年产8万吨邻苯二甲酸二辛酯(DOP)生产车间初步工艺设计

本文格式为Word版，下载可任意编辑——年产8万吨邻苯二甲酸二辛酯(DOP)生产车间初步工艺设计海南大学材料与化工学院

化工课程设计

说明书

题目：年产8万吨邻苯二甲酸二辛酯（DOP）

生产车间初步工艺设计

学号:20230124071姓名：张波年级：2023级学院：材料与化工学院专业：化学工程与工艺指导教师：XXXXX完成日期：2023年6月19日

摘要

邻苯二甲酸二辛酯,简称DOP。分子式：C24H38O4是重要的通用型增塑剂，是目前国内外用量最大的增塑剂之一，广泛用于橡胶、塑料和医药工业用途广泛，在国民经济中占有十分重要的地位。经过分析比较各种生产原料、合成工艺后，本设计工艺流程是采用串联多釜反应器连续酯化技术，催化剂是采用氧化铝与辛酸亚锡以1：1比例复配催化剂年产8万吨邻苯二甲酸二辛酯，以满足国内需求。

本设计遵循“技术成熟，工艺先进、设备配置科学、环保安全、经济效益〞等原则，在比较国内外各种先进生产方法、工艺流程和设备配置基础上，选用是从苯酐和异辛醇出发经过酯化反应、脱醇、精制得到产品的工艺路线生产邻苯二甲酸二辛酯。设计的重点是生产工艺设计论证、工艺计算及设备设计选型，附有带控制点的工艺流程图，主要生产设备结构尺寸图，生产车间的设备配置图。最终部分考虑环境保护和劳动安全，以达到减少“三废〞排放，加强“三废〞治理，确保安全生产，消除并尽可能减少工厂生产对职工的伤害。

表2进料温度及与釜反应温度

PA1702一EH175催化剂20釜1190釜2200釜3210釜4220釜5230(5)停留时间：约7h，酯化釜体积27.4m3(6)酯化釜搅拌器转速：74r／min(7)总转化率：约99．5％2.2脱醇工序

由于酯化反应是在过量醇的条件下进行的，必需将粗酯中的醇脱除，回收重复利用。本设计采用真空降膜脱醇工艺，热能利用合理，脱醇效率高，可脱醇至1％左右。脱醇工艺参数确定如下：(1)进料粗酯温度：230℃(2)进料粗酯含醇量：16％～17％(3)降膜脱醇真空度：30mbar(4)加热蒸汽压力：20ba2.3中和、水洗工序

由于在酯化过程中会生成一些酸性杂质，如单酸酯等，本设计采用参与Na0H水溶液进行中和，生成可溶于水的钠盐与酯分开。中和水洗工艺参数确定如下：(1)Na0H水溶液浓度：0．3(wt％)(2)水洗温度：95℃(3)粗酯：碱=6：1(vo1)(4)中和搅拌转速：180r／min(5)水洗搅拌转速：50r／min(6)NaOH单耗：0．4kg／tDOP

(7)中和水洗后酸值：0．01～0．02KOHmg／DOP2.4汽提工序

汽提是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，本设计采用过热蒸汽直接减压汽提工艺。汽提枯燥工艺参数确定如下：(1)粗酯人塔温度：140～1600C(2)汽提塔顶部真空度：40mbar

(3)枯燥塔顶部真空度：99mbar(4)粗酯量：汽提蒸汽量：10：1(wt)

(5)枯燥塔出口酯中含水量：0．01％～0．05％(wt)2.5过滤工序

在粗酯中参与吸附剂和助滤剂，脱除粗酯中含色素的有机物和吸附脱除残存的催化剂和其它机械杂质，以保证DOP产品外观的透明度和纯度。本设计采用二级过滤工艺，粗滤采用时间程控的芬达过滤器，精滤采用多层滤纸。过滤工序工艺参数确定如下：(1)粗酯温度：90℃

(2)芬达过滤器粗滤周期：48h(3)精滤后DOP色值：10～15(HAzEN)

