10万吨聚碳酸酯化工厂毕业设计说明书.doc

年产 10 万吨聚碳酸酯化工厂初步设计 目 录 1 概述 1 1 1 设计依据 1 1 1 1 课题背景 1 1 1 2 我国聚碳酸酯产业现状 1 1 1 3 国际聚碳酸酯需求概况 2 1 2 设计依据 3 1 3 设计原则 3 1 4 设计任务 3 1 5 劳动安全卫生 4 2 工艺设计 5 2 1 工艺流程设计 5 2 1 1 工艺流程设计的重要性 5 2 1 2 工艺流程设计的原则 5 2 1 3 工艺流程选择分析与研究 5 2 1 4 工艺流程设计 6 2 1 5 生产工艺流程叙述 7 2 1 6 工艺流程设计参数 8 2 2 工艺计算 8 2 2 1 物料衡算 8 2 2 2 热量衡算 14 3 工艺计算与设备选型 18 3 1 塔的工艺与选型 18 3 1 1 T101 18 3 1 2 最小回流比的计算 19 3 1 3 全塔理论塔板数 20 3 1 4 精馏段理论塔板数 21 3 1 5 板效率及实际塔板数 22 3 1 6 塔和塔板主要工艺尺寸计算 22 3 1 7 塔板负荷性能方程 26 I 43 3 3 气流干燥器的工艺计算与选型 31 3 4 过滤设备的工艺计算与选型 35 4 设备型号一览表 38 4 1 泵的选择 38 4 2 容器 罐的选择 39 4 3 冷凝器 再沸器的选择 40 5 厂制和厂址选择 42 5 1 厂制概况 42 5 1 1 工厂组织 42 5 1 2 工作制度 42 5 1 3 人员配备 42 5 2 厂址选择 43 5 2 1 建厂依据 43 5 2 2 指导方针 43 5 2 3 选厂经过 43 6 全厂总平面设计 44 6 1 总平面设计任务和步骤 44 6 1 1 总平面设计任务 44 6 1 2 工厂组织 44 6 2 总平面设计原则 44 6 3 总平面布置评述 45 7 公用工程和辅助设计方案 47 8 设计结果 51 8 1 设计成果 51 8 2 图纸及比例 51 总 结 52 致 谢 53 参 考 文 献 54 1 概述 1 1 设计依据 1 1 1 课题背景 聚碳酸酯 简称 是分子链中含有碳酸酯基的高分子聚合物 根据酯基的结构可分为脂 肪族 芳香族 脂肪族 芳香族等多种类型 其中由于脂肪族和脂肪族 芳香族聚碳酸酯的机械性 能较低 从而限制了其在工程塑料方面的应用 目前仅有芳香族聚碳酸酯获的了工业化生产 聚碳 酸酯是一种性能优异的通用工程塑料 自问世以来迅速在发达国家形成产业化生产 且技术持续发 展 装置规模不断扩大 由于聚碳酸酯光学透明性好 抗冲击强度高 并具有优良的热稳定性 耐 蠕变性 抗寒性 电绝缘性和阻燃性等特点 使之在透明建筑板材 电子电器 光盘媒介 汽车工 业等领域得到广泛应用 聚碳酸酯的应用开发是向高复合 高功能 专用化 系列化方向发展 目 前已推出了光盘 汽车 办公设备 箱体 包装 医药 照明 薄膜等多种产品各自专用的品级牌 号 我国在聚碳酸酯研发上虽起步较早 先后有不少企业进行研发生产 但由于工艺技术落后 生 产装置规模较小 产能低 产品质量差 目前仅剩一家企业维持生产 国内市场所需的聚碳酸酯不 得不大量依赖进口 因此 大力加强聚碳酸酯研发 加速实现其规模产业化 已成为国家的重要战 略需求 我国聚碳酸酯长期依赖国外进口 2000 年进口量为 23 万吨 到 2008 年增至 101 7 万吨 增长了近 4 倍 2008 年国内聚碳酸酯的表观消费量接近 80 万吨 未来几年将保持 10 15 的增长率 中国聚碳酸酯的产能仅为 26 万吨 而且绝大部分为合资或独资企业 对外依存度非常高 对我国 聚碳酸酯生产企业来讲 加快技术进步已刻不容缓 1 1 2 聚碳酸酯产业的现状 由于世界金融市场处于混乱状态 2009 年亚洲双酚 A BPA 市场 将继续面临困难时期的挑战 除非经济走势上行 来自下游环氧树脂和聚碳酸酯 PC 工业的需求才会稍有提升 一家亚洲贸易商 于表示 要使双酚 A BPA 市场上扬 至少在今后 6 个月以后 随着双酚 A BPA 现货的急剧下滑 该工业处于不景气状态 截至 2008 年 12 月 双酚 A BPA 价格与当年 7 月相比 下降了近 40 由 于全球金融市场恶化和经济衰退带来的影响 来自聚碳酸酯 PC 和环氧树脂工业需求的疲软 而导 致双酚 A BPA 市场的不振 将可能会持续到年底 虽然新的环氧树脂和聚碳酸酯 PC 生产装置 已于 2008 年投运 但经济的下行趋势和竞争的加剧 已大大挤压了一些公司的边际利润 迫使一 些生产商降低开工率或延长装置停工期 双酚 A BPA 发展在 2008 年也受到一些负面的影响 来自 与双酚 A BPA 接触的健康危害的争论 已促使一些国家如加拿大在食品容器应用中禁用这种化学 品 鉴于终端用户减少购买量 亚洲地区一些双酚 A BPA 生产商纷纷降低开工率 以减少这种高 成本材料不断增多的库存 中国大多数环氧树脂装置 目前开工率都在 50 60 中国石化集团公 1 43 司 三井化学公司合资的 10 万吨 年双酚 A BPA 装置于 2008 年 12 月投产后 又使该地区新增了 供应量 预计双酚 A BPA 价格一度会下跌至底线 另外贸易商和终端用户的调查指出 如果需求 继续疲软 则对双酚 A BPA 价格的支撑会很小 2009 年也会出现一些新的贸易动向 