,11,1,1,1,1,,,,,, Q,Q，Q，Q,Q,Q1,21,41,51,61,11,3 715851.4，,,356.39716172.2 =Q-90%Q=-90% kJ ，，1,1,43 QQQ，，,0716172.2356.39715815.8，，,,则: kJ ，，,,,,,,111 QQQ，，,，，,,716172.2035.64715815.8 kJ ，，111,,,,,, 表3-4 酯化能量衡算表 名称 热量(吸收热量为“+”，释放热量为“-”)/kJ Q输入物料焓() 0 11, Q热交换量() 716172.2 12, Q过程热效率() -356.39 1,3 Q输出物料焓() 715851.4 14, Q设备消耗热量() 0 15, Q热损失() -35.64 16, 则: Q，Q，Q,Q，Q，Q,,11,1,1,1,1,,,,,,所以 酯化反应釜中能量守恒。 本科毕业论文 3.2 蒸馏过程的能量衡算 3.2.1 蒸馏过程的能量方框图 DBP 塔顶产品D 水 丁 醇 原料液F 蒸 馏 塔 DBP 89.1% 丁醇 2.5% 水 8.4% 塔底液W DBP 98% 水 2% 图3-1 蒸馏过程的流程图 3.2.2 酯化过程的能量衡算 (1) 过程中蒸汽的动能和势能的变化较小，可忽略。 以整个蒸馏塔，包括冷凝器和再沸器作为系统边界。 HF 输入:再沸器输入的热量+料液显热 QB HHDW， 输出:冷凝器冷量+塔顶和塔底产品的显热系统的热损较小(一QC 般小于5%)，可忽略。 基准:140?，1h 平均热容值为: J/mol,kDBP 140-200? 546.7 J/mol,k丁醇 140-200? 225.5 J/mol,k水 140-200? 34.4 应用加热容加和性: J/mol,k料液: 0.891546.70.08434.40.025225.5495.6，，，，，, J/mol,k塔顶: 72.5% 水 取水的热容:34.4 J/mol,k塔底:98% DBP 取DBP的热容为:546.7 设回流比R=L/D=8 8，659.54,5276.32L= kg/h 本科毕业论文 V=L+D=5276.32+659.54=5935.86 kg/h 由汽液平衡数据知,27.5%的馏出液沸点为190? 稳态时: 输入能量=输出能量 HHHHVDLC,，， HHHHCVDL,,, HV假设全冷凝,蒸汽=潜热+显热 蒸汽在沸点时的比焓计算有两各方法: 一为基准温度时的汽化潜热+将蒸汽加热到沸点的显热; 二为沸点时的汽化潜热+将液体加热到沸点的显热. 丁醇和水的潜热: 190?时,丁醇的潜热为25.5 KJ/mol 190?时,水的潜热为35.6 KJ/mol 应用潜热的加和性: ，，，，Hv,5935.86，,,0.725，35.6，0.275，25.5，200,140，225.5,234235.32 1.8 KJ/h 塔顶产品和回流的焓为零,因为其温度取为基准温度.两者均为液体,回流的 温度与产品温度相同.因此 =234235.32 KJ/h QHCV, (2),由整个系统的平衡得到: QB QHQHHBFCDW，，，, ，，H,7359.19，495.6，200,140=2188732873.84KJ/h f H,=219761919.3 KJ/h ，，6699.65，546.7，200,140w 塔底温度取为200? QQHHHBCDWF,，，, =234235.32+0+2188732873.84-219761919.3=219761919.3 表3-5 蒸馏过程的物料衡算图 名称 热量(kJ) 19761919.3 输入物料焓() QB 2188732873.84 HF料液显热() 234235.32 冷凝器冷量() QC 0 HD塔顶和塔底产品的显热() 219761919.3 HW系统热损() QHQHHBFCDW，,，，则: 所以蒸馏过程能量守恒. 本科毕业论文 4 主体设备的选型及设计 本设计只对酯化搅拌釜和蒸馏器进行设计和计算。 4.1 酯化过程主体设备搅拌反应釜的设计 4.1.1 搅拌反应釜釜体和夹套的设计与计算 (1) 确定筒体和封头 首先计算加入反应釜中物料的总面积，苯酐和正丁醇的分额最多，其他的物料可忽略不计;再计算反应后体积变化，其中苯酐和正丁醇为主要成分，最后通过比较来决定容积的大小。 