3.生产工艺流程图及其说明

3.1DOP生产工艺流程简图（见图1）苯酐、异辛醇催化剂、N2NaOH无离子水助滤剂一级酯化二级酯化中和水洗汽提脱醇枯燥过滤废水图1DOP工艺流程方块图

滤液产品3.2生产工艺流程说明（参考CAD图纸Ⅰ：工艺流程图）

熔融苯酐和辛醇以一定的摩尔比[(1:2.2～1:2.5)在130-150先制成单酯,再经预热后进入四个串联的阶梯式酯化釜的第一级.非酸化催化剂也在此参与.其次级酯化釜温度控制不低于180,最终一级酯化温度为220～230,酯化部分用3.9MPa的蒸汽加热.邻苯二甲酸单酯的转化率为99.5%～99.9%。为了防止反应混合物在高温下长期停留而着色，并加强酯化过程，在各级酯化釜的底部都通入高纯度的氮气（氧含量＜10mg/kg中和，水洗是在一个带搅拌的容器中同时进行的。碱的用量为反应混合物酸

值的3～5倍。使用20%的NaOH水溶液，当参与无离子水后碱液浓度仅为0.3%左右。因此无需在进行一次单独的水洗。非酸性催化剂也在中和、水洗工序被洗去。然后物料经脱醇（1.32～2.67kPa,50～80℃）、枯燥（1.32kPa,50～80℃）后送至过滤工序。过滤工序不用一般的活性炭，而用特别的吸附剂和助滤剂。吸附剂成分为SiO2、AL2O3、Fe2O3、MgO等，助滤剂（硅藻土）成分为SiO2、AL2O3、Fe2O3、CaO、MgO等。该工序的主要目的是通过吸附剂和助滤剂的吸附，脱色作用，保证产品DOP的色泽和体积电阻率两项指标，同时除去DOP中残存的微量催化剂和其他机械杂质。最终得到高质量的DOP。DOP的收率以苯酐或以辛醇为99.3%。

回收的辛醇一部分直接循环到酯化部分使用，另一部分需进行分馏和催化加氢处理。生产废水（COD值700～1500mHg/L）用活性污泥进行生化处理后再排放。本工艺流程特点：原料简单，工艺流程短，物料循环使用，生产效率高。

三、工艺计算

1、物料衡算

1.1设计生产能力

DOP年生产能力为年生产30000吨/年，设工作日为330天DOP30000吨年生产日330天日产DOP30000÷330=90.90吨

每小时DOP的产量生90.90÷24=3.79吨要求DOP的生产规格

产品规格：一等品DOP含量99.5%每小时要得纯DOP为：3.79×99.5%=3.77吨设整个过程之中DOP损失量为4%

则实际每小时产纯DOP为3.77÷（1－4%）=3.93吨

分子量：苯酐148.12异辛醇130.0DOP390.3H2O181.2一级酯化段物料计算根据一级酯化反应式：

二级酯化反应式：

第一步酯化转化率为100%，其次步酯化转化率为99.5%.一小时一级酯化反应釜

进釜苯酐的量为：3.93×1000÷390.3÷0.995=10.12kmol根据投料比苯酐：异辛醇=1:2.3异辛醇投入量为10.12×2.2=23.28kmol

异辛醇一部分作为带水剂与水一起出釜，异辛醇经冷凝器冷却再回流至反应釜中，经测定回流比为2.5，设回流异辛醇量Xkmol则出釜异辛醇为2.5Xkmol总异辛醇量(23.28+X)kmol出釜异辛醇量为2.5X=23.28—10.12+XX=8.77kmol

总异辛醇为23.28+8.77=32.05kmol出釜异辛醇为21.93kmol单酸酯的量10.12kmol1.2二级酯化段釜1物料计算

+H2O进釜异辛醇21.93kmol单酸酯的量10.12kmol

氧化铝与辛酸亚锡复配催化剂量0.12kmolN23m3/h出釜设转化率为X

第一釜DOP产量为10.12Xkmol其次釜DOP产量为10.12X（1-X）kmol第三釜DOP产量为10.12X（1-X）kmol第四釜DOP产量为10.12X(1-X)(1-X)kmol第五釜DOP产量为10.12X（1-X）(1-X)(1-X)kmol所以

10.12X+10.12X(1-X)+10.12X(1-X)+10.12X(1-X)2+10.12X(1-X)3≤10.12X=0.523即反映的转化率为X=0.523