中国与东南 亚国家联盟 ASEAN 成员国之间的自由贸易协定 FTA 将实施 按照新的法则 双酚 A BPA 从 ASEAN 出口将执行零关税 东南亚国家联盟 ASEAN 有 2 家主要的双酚 A BPA 生产商 拜耳公司在泰国拥 有 16 万吨 年装置 三井化学公司在新加坡拥有 23 万吨 年装置 1 1 3 聚碳酸酯市场需求概况 20 世纪末 世界聚碳酸酯的产量约 114 万吨 聚碳酸酯按功能特性分为一系列品级 如通用 级 透明级 医药食品级等 各品级又可进一步细分为更多的具体牌号 一些大的生产厂商可提供 几十个品级 上百个牌号产品 聚碳酸酯的应用开发是向高复合 高功能 专业化 系列化方向发 展 2004 年世界聚碳酸酯表观消费量278 2 万t 光学介质是聚碳酸酯消费增长最快的领域 消费比 例占24 其次是电子 电气和建材 各占19 汽车约占13 详见下表 1 3 全球聚碳酸酯消费表 用途北美 万t西欧 万t日本 万t亚洲其他 万t 其他 万t合计 万t比例 汽车13 57 13 010 02 035 613 电子电器7 511 56 122 95 053 019 片材13 513 36 114 17 054 019 光学介质11 012 03 536 94 067 024 其他18 57 16 628 87 668 625 合计64 051 025 3112 325 6278 2100 北美的汽车产业所消费的聚碳酸酯远高于西欧 日本及其它地区 约占全球汽车领域消费量的 38 欧洲受气候影响 对制造绝热玻璃的薄膜和片材需求较高 占全球该类产品总消费量的 25 亚洲地区 不包括日本 在电子 电器产品和光学相关产品领域消费的聚碳酸酯在世界所占 比例相当高 电子 电器领域占全球该类产品消费量43 光学产品占全球该类产品消费量54 可见国外聚碳酸酯应用的最大的市场是电子 电气 宝库计算机 办公设备和光盘 透明薄板和 片材以及汽车工业 在未来的一段时间内 聚碳酸酯的需求量将持续增长 亚太 拉丁美洲将是增 长最快的地区 预计到 2007 年 世界聚碳酸酯的需求量将达到亿吨 其中计算机 光盘等信息产 业方面的增长最快 1 2 设计原则设计原则 1 遵守法则 法规 贯彻党的基本建设方针 实事求是 因地制宜 2 合理利用国家资源和财产 最大限度的发挥硬件设施的内在潜力 节约土地 减少投资 降低成 本 3 采用成熟的 先进的工艺流程 设备 学习先进的生产技术 努力实现自动化 现代化提高产品 的科技含量 4 一轻化工业产品批量小 品种多的特点 努力做到 一钱多用 一钱多能 是本厂具有较强的市 场适应力 5 尽可能创造良好的劳动条件 以利于劳动工人的身心健康 6 大多数厂房 特别是主要生产车间的布置 应考虑到日照方位和主导风向 保证自然通风 厂前 区和防污染的车间放在上风向 产生粉尘 烟 热等的车间及易燃库布置在下风向 7 近期建设和远期发展相结合 主要生产车间留有适当的发展余地 轻化工工厂变化较快 综合利 用较广 加工深度较深 大多数工艺流程更新快 这要求在设计实现留有较大的预留地 以满足工 厂发展变化的需要 8 为保证平面图具有建筑艺术性 厂房形状要规则简单 使道路径直 厂房中心线保持垂直或平行 9 采取各种措施 提高建筑系数和场地利用稀疏 建筑系数一般为 25 40 场地利用系数一般 为 50 60 这是总平面设计的主要技术经济指标 1 3 设计设计任务任务 年产 10 万吨聚碳酸酯化工厂设计 完成对厂址的选择和对工艺流程的可行性分析 进行物料 衡算和热量衡算 主要设备的计算和选型 画出工艺流程图 主要的反应设备装置图 全厂平面图 以及各车间平面布置图与立面图 2 工艺设计工艺设计 2 1 工艺流程设计工艺流程设计 2 1 1 工艺流程设计的重要性工艺流程设计的重要性 1 工艺流程设计是工艺设计的基础 工艺流程设计是工厂设计中最主要的内容 是工艺设计的核 心 因为工艺流程设计的质量直接决定车间的生产产品质量 生产能力 操作条件 安全生产 三 废治理 经济效益等一系列根本性问题 2 工艺流程设计是物料衡算 设备选型的基础 从哲学角度来说 工艺流程设计是定性分析工作阶 段 物料衡算是定量计算阶段 一般来说 先定性后定量 所以 工艺流程设计是物料衡算的前提 和基础 2 1 2 工艺流程设计的原则工艺流程设计的原则 3 43 1 先进性 工艺流程的先进性从两个方面考虑 一方面是技术的先进 一方面是经济上的合理 两方面同 等重要 缺一不可 2 可靠性 所设计的工艺流程必须可靠即经过实验室 工业小试 中试 证明技术是成熟的 生产安全可 靠 才可以设计选用 3 结合国情 因地制宜 工艺流程的选择从技术角度来说 应尽量采用新工艺 新技术 单从具体情况考虑 并不必选 择国外的先进的技术 因为国外的技术往往价格较高 技术保密性强 没有实用价值 所以 结合 实际 选择自己易于掌握和改进的技术要方便 实用 2 1 3 工艺流程选择分析与研究工艺流程选择分析与研究 目前 聚碳酸酯的生产方法主要有溶液光气法 酯交换法 界面缩聚光气法和非光气法 1 溶液光气法 该工艺是将光气通入含有双酚 A 碱性水溶液和二氯甲烷溶剂中进行进行界面缩聚反应 然后 将聚合物从溶液中分离出来 与其它的生产方法相比 溶液光气法由于经济性较差已完全淘汰 2 酯交换法 酯交换法又称传统熔融工艺 其实也是一种间接光气法工艺 