333,,1527/kgm,,810/kgm，，,,1048/kgm 正丁醇苯酐邻苯二甲酸二丁酯 3 V,3495.391527，3679.36810,6.83m总前 3,V 6565.661048，174.77810,6.48m总后3m故操作系统容积VP取6.83，设备体积与操作容积V的关？V,V,总后总前 ,系为:，因反应状态平稳，由表可知，取0.8，故设备的容积V,,VP V。 ,V,,6.830.8,8.5375p 因反应物料为液-液反应，由表可知，Ht/Di=1,1.3，初选取Ht/Di=1.2，由下面公式计算: 4，8.53754V4，8.5375333,m Di,,,2.215,2.08，，,，HtDi3.1416，1.03.1416，1.2 D反应釜的内径Di的估算值应圆整到公称直径系列。查附录取NDi=2000mm，封头取相同的直径，其直边高度查附录初选为=25。 hh22 表4-1 设备装料系数表 条件 装料系数范围 贮槽和计量槽 0.85,0.9 不带搅拌或搅拌缓慢的反应釜 0.8,0.85 带搅拌的反应釜 0.7,0.8 易起泡沫在沸腾条件下操作的设备 0.4,0.6 表4-2 几种反应釜的Ht/Di值表 Ht/Di 种类 釜内物料类型 一般反应釜 气-液相型 1,2 液-固/液-液相型 1,1.3 发醇釜类 1.7,2.5 表4-3 以内径为公称直径的椭圆形封头的尺寸、内表面积和容积表 公称直径 曲面高度 直边高度/mm 内表面积/mm 容积/mm 1900 475 25 4.0624 0.9687 本科毕业论文 2000 500 25 4.4930 1.1257 (2) 确定筒高比 当D=2000mm，=25mm时，查得椭圆形封头的容积1.1257，查得筒hV,N2封体1m高的容积为V=3.142，故按式: =2.36 ，，，，H,V-VV,8.5375-1.54593.801,，，8.5375,1.12573.142t1m封 圆整后Ht取2.4m，则Ht/Di=2.4/2.0=1.2符合初选的长径比。 (3) 确定夹套 ? 夹套直径 查附录得:2000+200=2200，夹套的封头也采用椭圆形，并与DDmm,，,，,20016001001700ji 夹套筒体的直径相同。 ?确定夹套高度 按式=1.82，圆整后取 ，，8.5375，0.8,1.12573.142HVVVm,,,，,,,/3.740.80.587/2.0171.19，，，，21m封 ,1.8m。 H2 ?核算传热面积 2F查得:封头表面积=4.49 m封 2F查得:,m筒高的表面积,6.28 m1m 2，则实际总传热面积 FFFm,，,，，,6.285.031.72.8911.4412.2+4.49=18.306 釜筒封 表4-4 夹套直径(mm) Di 500,600 700,1800 2000,3000 Dj Di+100 Di+200 Di，50 4.1.2 釜体及夹套的强度计算 (1) 选择设备材料,确定设备压力 OCr由已知条件并分析工艺要求，综合考虑后选用高合金刚钢板，在50,13100?下的许用应力为[δ]t=115Mpa，夹套的筒体和封头是内压容积，设计压力为P=0.3Mpa。 釜体的筒体和底封头既受内压的作用，又受外压的作用，内压设计压力为P=0.2Mpa，设计压力的取法是考虑操作过程中出现的最大压力差，所以取P=0.3Mpa为设计外压。 (2) 夹套的筒体和封头壁厚计算 ，， 夹套的筒体壁厚的计算:,,P,Dj/2,,,,,P，C d ,,,式中:P=0.3Mpa， D=2200mm， =115Mpa 本科毕业论文 ,为焊缝系数，由于采用单面焊的对接焊缝，在焊接过程中沿焊缝根部全长 ,有点紧贴基本金属的垫板，不进行探伤检查， 取=0.65，壁厚的附加量C由钢 板的负偏差C和腐蚀余量C两部分组成，即，初步选取C=0.6mm，C,C，C12112 C=1mm，则C=1.6mm。 