年产50000吨碳酸二甲酯工艺设计

1、年产50000吨碳酸二甲酯工艺设计设计任务书一、设计目标为一个联合化工总厂设计一座碳酸二甲酯分厂。二、设计基础条件1、环境要求：尽量采取可行的措施减少工厂对环境的不利影响，并对排出的污染物提出合 理的治理方案。2、产品规格：碳酸二甲酯产品的质量应满足中华人民共和国化工行业标准HG/T3934-2007 规定的技术指标：项目指标（摩尔分率）一级品优级品纯级品夕卜观无色透明液体，无可见杂质碳酸二甲酯，99.599.899.8水份，0.10.0500.0020甲醇含量，%0.200.05099 %)以及对CO的 选择性(26%)也均远高于其它载体。TBAB -Wacker/ SiO2催化剂在1001

2、50范 围内对甲醇氧化羰基化反应表现出较显著的活性，在120140范围内显示出最 佳的反应效能，对甲醇的转化率达到最大。赵明旭等以液相甲醇、CO和氧为原 料，当催化剂CuCl用量大于50gCuClL-1甲醇、温度在90110之间时，DMC 选择性以CO计达89.1 %90.6%,以甲醇计达98%。在产品分离与精制中，选取 的萃取剂氯苯能打破DMC-甲醇共沸体系，各组分易于分离，能得到纯度大于95% 的DMC产品。气相法工艺以日本宇部兴产公司为代表，1996年扩建成6000t也-1 的装置，根据报道它还计划再建立3万5万ta-1的大型装置。气相法目前仍处于试验研究阶段,常压操作,生产稳定性高,催

3、化剂活性高,甲醇转化率高，但是反应中使用含氮氧化物，对设备腐蚀严重，且DMC与草酸 二甲酯分离困难，催化剂比较贵，寿命达不到工业化生产的要求。这些缺点限制 了DMC工业化生产的发展。液相法已经实现了工业化生产，生产安全性高，缺 点是由于反应副产物主要是水，水对催化剂影响较大，所以甲醇单程转化率较低。 另外，卤化物催化剂中引入氯离子，腐蚀性强，催化剂寿命短。考虑到原料来源 广，投资小，有工艺成熟，经济效益好的特点，且理论上甲醇全部转化为碳酸二 甲酯，无其它有机物生成，因此液相法受到工业界极大重视，被认为是碳酸二甲 酯最有前途的生产方法。我们应该大力研究推广该合成路线的研究开发。3.2.3酯交换法

4、酯交换法依起始物可分为直接酯交换法和间接酯交换法2种。酯交换法生产 安全、清洁，而且耦合了工业上的环氧化物-环氧乙烷(EO)或环氧丙烷(PO)水合 制各二元醇-乙二醇田或1，2-丙二醇的工艺，在经济上具有竞争优势，也是目 前国内DMC的主要合成方法。工业化的酯交换法系采用两步法，即先由环氧化物 与CO2反应生成碳酸乙烯酯(EC)或碳酸丙烯酯(PC)，EC或PC与甲醇进行酯交换反 应生成DMC和相应的二元醇。一步法是以EO或PO、甲醇和CO2为原料，在同一 反应器中直接合成DMC的方法。一步法生产工艺简单，设备投资低，己引起世 人的关注，目前以开发小试生产工艺。酯交换法是以碳酸乙烯酯或碳酸丙烯酯

5、与甲醇酯交换反应生产碳酸二甲酯， 同时联产乙二醇或丙二醇。碳酸乙烯酯是以环氧乙烷与二氧化碳合成的，碳酸丙 烯酯则是以环氧丙烷与二氧化碳合成的。总体说来，酯交换法(以环氧烷为耦合剂的C02和甲醇间接合成法)具有收率 高、腐蚀性小、反应条件温和、过程无毒等优点。但仍存在原料(环氧烷)易燃易 爆以及因过程联产丙二醇或乙二醇使其生产成本易受市场影响等缺点。(1)碳酸乙烯酯与甲醇酯交换法(CH2O) 2CO + 2CH30H f (CH 3O) 2co + HOCH2cH20HTexaco成功的开发了由环氧乙烷、C02和甲醇联产DMC和乙二醇新工艺。反 应分两步进行:C02与环氧乙烷反应生成碳酸乙烯酯，

6、然后碳酸乙烯酯与甲醇经 过酯基转移生成DMC和乙二醇酯交换催化剂是IV族均相催化剂负载在含叔胺及 季胺官能团的树脂上的硅酸盐等。该工艺可避免环氧乙烷水解生成乙二醇，可实现甲醇选择性地联产DMC和乙二醇。Texaco专利和Bayer专利分别报道了铊化合物作催化剂和锆、钛、锡的可 溶性盐或其络合物作酯交换催化剂的一些研究进展。国内原化工部上海化工研究 院也进行过该法研究，反应产物依次通过加压、减压、精馏分离出DMC和乙二 醇，回收的甲醇回系统再反应。该技术的经济性对原料环氧乙烷和副产品乙二醇 的价格比较敏感。其生产能力受原料的丰富程度影响较大。碳酸丙烯Na(PC)与甲醇的酯交换C4H6O3 + 2

7、CH30H 1 (CH3O) 2co + CH3cHOHCH20H华东理工大学化学工程系对酯交换技术进行了深入研究，成功的开发了PC和甲醇酯交换合成DMC技术。采用特种分离技术(催化反应精馏和恒沸精馏)， 同时联产丙二醇，己建成几套不同规模的生产装置，产出合格产品。浙江大学也对PC与甲醇酯交换联产DMC和丙二醇进行了研究开发，获得较 佳工艺条件:常压，6065,催化剂为甲醇钠，用量0.4%0.45%。已进行了300吨/年中试装置设计。酯交换技术进一步开发关键在于:(1)一般认为酯交换为可逆反应，转化率较 低，因此提高转化率非常关键；(2)分离精制塔构型和萃取剂的筛选，对提高产品纯度非常重要。3