它是以苯酚原料 经过光气法反 应生成碳酸二苯酯 然后再卤化锂等催化剂和添加存在下和双酚 A 进行酯交换反应 生成低聚物 在进一步缩聚得到聚碳酸酯 尽管该工艺生成成本低于其它生产工艺 但由于其生产出来的聚碳酸 酯光学性能较差 催化剂易污染 并且由于存在副产品酚而导致产品分子量较低 应用范围有限 因此限制了该工艺的商业应用 3 界面缩聚光气法 界面缩聚光气法工艺是将双酚 A 和烧碱溶液配制成双酚 A 钠盐 同时加入酚 然后送入光气 反应器内 加入二氯甲烷 通光气进行光气化反应 反应完成后将反应液送到缩聚反应器内 加入 三乙胺和烧碱溶液 进行缩聚反应 然后分离含有聚合物的有机相和水相 对有机相进行洗涤 干 燥 最后成粒就得聚碳酸酯成品 4 非光气法 非光气法是先以液相氧化碳基法生产碳酸二甲酯 DMC 再与醋酸苯酯酯交换生成碳酸二苯酯 DPC 然后在熔融状态下与双酚 A 进行酯交换 缩聚制得聚碳酸酯 因此无副产物 基本无污染 特别是不使用剧毒光气 因此深受世界各大公司的重视 纷纷致力开发 综上所述 非光气法工艺是一种全封闭 无副产物 污染少 符合环境要求的绿色工艺 已经 由外国公司研究成功 但是由于国内仍在研究发展中 工艺不成熟 本设计不采用 而界面缩聚光 气法工艺成熟 反映在常温常压下进行 对设备要求不高 产品质量好 尤其是截止 2004 年底 全世界聚碳酸酯总生产能力接近 3 3Mt a 其中光气法生产工艺约占总生产能力的 90 所以本 设计采用界面缩聚光气法 2 1 4 工艺流程设计 工艺流程的设计参照各方资料 尽量做到简单高效 主要工艺采取界面光气法进行聚碳酸酯的 合成 界面缩聚光气法工艺是将双酚 A 和烧碱溶液配制成双酚 A 钠盐 同时加入酚 然后送入光 气反应器内 加入二氯甲烷 通光气进行光气化反应 反应完成后将反应液送到缩聚反应器内 加 入三乙胺和烧碱溶液 进行缩聚反应 然后分离含有聚合物的有机相和水相 对有机相进行洗涤 干燥 最后成粒就得聚碳酸酯成品 在设计过程中尽可能多的省去了不必要的繁冗过程 务求工艺流程的简洁高效 而必不可少的 设备要设计地能够经受不良环境的考验 以下为大体的工艺流程图 聚碳酸酯生产流程图 2 1 5 生产工艺流程叙述 1 双酚 A 钠盐合成反应 将氢氧化钠水溶液 7 通入反应釜 R101 中 同时加入的还有苯酚 双酚 A 亚硫酸氢钠 搅 拌反应一小时 由釜底出料进入储罐 然后由泵打入冷却器 H103 冷却到 10 再送入搅拌反应釜 R102 中 2 光气反应 将来自光气站的光气通过稳压罐 V101 和缓冲罐 V102 进入冷却器 H102 冷却到 5 然后与来 5 43 自二氯甲烷储罐的温度为 5 的二氯甲烷混合进入光气反应釜 同时进入的还有来自换热器 H103 的双酚 A 钠盐混合液 搅拌反应一小时 控温在 20 左右 反应完全 将多余的光气通入缓冲罐 V102 中 通入氮气 将反应液压入油水分离器 V105 氢氧化钠 亚硫酸钠 氯化钠水溶液由油 水分离器顶部出去 再进入反应釜 R106 中 其中加入氯化钡 搅拌反应半小时 生成沉淀亚硫酸 钡 将反应液通入板式压滤机进行过滤 滤液分成两部分一部分送回反应釜 R101 继续利用 另一 部分通道反应釜 R107 中与加入的氯化氢溶液反应半小时 然后把反应液通入水处理车间 由谁有 分离器底部出来的有机相 由泵通入反应釜 R103 3 缩聚反应 将来自水油分离器 R103 的有机相在碱性条件下 三甲基苄基作为催化剂 进行缩聚反应 反 应时间为一小时 控温在 25 反应完毕后加入甲酸中和反应液中的碱液 测 pH 为 3 左右方可 然后进行水洗 直至水洗液中没有氯离子为止 将反应液通入储罐中 4 后处理 有机相通入反应釜 R104 中 再加入沉淀剂丙酮搅拌半小时 将含有末状物的反应液通入转鼓 真空过滤器中 将分离出的产品 PC 通过短管型气流干燥器和真空箱干燥器 的末状产物 在通过 挤出造粒的产品 PC 由真空过滤器分离出的有机相通入储罐中 通过泵打到蒸馏釜 R105 中进行 蒸馏 蒸馏时间一小时 控温在 60 二氯甲烷和丙酮变成蒸汽有釜顶进入换热器 H104 中 冷却 至温度 20 进入精馏塔 T101 中 塔顶出二氯甲烷 塔底出丙酮 来自蒸馏釜 R105 釜底的有机 相先进入换热器 H107 中 冷却到 20 然后进入精馏塔 T102 塔顶出苯碳酰氯 塔底出简聚体 和催化剂 2 1 6 工艺设计损失率 原料厂外运输损失率 0 5 原料厂外运输损失率 0 5 产品厂里储运损失率 0 5 产率 85 2 2 工艺计算工艺计算 2 2 1 物料衡算物料衡算 1 物料衡算的原理 方法 步骤 1 原理 对于连续稳定过程 物料衡算的方程是 M M出 2 1 即 初始输入量 最终输出量 对不连续过程 物料衡算的方程为 M M出 M累积 2 2 即 初始输入量 生成输入量 最终输出量 消耗量 2 方法 本设计属于连续反应 采用第一种计算方法 3 步骤 a 收集数据 原理 产品规格 过程单位时间的物流量 有关消耗定额 有关转化率 选择性 单程收率 b 画物料流程图 确定衡算对象 根据题目要求它可以是总物料某个组分某个元素等 c 确定衡算范围 根据题目要求它可以是一个系统一个车间某个设备等 某个设备的局部 等 d 确定衡算基准 根据题目要求它可以是单位质量单位时间等 e 列出输入输出物料平衡表 2 