2 表4-5 焊接接头系数表 焊缝系数 焊缝结构 全部无损探伤 局部无损伤 不进行探伤 1.0 0.85 0.7 双面焊的全焊透对 接焊缝 0.9 0.8 0.65 单面焊的对接焊缝 沿焊缝根部全长有 点紧贴基本金属的 焊板 0.7 0.6 单面对焊接 ,,，，，,，,031700/21150.650.31.65.1(mm，， ，，0.3，2200/2，115，0.65,0.3，1.6,6.6mmd ,,，，，,，,031700/21150.650.31.65.1(mm根据钢板的规格，选取7mm。 ，，d ,夹套的封头壁厚: ，，,,P,Dj/2[,],,0.5P，C, 式中:P=0.3Mpa， D=2200mm， ,,=115Mpa , C由于封头余量=0.9mm，故 c,C，C，C,0.6，1.0，0.9,2.5mm,3123 6.919mm ，，,,0.3，2200/2，115，0.65,0.5，0.3，2.5, 根据钢板规格取=7mm。 , 工程上筒体和封头往往取相同厚度，这样容易焊接。 4.1.3 筒体的筒壁厚度计算 已知外压为0.3Mpa，釜体的筒体壁厚由试差法计算，设筒体的计算厚度 SL/D=10mm，由此决定、D/S的值。 0OOO DDSmm,，,，，,216002101620D2000，2，10,2020mm--筒体外径， ONOO h1LH --筒体高度，L=++=1800+25+500/3=1991.67mm hj23 L/D故 =1991.67/2020=0.99 D/S=2020/10=202 OOO L/D查《过程设备机械基础》(华东理工大学出版社，2006)图8-21，由=0.99OD/S和=202可查得系数A=0.0005 B=70 OO BS,7010，O,P,,,0.432则许用外压力MPaP ,,D1620O 本科毕业论文 因此壁厚取10mm满足外压要求. 考虑到壁厚附加量 =0.6+1.0=1.6mm C,C，C12 则筒体壁厚为:,圆整后取S=12mm。 S,S，C,10，1.6,11.6mmO 4.1.4 釜体的封头壁厚计算 (1) 按内压法计算S 封 ，，S,P,Dj/2,,,,,0.5P，C封 式中:P=0.2Mpa，Di=2200mm，Φ=0.65，=115Mpa，,,, ，带入上式得: C,C，C，C,0.6，1.0，0.9,2.5mm123 S,，，，,，，,0.21600/21150.650.50.22.54.6425.8025mm。 ，，2000/2，115，0.65,0.5，0.2，2.5,，，封 考虑到封头与筒体的焊接方便，取封头与筒体等壁厚，即S封=10mm。 (2) 按外压核算S封采用图算法 由封头计算壁厚:mm，查表得Ki=0.9，S,S,C,12,2.5,9.5o RvKiDi,,,，,0.9160014402000=1800， SoA,，,，,0.1210.1219.5/19800.00058系数/1800=0.00064，查图得B=88。 Rv 88，9.5BS,827.5，O,则许用外力=0.46MPaP，故用S封=10mm时外压稳P,,,0.427,,1800D1440O 定安全。 4.1.5 人孔选择与补强校核 ，人孔选长圆型回转盖快开人孔，标记:人孔 P6 400300 JB 579-79-1，筒节S=6。 mm 人孔补强校核: 由表可知人孔超出不另行补强的最大孔径范围，故必须作补强计算，开孔直 mm，径 d=400+22=404。 PKD,,0.20.91600，，0.2，0.9，2000112，,，,404778.27，开孔削弱面积 F=dSO =d，,972.84， mt21150.65，，2，115，0.652，,r,, 有效补强区尺寸:, hdsc,,,，,,404102.555.05mm，，，，1 mm，B=2d=2404=808。 有效补强区内，可作为补强金属截面积计算 ABdSCS,,,,,,,，，,,,8084040.65102.53.01181.7，，，，，，，，，，，，10，，，， 2 mm ，故不需要另行补强。 A,F1 4.1.6 连接筒体和封头的设备法兰选择 本科毕业论文 查甲型平焊法兰标准JB 1158-82得，当D=2000时，其公称压力为mmN 1.0MPa，大于设计压力0.3MPa，故其符合设计标准。 法兰垫片的选择:材料用石棉橡胶板，厚=2，其标准为JC125-66。 