8、.2.4尿素醇解法尿素醇解法制备DMC是在国内外刚刚引起关注的一种新方法，成为研究热 点。尿素醇解法以来源广泛、价格低廉的尿素和甲醇作基本原料，具有原料价廉 易得、工艺简单和反应产生的氨气可以回收利用等优点，并且反应过程无水生成， 避免了甲醇2DMC2水复杂体系的分离问题，使后续分离提纯简单化，节省投资， 尤其对现有化肥厂开发下游产品具有吸引力，具有广阔的开发前景。尿素醇解制 备碳酸二甲酯的合成反应过程一致认为是分两步进行的。由尿素出发合成碳酸二 甲酯主要有以下三条工艺路线:(1)直接尿素醇解法合成碳酸二甲酯尿素直接醇解制备碳酸二甲酯的反应方程式如下:NH2CONH2 + 2CH30H 1(C

9、H3O) 2CO + 2NH3实际上分两步进行，尿素首先醇解为氨基甲酸甲酯、然后再进一步醇解为碳酸二甲酯。具体反应为：NH2cONH2+ CH30H 一 NH3cOOCH3 + NH3NH2cOOCH3 + CH30H 一 （CH3O）2CO + NH3一定的反应温度和压力条件下，尿素先与一分子的醇反应生成氨基甲酸酯类 化合物。然后生成的氨基甲酸酯类化合物再与另一分子的醇在以有机锡催化剂存 在时反应生成碳酸二酯类化合物。两步反应的醇可以相同也可以不同。控制氨基 甲酸酯与第二步反应醇的摩尔比在2:110:1之间，控制反应体系中碳酸二酯类 化合物质量百分含量在 1%-3%之间。该反应工艺中尿素的转

10、化率较高，选择性 也较好，显示了较好的用前景，具有较强的竟争力。（2）尿素一碳酸丙烯酯 （或碳酸乙烯酯）一碳酸二甲酯路线该路线分两步进行，尿素与丙二醇反应制备碳酸丙烯酯，碳酸丙烯酯再与甲 醇反应制备碳酸二甲酯。碳酸丙烯酯与甲醇酯交换制备碳酸二甲酯是比较成熟的 工艺，其中碳酸丙烯酯多采用二氧化碳与环氧丙烷环加成反应合成。孙予罕等在专利中公开将丙二醇或乙二醇与尿素的物质的量比为 100：1， 固体碱催化剂与尿素的物质的量比为0.001加入反应器，反应温度100200, 在真空度为6.67-70 KPa或在鼓氮条件下进行，反应时间为0.5-20 h,以氧化锌 为催化剂，反应温度为105 氮气流速为1

11、0 mL/min,反应时间20h时，丙二醇 的转化率为65.28%，碳酸丙烯酯以尿素计算的收率为99.55%。（3）尿素-二苯基脲-苯氨基甲酸甲酯-碳酸二甲酯路线这条路线是由三个连续反应组成,中间产物二苯基脲与苯氨基甲酸甲酯都是 重要的化工产品,该反应历程分三步进行,反应方程式如下: TOC o 1-5 h z NH2CONH2 + 2PhNH2 1 PhNHCONHPh + 2NH3 HYPERLINK l bookmark90 o Current Document PhNHCONHPh + CHQH PhNHC00CH3 + phNH3（2）2PhNHCOOCH3 - PhNHCONHPh

12、 + （CH3O） 2co（3）工艺过程为:第一步将尿素投入玻璃反应釜中,再加入盐酸、水、苯胺,搅 拌，待温度升到104时开始回流lh,再升温至106,反应3 h,然后加盐酸保温搅拌45 min,反应完毕过滤水洗，干燥得声品。不使用水作溶剂，直接由尿素与苯胺制备二苯基脲，n（苯胺）/n（尿素）=8,反应时间为4 h时，高效液相色谱检测N, N 一二苯基脲的收率为99.5%。第二步为高压反应，Chen等在n（甲 醇）/n （二苯基脲）=12. 5、反应温度160、反应时间为3 h, HPLC检测DPU的 转化率达到99.6%，苯氨基甲酸甲酯的选择性为99.4%。第三步反应实际上是苯 氨基甲酸甲酯

13、的歧化反应，可以使用的催化剂很多，主要包括碱金属、碱金属化 合物，钦和错的化合物以及锌、钙、锡、铅的化合物等，但催化剂的活性差别很 大。以Pb（AC）2.3H2O的催化效果最好，反应温度180，反应时间3.5 h，苯氨 基甲酸甲酷的转化率为87.30%, DMC的选择性为85.2%。该路线的第一步和第二步的转化率和产率都比较高。第三步的原料苯氨基甲 酸甲酯歧化反应生成碳酸二甲酯时,也可以发生分解反应生成苯异氰酸酯。并且 在一定条件下两个反应是竞争反应,选择合适的催化剂和反应条件提高苯氨基甲 酸甲酯反应的选择性具有理论意义。但该路线步骤多,设备投资大,工业化比较 困难。3.3工艺路线比较工艺优点