物料衡算过程 1 收集数据 表 2 1 原料性质 原料名称密度 Kg m3 摩尔质量 g mol 沸点 含量 比热容 J mol 光气1381998 39957 7 二氯甲烷133685409850 88 双酚 A1150228360 598426 34 氢氧化钠25 2 确定单位时间内物流量 年工作天数 365 t1 t2 t3 选择不连续工作制度 T1 52 1 1 2 3 59 其中对于工厂 星期六照常上班 故只有星期天 休息 一年 52 周共 52 天 再加上劳动节 1 天 元旦 1 天 国庆节 2 天 春节 3 天 T2 设备大 中 小修及正常检修总天数 反应釜取 6 天 年 T3 设备加工不同物料时的换料时间 不计 故年工作天数 365 52 7 6 300d a 聚碳酸酯日产量 100000t a 300d a 334t d 3 由已知消耗定额 以每吨产品计 消耗定额是指生产每吨合格产品需要的原料 辅料及试剂等的消耗量 表 2 2 消耗定额 7 43 双酚 A968 8Kg 1t 氢氧化钠565 13Kg 1t 水9202Kg 1t 4 原料日净耗量 光气 489 24Kg t 334t d 163406Kg d 二氯甲烷 4427 4Kg t 334t d 1478751 6Kg d 双酚 A 968 8Kg t 334t d 323579 2Kg d 氢氧化钠 565 13Kg t 334t d 188753 4Kg d 原料年净耗量 光气 163406Kg d 1000Kg t 300d a 49021 8t a 二氯甲烷 1478751 6Kg d 1000Kg t 300d a 443625 48t a 双酚 A 323579 2Kg t 1000Kg t 300d a 97073 76t a 氢氧化钠 188753 4Kg d 1000Kg t 300d a 56626 02t a 原料厂内贮存运输损失率为 5 则聚碳酸酯工厂的原料年入厂量 光气 49021 8t a 1 0 05 51601 9t a 二氯甲烷 443625 48t a 1 0 05 466974 2t a 双酚 A 97073 76t a 1 0 05 102182 9t a 氢氧化钠 56626 02t a 1 0 05 59606 3t a 又原料厂外运输损失率为 5 则 DDS 皮革鞣剂工厂的原料年外购量 光气 51601 9t a 1 0 05 54317 8t a 二氯甲烷 466974 2t a 1 0 05 491551 8t a 双酚 A 102182 9t a 1 0 05 107560 9t a 氢氧化钠 59606 3t a 1 0 05 62743 5t a 5 衡算结果 表 2 3 物料衡算一览表 1 原料消耗定 额 Kg t 转化 率 单程收 率 日净耗量 Kg d 原料年净耗 量 t a 损失 率 厂内年储 量 t a 年订货量 t a 光气489 24989516340649021 8551601 954317 8 二氯 甲烷 4427 498951478751 6443625 4845466974 2491551 8 双酚 A 968 89895323579 297073 765102182 9107560 9 NaOH565 139895188753 456626 02559606 362743 5 6 合成聚碳酸酯生产流程图 7 确定衡算范围 并进行深入计算 双酚 A 钠盐合成釜 每小时进料量为 双酚 A 13482 5Kg h 氢氧化钠 7864 7 Kg h 苯酚 69 6 Kg h 亚硫酸氢钠 23 6 Kg h 水 104488 2 Kg h 每小时出料量为 双酚 A 钠盐 16084 4 Kg h 氢氧化钠 3134 0 Kg h 苯酚 69 6 Kg h 亚硫酸钠 28 6 Kg h 水 106617 0 Kg h 合计 每小时进料量为 125928 6 Kg h 每小时出料量为 125928 6 Kg h 光气釜 每小时进料量为 双酚 A 钠盐 16084 4Kg h 光气 6808 6Kg h 二氯甲烷 61614 7 Kg h 苯酚 69 6 Kg h 亚硫酸钠 28 6 Kg h 氢氧化钠 3134 0Kg h 水 106617 0 Kg h 每小时出料量为 二氯甲烷 61614 7Kg h 光气 952 4 Kg h 亚硫酸钠 28 6Kg h 氢氧化钠 3107 5 Kg h 简聚体 16173 1 Kg h 9 43 氯化钠 5765 5 Kg h 苯酰氯 95 1Kg h 水 106617 0Kg h 合计 每小时进料量为 194353 9 Kg h 每小时出料量为 194353 9Kg h 缩聚釜 每小时进料量为 三乙胺 81 0Kg h 简聚体 16173 1 Kg h 二氯甲烷 61614 7Kg h 氢氧化钠 4851 9 Kg h 苯酰氯 95 1Kg h 水 14555 8Kg h 每小时出料量为 三乙胺 81 0 Kg h 聚碳酸酯 15596 5 Kg h 简聚体 323 46 Kg h 苯酰氯 95 1 Kg h 二氯甲烷 61614 7 Kg h 氢氧化钠 4851 9Kg h 氯化钠 576 6 Kg h 水 14555 8 Kg h 合计 每小时进料量为 97371 6 