mm, 4.1.7 接管及法兰的选择 ,， 水蒸汽进出口管 采用3225无缝钢管，法兰Pg6，Dg25，HG5010-58; ,，温度计接管 采用764无缝钢管，法兰Pg6，Dg70，HG5010-58; 苯酐,正丁醇等物料进出管 ,，采用453.5无缝钢管, 法兰Pg6，Dg50，HG5010-58; 法兰垫片选石棉橡胶板，=2。 mm, 4.1.8 搅拌装置的选择 为了使参加反应的物料混合均匀，接触良好，以加速反应的进行，需在釜体内置搅拌装置，搅拌装置由搅拌轴和搅拌器组成，搅拌装置的转动一般是由电动机经减速器减速到搅拌器所需要的转速后，再通过联轴器来带动。 (1) 搅拌轴系 搅拌轴是直轴中的一种，它主要是用来固定搅拌器，并从减速装置的输出轴取得动力，在带动搅拌器的同时，将功率传给它以克服其旋转时遇到的阻力偶距而对流体做功，本装置采用悬臂式搅拌轴。 (2) 搅拌机 本设计搅拌器形式为桨式搅拌器，其转速为50rpm。 (3) 电动机的选择 电动机是整个转动装置的关键，选用电动机主要是确定功率转速以及安装形式和防爆要求等几项内容，本反应不考虑防爆，确定采用J02系列小型三相异步电动机，转动功率为1.5kw。 4.1.9 保温材料的选择 保温层是为了防止生产过程中的设备和管道周围环境散发或吸收热量而进行的绝热过程，主要是用来减少设备、管道及其附近的热量损失，以及保证操作人员的安全，改善劳动条件，防止烫伤。本设计的反应最佳温度为140?，查阅 ,相关常用保温材料性能表，选取沥青矿渣棉毡，使用温度250?，导热系数,,0.043，0.00017tkcal/m,h,?。 cp 对于外径大于1m的圆筒型设备 ，，,,，，,,,，t,t/t,t/a fssa1 --壁厚,m; , kcal/m,h, --导热系数, ?; , 本科毕业论文 --室外总给热系数,取10?; kcal/m,h,a1 t --被绝热管道、设备外壁温度，?; f t --保温层外表面温度，?; s t--最热月平均温度，?。 a tt，14040，sf? t,,,90cp22 kcal/m,h,? ,,，，,0.0430.00017900.0583 取W=3m/s, kcal/m,h,?水 a,100 a,a，63,20.93kcal/m,h,? 10 0.058314040,,,,,，,0.0557m=55.7?56，圆整后取60。 mmmmmm,,20.934035,,, 表4-6 烷基化反应釜的主要结构尺寸表 项 目 结构名称 项 目 结构名称 32.4m 容 积 筒体高度 8.54 m 2200mm 1.8m 夹套直径 夹套高度 2000mm 筒体直径 保温材料 玻璃棉 7mm 10 mm夹套的筒体和封头壁厚 釜体的筒体和封头壁厚 60 mm保温层厚度 4.2 蒸馏塔的设计 4.2.1 蒸馏塔的确定 工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。传统中的设计中， 蒸馏过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。本设计任务为分离丁醇-水 混合物，工业上采用减压下水蒸气蒸馏的办法，脱醇塔可采用填料塔。丁醇-水 物系分离的难易程度适中，气液负荷适中，设计选用500Y金属丝网波纹填料。 4.2.2 蒸馏塔的工艺计算: 1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率: ( MA 丁醇的摩尔质量:=78 kg/kmol MB 水的摩尔质量:=18 kg/kmol 0.23/78 XF,,0.065，0.23/780.77/18 0.995/78 XD,,0.978，0.995/780.005/18 0.005/78 XW,,0.001，0.005/780.995/18 (2) 原料液及塔项、塔底产品的平均摩尔质量 本科毕业论文 MF,，，,，,0.06578(10.065)1821.9 kg/kmol MD,，，,，,0.97878(10.978)1876.68 kg/kmol MW,，，,，,0.00178(10.001)1818.06 kg/kmol (3) 精馏塔的参数计算结果如下: 气相流量:=32.85 kmol/h V1 L1 液相流量:=15.26 kmol/h 3m 气相密度:=2.125 kg/ ,v13m 液相密度:=810 kg/ ,l1 (4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算: 采用气相负荷因子法计算适宜的空塔气速。 