14、缺点光气法可工业规模生产高压液相反应,存在原料光气有剧毒、反应操作周期长、副产物盐酸腐蚀设备液相法甲醇氧化羰化法收率高,选择性高, 生产安全性高气相法DMC收率高，设备的单 位体积生产能力大, 过程中没有水的生成酯交换法碳酸乙烯酯法DMC的收率较高，同时联产丙二醇尿素醇 解法碳酸丙烯酯法直接法DMC的收率较高，同时联产丙二醇腐蚀性大、设备费用高由于反应副产物主要是水,水对催化剂 影响较大,所以甲醇单程转化率较低。 另外,卤化物催化剂中引入氯离子,腐 蚀性强,催化剂寿命短。存在工艺复杂、副产草酸二甲酯易堵塞 管路及NO制备和循环等问题，并且氮 氧化合物和亚硝酸甲酯属于危险化学 品设备投资大，并且

15、DMC的成本又受环氧 乙烷和乙二醇价格的影响 反应后需要用复杂的分离体系才能得 到较纯的碳酸丙烯酯,且设备投资大, 生产成本高原料便宜,工艺简单, 反应产生的氨气可以 回收利用,无三废排 除、操作条件温和, 并且避免其它路线需 要分离甲醇 DMC 水的复杂体系。该过程碳酸二甲酯的单程产率太低,且要在高压釜中进行,设备投资较大间接法不使用剧毒或危险的原料，反应条件温和，过程复杂，原料相对较昂贵，还没有进无三废排出。行放大实验3.4本项目所选工艺方案我国目前DMC的工业合成方法仍然是光气法和酯交换法为主，不但不符合 环保的要求，而且也不经济，加上我国WMC生产能力远远不能满足市场需要， 大部分依赖

16、进口，国家为此每年需花费大量外汇。随着环保的需要，DMC需求 越来越多，对其进行开发研究，市场前景看好。目前正被广泛关注的CO气相氧化羰基化法（一步法）、CO2直接合成法和尿素 醇解法将成为合成DMC的主要方法。由于CO液相氧化羰基化法和气相两步法的 工艺已成功工业化生产，CO气相氧化羰基化的一步法可能会首先取得突破。CO2 直接合成法的前景最被看好，无论从经济、技术和环保等方面，该合成路线均具 有一定的优势。尿素醇解法的最明显的优势是反应过程没有水生成，省去后续的 DMC一甲醇一水共沸体系的分离，是最经济的生产方法。上述3种方法虽都存在 很多需要解决的问题，但从出于经济和原料的考虑有望替代现

17、有的酯交换法生产 工艺。尿素醇解法的原料尿素和甲醇的生产工艺国内已经很成熟，产量大，所以原 料来源广且价廉，尿素生产中利用了CO2可以减少温室效应，因此我们选择尿素 醇解法作为本厂合成碳酸二甲酯的工艺方案。本厂采用的尿素醇解法流程：来自总厂的尿素和甲醇在混合釜中进行充分的 混合，然后进入常压反应釜中进行反应，生成中间产物氨基甲酸甲酯，经精馏塔 进行分离，塔底产品即氨基甲酸甲酯、尿素混合液及极少量的甲醇进入碳酸二甲 酯反应器中进行反应，反应后的碳酸二甲酯混合气体冷凝后先经一个精馏塔预分 离除去部分甲醇，再进行萃取以便较彻底的分离甲醇，含碳酸二甲酯的萃取相则 经由一个精馏塔分离出碳酸二甲酯，得到最

18、终产品。反应过程中产生的氨气甲醇 混合气被不断加入的氮气和甲醇带走，经分离后，氨气与氮气混合气前往总厂合 成氨，甲醇则回储罐作为原料再利用。各步骤中分离出的尿素、萃取剂、催化剂 等则由泵打回重新利用。碳酸二甲酯反应的催化剂为有机锡催化剂以及一些高沸点的物质组成共催化剂，使用共催化剂作用：减少甲醇的挥发，抑制氨基甲酸甲酯的分解，和有机 锡催化剂结合使催化活性进一步提高。采用这种方法的直接好处就是生产过程中避免了水的产生，从而减免了分离 的难度，因为水、甲醇和碳酸二甲酯容易形成恒沸物，从而使一般的精馏方法不 能高纯度的分离而得到产品碳酸二甲酯，必须采用其他的方法来获得比较纯净的 产物。采用其它的方

19、法都不可避免的有水的产生。另外，利用尿素和甲醇来进行 反应，原料易得而且价格比较便宜，成本较低。此套流程可谓是物尽其用，有较 好的经济效益，符合环保要求。第四章工艺流程设计及Aspen模拟4.1工艺流程简图贰气和氨气甲醇储罐1甲醇+尿素2小W 塔12氮气 3八D肥产品45氮基甲酸申 酯反应器6。此反应器10W一机15精塔1操作流程：（1）氨基甲酸甲酯合成工段：甲醇和尿素反应生成NH3和氨基甲酸甲酯。从罐2中把一定比例的甲醇和 尿素通过泵5打入氨基甲酸甲酯反应器6内，NH3由来自N2瓶3的N2带出至冷 凝器7后，在收集器8中收集到的甲醇返回至甲醇罐1, N2和未冷凝的NH3和 少量甲醇进入脱甲醇

20、塔13后尾气进入合成氨厂利用。6中的釜液经精馏塔9分 离，塔顶馏出物甲醇返回到罐1,塔釜液进入碳酸二甲酯反应器10。（2）碳酸二甲酯合成工段：甲醇和氨基甲酸甲酯反应生成碳酸二甲酯和NH3。反应过程中用N2不断带 出NH3，在冷凝器11中冷凝后带入脱甲醇塔13后尾气进入合成氨厂利用。DMC 反应器釜液进入过滤机14后，催化剂回收利用，滤液为DMC、甲醇和未反应的 MC，送入精馏塔12分离，塔底釜液MC返回到DMC反应器10，塔顶得到DMC 和甲醇混合液进入萃取机15,萃余相甲醇至甲醇罐，萃取相为萃取剂和DMC混 合液进入精馏塔塔16分离，塔顶得到产品DMC，塔底为萃取剂返回至萃取机中 循环利用。