Kg h 每小时出料量为 97371 6Kg h 蒸馏釜 每小时进料量为 催化剂 81 0Kg h 简聚体 323 5 Kg h 苯酰氯 95 1 Kg h 二氯甲烷 61614 7 Kg h 丙酮 20000 Kg h 聚碳酸酯 15596 5 Kg h 每小时出料量为 催化剂 81 0Kg h 简聚体 323 5 Kg h 苯酰氯 95 1Kg h 二氯甲烷 61614 7Kg h 丙酮 20000Kg h 聚碳酸酯 15596 5 Kg h 合计 每小时进料量为 97710 8 Kg h 每小时出料量为 97710 8Kg h 8 列出输入 输出物料衡算平衡表 1 双酚 A 钠盐合成釜 表 2 4 物料衡算一览表 2 进料出料 名称 Kg hKmol hW Mol Kg hKmol hW Mol 双酚 A13482 559 110 71 0 氢氧化钠7864 7196 66 23 23134 078 352 51 3 苯酚69 60 70 150 269 60 80 10 07 亚硫酸氢钠23 60 30 050 10 1 双酚 A 钠盐16084 459 112 80 9 亚硫酸钠28 60 30 03 水104488 25804 982 995 5106617 05923 284 597 7 2 光气反应釜 表 2 5 物料衡算一览表 3 进料出料 名称 Kg hKmol hW Mol Kg hKmol hW Mol 双酚 A 钠盐16084 459 18 30 8 光气6808 668 83 61 0952 49 60 50 13 二氯甲烷61614 7724 931 610 661614 7724 931 610 5 苯酚69 60 80 060 07 亚硫酸钠28 60 30 040 0328 60 30 040 02 氢氧化钠3134 078 351 61 13107 577 71 61 1 简聚体16173 163 78 30 9 苯酰氯95 10 80 160 05 氯化钠5765 598 43 01 4 水106617 05923 254 886 4106617 05923 254 885 9 11 43 3 缩聚反应釜 表 2 6 物料衡算一览表 4 进料出料 名称 kg hkmol hW mol kg hkmol hW mol 催化剂 81 00 40 040 0681 00 40 040 03 简聚体 16173 163 716 63 7323 51 30 30 1 氢氧化 钠 4851 9121 35 07 14851 9121 312 37 0 二氯甲 烷 61614 7724 963 342 161614 7724 963 341 9 苯酰氯 95 10 80 060 1495 10 80 060 07 聚碳酸 酯 15596 561 47 83 6 氯化钠 576 69 80 60 5 水 14555 8808 715 046 914555 8808 715 046 8 4 蒸馏釜 表 2 7 物料衡算一览表 5 进料出料 名称kg hkmol hW mol kg hkol hW mol 催化剂81 00 40 040 0681 00 40 040 06 简聚体323 51 30 30 15323 51 30 30 15 苯酰氯95 10 80 060 0995 10 80 060 09 二氯甲 烷61614 7724 963 163 961614 7724 963 163 9 聚碳酸 酯15596 561 416 05 415596 561 416 05 4 丙酮20000344 820 530 420000344 820 530 4 2 2 2 热量衡算热量衡算 一 计算的基本原理 化工生产过程往往伴随着能量的变化 尤其是反应过程 为维持在一定温度下进行反应 常有 热量的加入或放出 因此能量衡算也是化工设计中及其重要的组成部分 能量衡算是以热力学第一 定律为依据 能量是热能 电能 化学能 动能 辐射能的总称 化工生产中最常用的 能量形式 为热能 故化工设计中经常把能量计算称为热量计算 通过热量衡算可确定传热设备的热负荷 以 此为设计传热型设备的形式 尺寸 传热面积等并为反应器 结晶器 塔式设备 输送设备 压缩 系统 分离及各种仪表等提供参数 以确定单位产品的能量消耗指标 同时也为非工艺专业 热工 电 给水 冷暖 设计停工设计条件做准备 热量计算与设备计算的关系非常密切 因此经常将热量放在设备工艺计算内同时进行 一般在 物料计算后先粗算一个过程的设备台数大小 设定一个基本形式和传热形式 然后进行该设备的热 量计算 如热量计算的 结果与设备形式 大小有矛盾 则必须重新设计设备的 大小和形式或加上 适当的附件 以使设备既能满足物料衡算的要求又能满足热量衡算的要求 能量衡算的基本方程式 根据热力学第一定律 能量衡算方程式的一般形式为 EQW 式中 体系总能量变化 E 体系从环境中吸收的能量 Q 环境对体系所做的功 W 在热量衡算中 如果无轴功条件下 进入系统加热量与离开系统的热量应平衡 即在实际中 对传热设备的热量衡算可表示为 QQ 出 进 123456 QQQQQQ 其中 所处理的物料带入设备的热量 1 Q 换热剂与设备和物料传递的热量 符号规定加热剂加入热量为 冷却剂吸收热 2 Q 量为 化学反应热 符号规定过程放热为 