查化工课程设计图5-22得 Csmax=0.082 C,0.8C,0.8，0.082,0.0656ssmax ,v 由 ,Cus,,,lv 0.0656,1.279 u=m/s ，，2.125810,2.125 985.34，V42.125，3600s,0.358,m D,3.14，1.279,u 圆整塔径 D=400mm (5)填料层高度计算 填料层高度计算采用理论板当量高度法. 对500Y金属孔板波纹填料,查表得,每米填料理论板数为4-4.5块,取 11=4 则HETP===0.25m nt4nt ZNHETP=T×由,精馏段填料层高度为: Z精= 16×0.25=4m 提馏段填料层高度为: Z提= 9×0.25=2.25m 取填料层的分段高度为: h=16×HETP h=16×0.25=4 故精馏段需分为2段,每段高度为2.5m,提馏段不需分段. 4.2.3 填料塔工艺计算数据: 本科毕业论文 型式:规整填料塔 填料规格: 500Y金属孔板波纹填料 填料高度: 6.25m 填料层上部高度: 0.45m 填料层下部高度: 0.6m 塔总高: 7.3m 塔径: 400mm 填料材料:不锈钢 塔壁厚度: 3.5m 5 结论 ? 本次设计以苯酐和正丁醇为原料,以硫酸为催化剂，以5%纯碱为中和剂，采用酯化法，设计了一套年产15000吨邻苯二甲酸二丁酯的生产工艺。选择和确定优化的生产工艺流程，对酯化反应进行了物料衡算及能量衡算，对主体设备酯化反应器、蒸馏器进行了选型和设计计算。确定了一套优化的生产工艺流程。通过衡算各工序物料平衡和能量平衡，主体设备酯化反应器、蒸馏器选型正确，设计合理，满足工艺要求，具有实际应用价值。 ? 主体设备酯化反应釜、蒸馏器的设计主要结构尺寸如下: 表5-1 酯化反应釜的主要结构尺寸表 项 目 结构名称 项 目 结构名称 33.611 1.6 mm容 积 筒体高度 1700 1.2 mmm夹套直径 夹套高度 1600 mm筒体直径 保温材料 玻璃棉 6 10 mmmm夹套的筒体和封头壁厚 釜体的筒体和封头壁厚 60 mm保温层厚度 ? 填料塔工艺计算数据: 型 式: 规整填料塔 填料规格: 500Y金属孔板波纹填料 填料高度: 6.25m 填料层上部高度: 0.45m 填料层下部高度: 0.6m 塔总高: 7.3m 塔径: 400mm 填料材料:铜 本科毕业论文 塔壁厚度: 3.5m 参考文献 [1] 顾芳珍，陈国桓主编. 化工设备设计基础[M].天津:天津大学出版社,1994 [2] 刁玉玮，王立业主编 .化工设备机械基础[M].大连:大连理工大学出版社, 2000 [3] 柴诚敬, 刘国维主编 .化工原理课程设计[M].天津: 天津科学技术出版社, 2005 本科毕业论文 [4] 倪进方主编.化工设计[M]. 上海: 华东化工学院出版社， 1994 [5] 姚蒙正等.精细化工产品合成原理[M]. 北京:中国石化出版社，2000 [6] 唐培芳主编.精细有机合成化学及工艺学[M].天津:天津大学出版社,1993 [7] 潘红良主编.过程设备机械基础[M].上海:华东理工大学出版社,2006 [8] 路秀林，王者相等编 .塔设备[M].北京: 化学工业出版社，2004 [9] 贺匡国主编 .化工容器及设备简明设计手册[M].北京: 化学工业出版社, 2002 [10] 黄英，王艳丽著 .化工过程开发与设计[M].北京: 化学工业出版社, 2008.08 [11] 吴志泉,涂晋林,徐汛.化工工艺计算[M]. 上海:华东理工大学出版社,1992 [12] Enzymatic degradation of dibutyl phthalate and toxicity of its degradation products [J]. 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