21、带控制点的工艺流程图（见附录四）工艺流程计算机仿真模拟Aspen plus进行流程模拟图如下：注：红色线表示公用工程原料混合甲醇 尿素S1主原料为尿素与甲醇，尿素通过总厂合成提供，厂区设置一个甲醇储罐、一 个混合釜，来自总厂的尿素在混合釜中溶解于甲醇中并进行充分的混合，原料进 料比甲醇:尿素=4:1 （摩尔比）。MC的合成SEP1氨气MC、甲醇和尿素甲醇和尿素反应生成氨基甲酸甲酯和氨气。充分混匀的尿素和甲醇进入MC反应釜中，反应过程中不断的加入氮气，带走生成的氨气，使反应向正方向进行。 在生产氨基甲酸甲酯所用的反应釜上设有分馏柱，是反应过程中汽化的甲醇冷凝 并返回反应釜，氨气通过分馏柱并进入冷

22、凝器内使未冷凝的甲醇冷凝，并回收处 理，氨气去总厂的合成氨分厂：釜内初始温度加热到 66 ，常压，搅拌速度 600r/min，氮气进气速率为1l/s，反应时间为4个小时。在反应釜下部设置一取 样点，以便进行抽样检验，确保产品质量合格。塔釜液含有产物氨基甲酸甲酯、 原料尿素及甲醇。MC反应液的分离气相流程：少量甲醇和氨气的混合气经过一个冷凝器后，甲醇冷凝为液态直 接返回至甲醇罐，氮气、氨气及未冷凝的甲醇从冷凝器出来进入脱甲醇塔中进一 步脱去甲醇，未被吸收的氨气与氮气的混合物回总厂合成氨车间，脱甲醇塔使用 沸石进行吸附，沸石易得且价格比较便宜。液相流程：反应完成后，氨基甲酸甲酯、未反应的尿素及甲醇

23、打入缓冲罐，再经 过预热达到泡点温度进入精馏塔进行分离。常压精馏，精馏塔塔顶温度63.4， 馏出物为液态甲醇，作为反应原料回甲醇罐内；塔釜温度174.3，釜液为氨基 甲酸甲酯和未转化的尿素混合液。釜液打入缓冲罐，并以一定的流量打入DMC 反应釜中，进行碳酸二甲酯的合成反应。DMC的合成DMC、甲醇、催化 剂、MC的混合物MC及少 量尿素= NH3去合成氨甲醇与氨基甲酸甲酯合成碳酸二甲酯。氨基甲酸甲酯、尿素混合液进入碳酸 二甲酯反应器进行反应，期间不断的通入甲醇和氮气：使得原料甲醇：氨基甲酸 甲酯=10:1 （摩尔比），氮气进气速率为1l/s，一方面带出氨气，另一方面提供反 应所需的压力。碳酸二

24、甲酯反应釜内部反应条件设计为：温度 170，压力 1.5MPa，搅拌速率为600r/min，MC：催化剂=1： 0.15 （质量比）。由于该反应为 可逆的吸热反应，而且进行程度较小，所以应该采取较高的温度以及不断分离出 产品的方法来促进反应的进行，得到产量和质量符合要求的碳酸二甲酯产品。4.3.5 DMC产品精制DMC反应完成后，液体混合物进入缓冲罐，再经换热至泡点温度后打入精 馏塔进行精馏分离。常压精馏，塔顶温度为65，馏出物为DMC和甲醇，DMC 和甲醇经冷却后进入萃取机进行萃取，萃取剂选用糠醛，常温常压下萃取分离。 塔底温度172.6，釜液为未转化的氨基甲酸甲酯，返回DMC反应釜。萃取机

25、 是一种新型萃取设备，国内有许多厂家生产，而且该设备的处理量范围较大，种 类较多，可以用一个设备完成多级萃取，避免了多个萃取塔同时工作带来的不便 及设备安装和管道铺设的复杂，减少了工厂的成本。萃余相为甲醇，送至甲醇缓冲罐；萃取相为糠醛和DMC的混合液，送至缓 冲罐中，经过换热至泡点温度进入精馏塔中进行分离。常压精馏，塔顶温度为 90.3，馏出物为纯度99.7%的DMC，经换热至常温后作为产品储存。塔底温度 153.3，馏出物为糠醛和极少量的碳酸二甲酯返回萃取机，萃取过程中也需要 不断加入新鲜的萃取剂。糠醛返回萃取机循环利用第五章 厂址选择选址原则厂址选择是化工装置建设的一个重要环节，也是一项政

26、策性、技术性很强的 工作。厂址选择对工厂的建设进度、投资数量、经济效益、环境保护及社会效益 等方面都有重大影响。由于只有厂址选择确定之后，才能估算其建投资额和投产 后的生产成本，才能对经济效益、环境影响、社会效益进行分析评估，判断项目 的可行性，因此厂址选择工作是可行性研究的一部分，在有条件时，也可在编制 项目建议书阶段进行。厂址选择的主要影响因素：原料、能源、水源和环境。厂址选择的基本原则：1.厂址宜选在原材料、能源较丰富或供应方便的地区。2.厂址宜选在水资源丰富、水质较好的地区。3.厂址应具有较便利的运输条件。4.选厂应注意节约用地、少占耕地。5.选厂应注意对当地的环境保护。6.选厂应考虑