过程吸热为 3 Q 离开设备物料带走的热量 4 Q 设备消耗热量 5 Q 设备向周围散失的热量 又称热损失 6 Q 二 热量衡算 1 双酚 A 钠盐合成釜 进料温度与出料温度 表 2 8 物料衡算一览表 6 进料介质温度 出料介质温度 氢氧化钠20双酚 A 钠盐25 亚硫酸氢钠20氢氧化钠 25 苯酚20苯酚25 双酚 A20亚硫酸钠25 13 43 水2025 反应式为 由于各种物料都是在常温下加入 所以 1 0Q 根据化学反应方程可求得化学反应热 所以在衡算过程中 对于主反应 1mol 双酚 A 反应需要吸收的热量356 QkJ mol 副反应 1mol 亚硫酸氢钠反应需要放出的热量286 QkJ mol 所以对于所有的化学反应热 7 3 3 59 1 356286 0 3 102 10 10 QkJ mol 10 7 1 806 2 3 1820 15 1 700 05 3 0082 9 4 183 3 862 PC kJkg 则 6 4 3 862 125928 6 52 43 10 PQC m tkJ 由后面光气反应釜的设备计算得 13704 1mkg 4 4 0 4 13704 11 527408 222 74 10QCm tkJkJ 热损失取总热量的 5 44 645 5 5 2432 741012 29 10QQQkJ 所以由 123456 QQQQQQ 代如有关数据得 7 2 1 84 10QkJ 需采用夹套进行换热 采用冷冻盐水冷却 进口温度 10 出口温度 0 介质用量 7 4 1 84 10 3 5 10 28 1650 5 10 kg h p Q G C tH 2 光气反应釜 进料温度与出料温度 表 2 9 物料衡算一览表 7 进料介质温度 出料介质温度 光气5光气20 二氯甲烷5简聚体20 苯酚10二氯甲烷20 双酚 A 钠盐10氢氧化钠20 亚硫酸钠10苯酰氯20 氢氧化钠10氯化钠20 水10水20 反应式为 反应的标准生成焓 842 6 411 12 626 32 220 92 406 48 kJ mol B B mmr f HHV 293 298 15 293 298 15 406 48 208 42 293298 15 1479 8kJ mol m B BPm mmrr HHCC pV 所以反应放热为 37 3 59 1 1479 8 108 75 10QkJ 15 43 12 7 3 000 06 1 700 04 2 802 5 2 8084 7 4 183 4 060 PC kJkg 6 4 4 06 10 125933 65 11 10 pQC m tkJ 由后面的设备计算知设备的质量 6938 7kg 4 5 0 4 11578 7 104 63 10QCm tkJ 热损失取总热量的 5 所以 6 45 45 5 5 5114 63 102 58 10QQQkJ 所以由 123456 QQQQQQ 代入有关数据得 7 2 9 291 10QkJ 需采用夹套进行换热 采用 50 换热 进口温度 50 出口温度 10 介质用量 7 5 9 291 10 2 05 10 4 183 40286 Q Gkg h C tH 3 工艺计算与设备选型 3 1 塔的工艺与选型 3 1 1 T101 计算依据 1 塔 T101 进 出物料流量组成 表 3 1 物料组成 名称进料出料 Kg hKmol hW Mol Kg hKmol hW Mol 二氯甲 烷61614 7724 975 567 860382 4710 175 367 5 丙酮20000344 824 532 219800341 424 732 5 对 T101 进行物料衡算 要求本精馏塔的釜残液中二氯甲烷的量不高于 6 塔顶馏出液中二氯甲烷的回收 滤为 98 由 1 12 FFD W 塔顶易挥发组分回收率 D F DX FX 塔底南挥发组分回收率 W F W 1 x F 1 x 进料组成 F 724 9 X 0 68 724 9 344 8 釜残液组成 W 6 85 X 0 060 694 8585 原料液平均摩尔质量 F1112 M n M n M 0 68 850 325873 36 原料液流量 G61614 720000 F1068 8 M76 36 由于 D F DX 0 98 FX 所以 D DX0 980 68 1068 8712 2 全塔物料衡算 DWF DWF DXWXFX 则 D D825 5kmol h X 0 863 W 243 3kmol h 3 1 2 最小回流比的计算 1 二氯甲烷和丙酮的饱和蒸汽压 二氯甲烷和丙酮的饱和蒸汽压可根据 Antoine 方程求算 即 2 o B logpA tC 式中 t 物系温度 饱和蒸汽压 Kpa o p 17 43 A B C Antoine 常数 其中 丙酮的常数 A 7 11714 B 1210 595 C 229 664 二氯甲烷的常数 A 7 4092 B 1325 9 C 252 6 2 塔内操作压力 表 3 2 塔内操作压力 饱 和 蒸 汽 压 Pa 组分 塔顶进料塔底 丙酮 B 424 4185 4744 4 二氯甲烷 A 754 73511275 6 4 平均相对挥发度为 塔顶 A D B p754 7 a1 7783 424 4p 进料 A F B p351 a1 701 185 4p 塔底 A W B p 1275 6 1 714 744 4p a 全塔平均相对挥发度 mDM aa a1 7783 1 89321 83 5 最小回流比 D D min FF a 1xx 1 R 1 x1x 1 75 10 86310 863 1 7510 6810 68 0 81 取操作回流比 min R2R1 62 3 1 3 全塔理论塔板数 1 最小理论塔板数 采用芬克斯方程计算 3 min 1 lg 1 N1 lg WD DW m xx xx a 0 8630 94 lg 10 8630 06 1 lg1 75 7 29 2 理论塔板数 采用李德公式计算 4 0 002743 Y0 5458270 591422X X 式中 min min 1 2 RR X R NN Y N 上式适用条件为 0 01 0 9X 则 min 1 620 81 0 31 11 621 RR X R 0 002743 0 5458270 5914220 31 0 31 0 370 Y 所以 min 0 370 2 NN N 不包括再沸器 min 2 12 7 1 YN N Y 按标准圆整 N 为 13 不包括再沸器 3 1 4 精馏段理论塔板数 1 最小理论塔板数 采用芬克斯方程计算 19 43 5 min 1 lg 1 1 lg DF DF m xx xx n a 0 86310 68 lg 10 8630 68 1 lg1 83 0 8 2 理论塔板数 采用李德公式计算 0 002743 0 5458270 591422YX X 式中 min min 1 2 RR X R Nn Y N 上式适用条件为 0 01 0 9X 则 min 0 390 1 RR X R 0 01 0 9X 0 002743 0 5458270 5914220 310 0 310 0 370 Y 所以 min 0 370 2 Nn N min 2 1 Yn N Y 20 3700 8 2 44 10 37 不包括再沸器 按标准圆整 N 为 3 不包括再沸器 3 1 5 板效率及实际塔板数 1 在已知条件下的全塔效率可以由下式进行计算 由全塔效率 6 100 P T N E N 式中 E 全塔效率 NT 理论版层数 Np 实际板层数 塔板效率由奥康奈尔 关联方程计算 O connell 7 0 245 0 49Eu 式中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 u 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 0 245 0 491 75 0 08E 0 79 2 加料位置 由精馏塔的计算可知 精馏塔的加料板位于从塔顶往下数的第 10 块塔板 3 1 6 塔和塔板主要工艺尺寸计算 1 塔高 根据给定的分离任务 由理论塔板数计算塔的有效 接触段 高度 9 T T T N ZH E 式中 Z 塔高 m NT 塔内所需的理论板层数 ET 总板效率 HT 塔板间距 m 采用较大的板间距可以允许有较高的空塔气速 而不至于产生严重的雾沫夹带现 象 塔径虽可以小些 但塔高要增加 取板间距 HT 600mm 板上清夜层高度 HL 100mm 21 43 则 Z 9 87m 2 塔径 根据圆管内的流量公式 可以写出塔径与气体流量及空塔气速的关系 即 10 4 s V D 式中 塔径 m D Vs 塔内气体流量 m3 s 空塔气速 即空塔计算的气体线速度 m s 塔径的计算关键在于确定适宜的空塔汽速 U 有 11 max LV V UC 式中 极限空塔汽速 m s max U 负荷系数 C 液相密度 Kg m3 L 汽相密度 Kg m3 V 负荷系数的值取决于阻力系数及液滴直径 可以由使密斯负荷关联图查得 首先 取塔板液上层高度 hL为 0 1 m 则 HT HL 500 mm 精馏段操作压力 常压 P 35 mmHg 操作温度 T 333 K 物质的物性 气态密度 3 0 186 V PM kg m RT 液体密度 3 744 l kg m 表面张力 24 3 mN m 液相负荷 3 32 11 Lmh 气相负荷 3 5635 609 Vmh 由化工手册查得粘度 L 0 08 平均相对挥发度 1 75 L 0 14 利用公式 12 0 5 L V V L L V 代入数值 0 5 32 11744 0 36 5635 6090 186 V L 由图查得 20 0 15C 又利用公式 13 3 20 20 10 C C 代入数值 得 3 20 20 10C C 0 18C 塔板允许有效空塔气相速度 以截面积扣除降液管面积计算的速度 14 max LV V uC 代入数值 max 7440 186 0 1811 38 0 186 m su 表观空塔气相速度 按全塔截面计 max 0 80 8 11 389 1 uum s 初估塔径 15 4492 02 3 59 3 149 1 s V D u 圆整得 D 3600 mm 3 溢流装置 采用 U 形流 弓形降液管 平形受液盘及平形流堰 计算如下 溢流堰长 lW 取堰长 lw 为 0 60D 即 0 63 62 16 W lm 出口堰高 hW 16 WLOW hhh 由 查图得 E 为 0 38 0 6 w lD 24 54 