27、周围的协作关系。7.其他一些注意事项（避免在地震断层和基本烈度9度以上的地震区，易遭受洪 水、泥石流、滑坡的危害的山区，又开采价值的矿藏地区，国家规定的历史文物、 生物保护和风景旅游点）。厂址选择综合考虑以上几项因素，我们的工厂选择建在河南省新乡市经济开发区，以 河南省心连心化肥厂为依托。经济开发区的整体环境优良。拥有丰富的自然资源 和土地资源；拥有充足的劳动力供应，完善的生产、生活配套设施；拥有科学的 产业规划和良好的产业发展基础。我们将工厂建于此地必有良好的收益。工厂所 在位置如图中绿色标记处。上争方庄镇t八里覆洪洲乡褚丘乡-X拔回乡二忌市一二一&张村乡O再期坊后乡7-上乐村镇新镇镇T能产

28、船碑好盘- W7一1二- V斯左多马庄争一修武县原艮住梧北乡: 蚌蚕百囹犬村母J洱立读r 1一. 祝楼乡 GW7 &T 镇 ：./ .套获嘉县 妻磐哽注镇上1一 an/ 新乡市东屯镇肝城乡a-朱蹇刍c朗公庙镇LZ 0 /福亍生多师寨镇原汨县牛屯目王楼乡 ”塔铺乡他林学 0 一. 一忌疾审f=司震戋FQOOfc. .以肝阿多路双岁O延冲县X院圄乡 居题名芳街乡梁双多皓门山应基镇F巧、气候概况新乡市地处河南省北部，北依太行，距首都北京600公里；南临黄河，距 省会郑州80公里。高新技术开发区地处位于新乡市东南部，毗邻新乡市市区，距 离市区中心4公里。与市区及省内交通贯通，依托市区、紧邻环城公路。新

29、乡市位于东经11323，北纬3453，属暖温带大陆性季风型气候，年平 均气温14C,年平均降水量为606.7毫米，降水量时分布不均年际变化较大，汛 期七、八、九三个月降水量约占全年总降水量的70%左右，风向以东北风为主 导，多年平均风速2.5米/秒。总厂介绍河南心连心化肥有限公司是2007年6月20在新加坡主板上市的化肥厂，位 于新乡经济开发区。公司下辖6个子公司、2个分公司，构建了以化肥生产为主、 相关经营为辅的企业集团架构。占地面积60多万平方米，目前公司下辖三个分 厂，年生产能力尿素120万吨、复合肥30万吨、甲醇15万吨，发电5亿千瓦时。 现有员工3000多人，其中各类专业技术人员50

30、0余人。拥有固定资产20亿元。 河南心连心化工有限公司，运营稳定，2005年总产值71150万元，利税13796万元，同比增长 21.4%。公司曾荣膺“全国化肥生产先进企业”、“河南省明星民 营企业”、“新乡市环保诚信单位“等荣誉。心连心化肥畅销河南、山东、江苏、 安徽、广东、东北等地，远销韩国、东南亚等地区。 “心连心”商标被河南省 工商行政管理局认定为“河南省著名商标”。选址优势交通便利新乡市交通便利。京广、太石两条铁路在此交汇，每天在新乡停靠的旅客列 车达66列，从新乡可直达18个省的省会；106、107国道穿境而过，它连接12 条省道、45条县道、170条乡道。高新区东接107国道，与

31、京珠高速公路相连， 北上600公里直达北京国际机场，南下100公里直达省会郑州国际机场。继续东 向入310国道500公里可达连云港，或经106、104国道货车11个小时到达天津 港。更为重要的是新乡市经济开发区北距京广铁路1公里，南距107国道3公里， 交通便捷。为心连心化肥有新公司及我们所要建的碳酸二甲酯分厂的原料产品的 运输提供了便利的运输条件。原料丰富目前心连心化肥厂的年生产能力尿素120万吨、复合肥30万吨、甲醇15万 吨，足以保证碳酸二甲酯分厂的尿素及甲醇的供应。包括DMC分离过程中用到的 糠醛总厂也可提供，只有生产中的催化剂可可能需要从其他地方购得，这样降低 了生产成本。基础设施齐

32、全新乡经济开发区经过15年的建设与发展，建成区面积达12平方公里，基础设 施辐射15平方公里，形成了六纵九横主次干道路网络，水、电、通迅等各种基础 配套设施齐全，实现了“七通一平”的建设条件。供水：开发区供水已纳入新乡市供水系统，日供水能力为36万立方米。供电：区内设有段村变、杨村变、高新变三座变电站，装机容量分别为2x3.15 万千伏安一座、2x4万千伏安两座。供气：煤气管道并入新乡市煤气管网，日供气能力达10万立方米。通讯：通讯设施具有国际先进水平，可提供国际、国内电话服务。路网：区内已形成“六纵十横”的道路网络 ，供 水、 雨水、污水、供电、 燃气及电讯等设施配套齐全，建设用地平整。公交

33、：区内有3处公交首末站和8条公交线路。市场所在地目前，DMC作为半成品，广泛应用于医药、固体光气、农药、PC及其他领 域。据估计，我国DMC的年需求量将达3万t以上，而我国的DMC绝大部分 依靠进口，这些都为未来的DMC市场开拓了巨大空间。由此可见,DMC在我国 具有极大的市场潜力。目前，新乡经济开发区内共有工业企业238家，特别是区内的生物新医药工 业园规划面积1700亩，主要依托华兰生物工程有限公司的血液制品项目发展以 生物技术为核心的高新技术产业。如今，生物新医药工业园已形成了生物制药、 生物化学工程等产业的聚集地。目前，已有华兰血液制品、佐今明中药制剂、李 炸药用包装材料等产品在园区内