hw ll 所以 2 2 3 3 2 842 84168 3 0 380 195 100010002 16 h OW w l hEmm l 则 168 30 195168 105 w hmm 降液管宽度 Wd降液管面积 Af 由 查图得 Wd D 0 124 Af AT 0 075 0 6 w lD 故 0 1240 1243 60 45 d WDm 23 43 222 3 14 0 0750 0753 60 76 44 f ADm 液体在降液管中停留的时间 m 大于 5 符合要求 0 760 6 51 12 32 11 3600 fT s A H L 降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速 uo为 0 08 m s 依公式 计算降液管底隙高度 ho 0 0 0 0089 0 052 2 160 08 s w L hm l u 17 4 塔板布置 取边缘区宽度 WC 0 065 m 安定区宽度 WS 0 1 m 开孔区面积 18 2221 20 465 sin 180 a x Ax Rx R 其中 2 3 6 0 450 1 2 1 25 ds D xWW m 3 6 0 0651 735 22 c D RWm 代入数值得 2 3 4 a Am 5 筛孔数 n 与开孔率 取筛孔的孔径 d 为 20 mm 正三角形排列 不锈钢的板厚为 4 mm 取 t d 4 0 故 孔中心距 20480tmm 塔板上开孔区开孔率 即 0 5 7 A A 每层塔板上的开孔面积为A 2 0 0573 40 1938 a AAm 气体通过筛孔的汽速 0 0 724 88 3600 0 96 0 210 s V u A 3 1 7 塔板负荷性能方程 1 雾沫夹带线 1 根据 Hunt 的经验式 19 3 2 6 5 7 10 a V Tf u e Hh 式中 Af 4 8m2 a 4 8 0 36 SS a Tf VV u AA 2 52 5 fLWOW hhhh 2 3 3 3600 2 84 10 S OW W L hE l 近似取 E 1 0 hW 0 168 m lw 2 16 m 故 b 2 3 3 3600 2 5 0 1682 84 100 38 2 16 S f L h 2 3 0 420 409 S L 取雾沫夹带极限值 ev 为 0 1Kg 液 kg 气 已知 3 24 3 10 N m 并将 a b 代入 Hunt 经验式 得 0 5 T Hm 6 32 3 5 7 10 4 80 76 0 1 24 3 10 0 50 420 409 s s V L 25 43 整理得 2 5 3 137 97 1 10 ss VL 2 液泛线 为防止液泛 降液管内的清夜层高度 Hd应为 dTW HHh 式中 dpLd Hhhh 故 a TWpWOWd Hhhhhh 近似取 则 1 0 1 5 W Elm 2 3 3 3600 2 84 10 2 16 S OW L h b 2 3 0 41 OWS hL 因为由得为 0 7 其中 pcl hhhh 2 5d C 2 2 0 186 0 0510 051 0 70 1938744 SvS c L VV h C A 2 0 0000023 CS hV 2 3 0 2 3 6 0 1680 41 0 10080 246 lWows s hhhL L 3 4424 3 10 0 0027 7449 81 0 005 L hm gd 22 3 22 3 0 00000230 10080 2460 0027 0 10350 00000230 246 pSS SS hVL VL c 2 2 2 0 1530 1530 131 2 160 5 SS dS w LL hL lh d 将 HT为 0 5 m hW为 0 057 m 为 0 057 及 b c d 代入 a 得 22 14747 39285217 3956956 5 TWpWOWd ss Hhhhhh VL 3 液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 4 秒 得 3 max 0 50 76 0 0089 51 52 Tf S HA Lms 4 漏液线 气相负荷下限线 由 代入漏液点气速式 2 3 0 1680 41 LWOWS hhhL minS ow V u A 20 0 4 430 0560 13 L owl V uChh 2 3 2 3 min744 4 43 0 70 0560 130 10080 2460 0027 0 186 3 101 265 5127 9 s s S L L V A 2 0 1938Am 代入上式并整理得 2 2 3 min 0 6 265 6127 9 s S LV 5 液相负荷下限线 取平堰 堰上液层高度作为液相负荷下限条件 近似0 006 OW hm 则 1 0 2 16 W Elm 2 3 min 0 41 OWS hL 整理得 33 min 1 8 10 S Lms 3 2 反应釜的工艺计算反应釜的工艺计算与选型与选型 对 R101 双酚 A 钠盐合成釜 1 反应釜体积 对于 R101 反应釜根据前面物料横算 所以投入反应釜的液体的体积 27 43 12345 3 11 283 640 07 1