34、投入生产。这都为DMC的销售提供了广大的市 场。政策鼓励对于投资企业入驻聚集区，按照“新乡县鼓励支持投资暂行办法”（新政文 2005121号）均能享受相应的优惠政策。1、经营期限十年以上的生产性企业，固定资产投资（不含土地投资，下同） 在100万元以上的，自开业之日起，企业所得税留成部分的第一至第二年全部奖 励给企业，第三年至第五年减半奖励给企业；固定资产投资在500万元以上的， 自开业之日起，企业所得税地方留成部分第一至第三年全部奖励给企业，第四至 第七年减半奖励给企业；固定资产投资在3000万元以上的，自开业之日起，企业 所得税地方留成部分第一至第五年全部奖励给企业，第六年至第十年减半奖励

35、给 企业。2、凡在新乡经济开发区投资的生产性企业，经营期限在十年以上，固定资 产投资在500万元以上的，自开业之日起，企业所得税地方留成部分第一年至第 五年全部奖励给企业，第六年至第十年减半奖励给企业；在享受所得税地方留成 部分奖励期间，凡当年增值税地方留成部分在50万元至100万元之间的，20%奖 励给企业；100万元至150万元之间的，30%奖励给企业；150万元至200万元之间 的，40%奖励给企业；200万元以上的，50%奖励给企业。3、固定资产投资100万元以上的生产性企业在申报、建设期间，属于本县征 收的行政事业收费全部免缴。凡在新乡经济开发区投资，固定资产投资100万元 以上的生

36、产性企业，在申报、建设期间，免缴一切行政事业收费，必须缴纳的， 由财政部门垫付。4、固定资产投资在500万元以上的企业，自开业之日起三年内，按规定缴纳 的教育附加，地方财政按已缴纳的等额资金奖励给企业。固定资产投资在1000 万元以上的企业，自开业之日起五年内，按规定交纳的教育附加，地方财政按已 缴纳的等额资金奖励给企业。第六章 物料衡算和热量衡算6.1工艺流程物料衡算物料衡算的理论基础是质量守恒定理。它是指进入一个装置(或设备)的主 物料的量(包括损失量)和系统内部积累起来的物料的量，即研究某一体系内进 出物料量及组成的变化。进行物料衡算时，首先必须确定衡算的体系。对一般体 系，均可表示为：

37、物料的积聚率=物料进入率-物料流出率+反应生成率-反应消耗率当系统没有化学反应时，则：物料的积聚率=物料进入率-物料流出率在稳定状态下有：物料进入率=物料流出率年产碳酸二甲酯 50000 吨，每年按 300 天计算，每天生产量 =50000/300=166.67吨，采用间歇反应，以1天为单位进行衡算，计算如下：(1) MC反应釜原料经混合溶解后通入MC合成釜进行反应，尿素转化率为95%, MC选 择性为98%。进料量：甲醇15452.9 Kmol尿素 3863.23Kmol甲醇 + 尿素 MC + NH3相对分子质量： 32.0460.0675.0717反应完成后各组分的质量：甲醇=(1545

38、2.9-3863.23*0.95)*32.04/1000 = 377.522吨尿素= 3863.23*60.06*0.05/1000 = 11.60吨MC = 3863.23*0.95*0.98*75.07/1000 = 270.002吨NH3 =3863.23*0.95*0.98*17/1000 = 61 吨MC反应釜温度设定为60-70度，压力为常压，反应结束后降至常温，因此气态 甲醇的含量可以忽略。(2)进入精馏塔的物质及含量：甲醇= 377.522*1000/32.04=11782.8 Kmol尿素=11.60*1000/60.06=193.14MC =270.002*1000/75.

39、07=3596.67Kmol设塔顶出料为D,含甲醇的摩尔分数为0.96，含MC为乂乂塔底出料W,含甲醇 的摩尔分数为0.03,含MC的摩尔分数为0.95 TOC o 1-5 h z D*0.96 + W*0.03 = 6285.75(1)D*(1-0.96-XMC)+ W*(1-0.95-0.03) = 193.14(2)D*XMC + W*0.95 = 3596.67(3)由以上三式得 D=6433.8 Kmol , W=3641.7 Kmol , XMC=0.021DMC反应釜进入DMC合成反应釜的物质及含量(该步反应收率为0.554)MC = 3641.7*0.95=3459.6 Kmo

40、l尿素= 3641.7*0.02 = 72.8 Kmol甲醇= 10*3459.6 = 34596 Kmol甲醇 + 尿素 M C + NH3相对分子量： 32.0460.0675.0717剩余反应物：甲醇= 34596-72.8*0.95 = 34526.8 Kmol尿素=72.8*0.05 = 3.64 Kmol生成 MC=72.8*0.95*0.98=75.1 Kmol据文献值，DMC合成反应中，MC转化率为90%，DMC选择性为83.3%。最终参加第二步反应的物质：甲醇= 34526.8 KmolMC =3459.6+75.1=3534.7 Kmol甲醇 + MC DM C + NH3

41、相对分子量： 32.0475.0790.0717反应完成后各组分含量：甲醇= 34526.8-3534.7*90%*83.3%=31875.8 KmolMC =3534.7 - 3534.7*0.9= 353.47KmolDMC =3534.7*0.9*0.833 = 2651 KmolNH3 =2651KmolDMC精制工段最终产出DMC的纯度为99.7%，萃取率为98.8%,初步精馏回收率为70.8%。 每天产出 DMC 质量= 2651*98.8%*70.8%*99.7%*90.08 = 166.66 吨/天 可见物料衡算结果与设定产量相符，物料守恒。Aspen模拟结果验证：整个流程涉及

42、到以下反应：NH2cONH2 + CH30H _ NH3COOCH3 + NH3NH2cOOCH3 + CH30H 1 (CH3O)2CO + NH3上两个反应的总反应为：NH2CONH2 + 2CH30H (CH3O) 2CO + 2NH3 由Aspen模拟结果得到以下数据表：(1)MC的合成质量流量kg/hr进料混合物流出料混合物流出料气体出料液体CH4O20631.012315731.1405015731.14CH4N2-019667.03126483.3515630483.3516NH302604.305082578.2620226.04305MC011479.1485011479.1

43、5温度C25666666物流焓值J/kmol-257599817-142997613-44415394-1.8E+08物流焓值J/kg-6842894.5-3798608-2607982-4227187物流焓值J/s-57590644-31969450-1867794.7-3.3E+07物流熵值J/kmol-K-276382.68-113986.07-94279.288-160721物流熵值J/kg-K-7341.8434-3027.9416-5535.8889-3788.74MC反应液的分离质量流量kg/hr进换热器物流进精馏塔物流塔顶出料塔底出料CH4O15731.140515731.14

44、0515731.04030.100239CH4N2-01483.351563483.3515636.00E-12483.3516NH326.043050826.043050826.04305081.39E-09MC11479.148511479.14851439.2321710039.92温度 C257563.3614587174.3222物流焓值J/kmol-183517193-168898897-225009677-4811922物流焓值J/kg-4326132.4-3981528.8-6694819.5-64838.8物流焓值J/s-33310839-30657422-31979508-

45、189534物流熵值J/kmol-K-169465.04-131514.48-216403.2314432.27物流熵值J/kg-K-3994.8748-3100.2493-6438.7478194.4693DMC的合成质量流量kg/hr进料混合物流出料混合物流出料气体 出料液体CH4O46188.873942716.834042716.834CH4N2-01483.351563000NH31.39E-091845.405661826.95161.85E+01MC10039.91633114.1447903114.14479DMC09035.8163609035.81636温度C36.9540

46、015170170170物流焓值J/kmol-217689788-201148201-40408339-213370653物流焓值J/kg-6077497-5615680.6-2372696-5738155.2物流焓值J/s-95741077-88466003-1204111-87483356物流熵值J/kmol-K-211002.3-138207.19-106401-143889.34物流熵值J/kg-K-5890.7948-3858.4857-6247.653-3869.6013(4) DMC产品提纯质量流量kg/hr初分混合物流初分塔底物流终分塔底物流产品物流CH4O42716.8340

47、.000724800CH4N2-010000NH31.85E+012.70E-1300MC3114.144793102.3698700DMC9035.816360.03610029632.2603458267.26569C5H4O-010014386.236726.5972712温度C67172.608326153.29867925物流焓值J/kmol-23943825114078780.3-196548716-606045417物流焓值J/kg-6439188.5187550.222-2051301.8-6726595.5物流焓值J/s-98171241161626.963-8557630.

48、6-15497073物流熵值J/kmol-K-195939.7937946.3227-225963.32-496822.95物流熵值J/kg-K-5269.3886505.501262-2358.2904-5514.3177由以上数据表得整个系统出物流量如下：质量流量kg/hr进料出料CH4O20631.012346188.7715731.0442716.83CH4N2-019667.03126000NH3002578.2621826.952DMC009035.816MC001439.2323102.37每小时进入系统的质量为：Min=20631.0123+9667.03126+46188.7

49、7=76486.8 (Kg/hr)反应后出系统的物料流量为：Mout=15731.04+42716.83+2578.262+1826.952+9035.816+1439.323+3102.37=76430.6(Kg/hr)整个过程中质量差为Min- Mout =76486.8-76430.6=56.2(Kg/hr)质量守恒。6.2工艺流程热量衡算根据能量守恒定律：输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量本厂所需主要设备有反应器、泵、换热器、精馏塔、缓冲罐等。输入整个生 产系统的能量主要有加热剂带入的能量和进入物料的焓，输出的能量有冷 却剂带走的能量和输出物料的焓。对于连续系统：Q +W=

50、ZHout - 5nQ设备的热负荷。W输入系统的机械能。ZHout离开设备的各物料焓之和。ZHin进入设备的各物料焓之和。MC的合成反应器热负荷准引也现怪的皿2恒 3对于反应器ZHin= -57590644 WZHout = -31969450 WZHout - ZHin =-31969450-(-57590644)=25621194 W分离器1热负荷2 d叱-24473133独h.对于分离器 1 ZHin= -31969450 WZHout =-1867794.7-33000000=-34867794.7WZHout - ZHin =-34867794.7 -(-31969450)=2898

51、344.7W该工段需加入的功为W二(25621194-25621007.2)+( 2898344.7+2447313.9)=53458456WMC反应液的分离换热器热负荷用c3at期后2653417.35 Iw5tt对于换热器W=02Hm= -33310839WSHout = -30657422W2Hout - SHin = -30657422-(-33310839)=2653417W=Q精馏塔热负荷6必I-50S7737.7 |wt对于精馏塔 SHin=-30657422WSHout =-31979508-189534=-3216904.2WSHout - SHin = -3216904.2

52、- (-30657422) =27440517.8W精馏塔需外加功 W= 27440517.8-(-5087737.7) = 32528255.5WDMC的合成反应的热负荷为H.己也两标T两三对于反应器SHin= -95741077 WSH；t = -88466003 WSH：ut - SHin =-88466003-( -95741077) = 7275074W分离器2的热负荷为印加：苕4Mb Watt 对于分离器SHin= -88466003 WSH： = -1204111-87483356=-88687467 WSH：ut - SHin =-88687467-(-88466003) =-

53、221464 W=Q第七章热量集成换热网络优化是设计一个由热交换器、辅助加热器和辅助冷却器组成的换热 网络，使系统中所需要加热或冷却的过程物流都达到规定的出口温度，并使系统 的总费用最小。最优换热网络包括各个换热器、辅助加热器和冷却器的热负荷分 配和布局最优，即系统结构的设计最优,也包括在给定的系统结构条件下，换热设 备本身的设计最优。目前换热网络设计的方法有很多种，例如夹点设计法、双最小换热温差法、 人工智能法、神经网络模型法、遗传算法等。本厂工艺设计采用了尿素甲醇直接法合成碳酸二甲酯，原料尿素和甲醇都由 本分厂的总厂河南省新乡市心连心化肥厂自给自足。整个流程能量消耗主要发生 在原料的预热和

54、精馏段各塔的再沸器。本工艺在设计中，加热和冷却介质都来自 公用工程，加热介质采用0.8Mpa的低压蒸汽，冷却介质采用20度的冷却水。 本次换热网络的设计是基于Aspen Energy Analyzer完成的。7.2设计结果首先将ASPEN PLUS流程模拟文件导入Aspen Energy Analyzer，得到物流数据。物流分为吸收热量的冷物流和放出热量的热物流（蓝色箭头代表冷物流被加热，红色箭头代表热物流被冷却）。具体数据如下表NameInle-T C| utle:T ClM 二p kJ/C-hlEnthalpy kJ/hV/1l_To_V/10/175.0-4.321e004W4l_To_

55、W4口z175.0170.57.796e4-005W3_To_W30/20.020.51.2S6e+00?6.43164-006W3_To_W20z33.036.41.943e+00E3.573ei-007W3_To_W50/20.045.03.9O05+OOJ9.757ef005S22_To_S23z25.0102.04.003e+0043.082e4-006S17_Ta_S19/E6.125.01.6053+00E6.431 ef 006Sl4_Ta_S16z170.067.03.34064-007S5_To_S6/EE.O25.03.6905+00-12.74364-006S6_To_S

56、7/25.075.09.552ef006S24_To_S26/90.325 0i 4加+nn9757ei-005S9_Ta_S10/174.3170.01.5523+00-16.708ef004T o CondeneerT 203_TO_S 24D uplicateJ91.290.3一4413e4-006T a CondenserT 101 _TO_S 0/95.463.41.33264-007To Fi eboilerT2C2_T0_S 16z172.6173.17.197e+00f3.590rrOO7ToReboilerT203_T0_S25/140.6153.35.6S6ei-006To

57、 ReboiertTI01_TO_S9Duplicatez172.3174.31.287ei-007T o CondenserT 202_TO_S 17D uplicate/E7.265.15.465ei-007R101_heat/25.066.02.2505+00E9.22464-007R201 heatz37.0170.01.9693+00E2.61964-007由软件Aspen Energy Analyzer作出温焓图和总组合曲线，并确定夹点温度值和最小的冷热公用工程用量。夹点温度为2度，验证本换热网络合理。Composite Curvesj COOO 5 LiOte-bOO； 1 Li

58、OOh-bOOS ,LSOOy-bOOS3口口口勺口 口日26口匚旧十口何Enthalpy (kJQ)一3FsdE9l温焓图Grand Composite Curve总组合曲线O)岂君0doialRange Targets(一.三色母1.8针烟躯照十倡剧加 W0国加 100 W MQ1和-B- htotuuiriyTargetDeltaTmln (C)热量利用目标曲线Range T ar gets5 .00008?.OD&+0QT,OOe+0073lJ0O&+OO72 iJOe+OOT1日。方山QEI 0s00840 SO 10u120 MQ 1MDeltaTmin (C)冷量利用目标曲线本方

59、案的换热网络如下：本工艺流程所用冷却器较多，且温差小，冷却水出口温度不能达到冷物流需 要加热到的温度，循环下水经处理后作为生活洗浴用水，加热蒸汽返回总厂循环 利用。第八章设备设计与选型精馏塔的设计概述精储塔分为板式塔和填料塔，其优缺点各不相同，需根据实际情况而定。 板式塔属于逐级接触式，在每一块塔板上两相呈均匀错流接触。填料塔是微分接 触式，填料塔应用也很广泛的，但是它操作范围小，对液体负荷变化敏感，不适 宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，填料塔涉及液体均布问题在气液接触 需冷却时会使结构复杂。通常板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。填料塔更适合塔径不是很大， 腐蚀性物系，而且适合真空操

60、作。由于该操作中有微量尿素，在停车操作中易结 晶，所以我们选用板式塔。板式精储塔设计型计算就是在给定生产任务的情况下确定塔板数。先由全塔 物料横算确定操作回流比，再将再沸器看做一块理论板，确定提储段操作线方程， 由相平衡关系求出再沸器液体组成，最后进行逐板法或图解法计算该塔理论板 数。板式精储塔的结构如下图：筛板精镭塔塔应J精馏塔的设计计算以T202为例，其详细的计算过程见附录一，具体的强度计算书见附录一。精馏塔设备列表对于其他精馏塔的计算，都是根据上述过程进行设计计算，具体设备列表见 附录三(设备一览表)。精馏塔设备图见附录九换热器的设计概述换热前传热方式的不同可分为混合式、蓄热式和间壁式。