DOP的物质的量nD?10.12?0.523?5.29kmol/h异辛醇量为nB?21.93?5.29?16.64kmol/h单酸酯的量10.12－5.29=4.83kmol/h氧化铝与辛酸亚锡复配催化剂量0.12kmol

产生的水的物质的量n水=10.12?0.523?5.29kmol/h

异辛醇一部分作为带水剂与水一起出釜，异辛醇经冷凝器冷却再回流至反应釜中，经测定nB:n水=2.5:1。所以nB=5.29?2.5=13.23kmol/hN23m3/h,转化为摩尔流量：

3?101500?0.121kmol

8.314?303.15

∴每一小时将有：出反应釜。

V?nRT(0.121?5.29?13.23)?8.314?473.15??722.46m3

排p101.5001.3酯化工段物料衡结果

表4．一级酯化段物料衡算表

入塔苯酐异辛醇单酸酯出塔苯酐异辛醇单酸酯量（kmol/h）26.9680.860量（kmol/h）053.9026.96摩尔含量（%）25.075.00摩尔含量（%）066.6733.33

表5二级酯化段釜1物料衡算表

入釜异辛醇单酸酯氧化铝与辛酸亚锡N2水DOP量（kmol/h）53.9026.960.320.3221600出釜异辛醇单酸酯氧化铝与辛酸亚锡N2水DOP量（kmol/h）39.8012.860.320.3221614.1014.102.热量衡算

表6各物质比热容物质Cp,m/kJ/(mol.k)(303K）异辛醇苯酐邻苯二甲酸一辛酯注：A苯酐；B异辛醇;C邻苯二甲酸一辛酯

0.28560.25590.4523Cp,m/kJ/(mol.k)(423K）0..34540.28290.5347Cp,m/kJ/?mol.K?0.31550.26940.4935ΔfHm?298K?/kJ/mol-373.2-672.6-1120.61.预热器显热计算：

预热器采用3.9MPa蒸汽将原料先预热到1500C

QA=nACp,mA?T=10.12?269.4?[(150?30)?273.15]?1.072?106kJQB=nBCp,mB?T?32.05?315.5?(120?273.15)?3.975?106kJ2.反应釜热量的衡算以一级酯化反应釜为例：

连续釜式反应器可看成为一敞开物系，根据热力学第一定律，其热力学衡算式可表达为：

?H?q

式中：?H————物系焓变及反应焓变，kJ;q————物系与环境交换的热。由于反应是在恒温下进行，所以物系焓变为零。

反应焓变的计算如下：

A(l，423.15K)+B(l,423.15K)?H7C(l,423.5K)?H1

?H4

A(l，404.75K)?H2?H6

A(s，404.75K)

?H3?H5

A(s，298.15K)+B(l,298.15K)C(l,298.5K)?H1?nACp,m?T??10.12?269.4?(423.15?404.75)??0.502?105kJ/h由于在恒温恒压下进行，所以?H2=-32kJ/h?H3?nACp,m?T??10.12?269.4?(404.75?298.15)??0.291?106kJ/h?H4?nBCp,m?T??32.05?311.5?(423.15?298.15)??1.248?106kJ/h

?H5?nC(?fHmC??fHmA??fHmB)?10.12(?1120.6?672.6?373.2)??0.757?106kJ/h?H6?nC?Cp,mC?T?10.12?493.5?(423.15?298.15)?0.624?106kJ/h

所以：?H7??H1??H2??H3??H4??H5??H6??1.73?106kJ/h

故反应物系将放出-1.73×106kJ/h，为保持反应在恒温下进行，需在夹套中冲一定流量的冷却水。3.换热器的热量衡算

分子量：苯酐148.12异辛醇130.0DOP390.3H2O18

由于反应温度在2000C以下进行，两流体温度变为：热流体进入换热器的温度为1900C，出口温度定为700C；冷流体（循环水）进口温度为250C，出口温度为600C。Q1=mcp△T,△T=1300CA-异丙醇B-水C-N2mA=nAMA=16.64×130=2163.2kg/hmB=nBMB=5.29×18=95.22kg/hmc=ncMc=0.121×14=1.694

Q1=mcp△T=2163.2×1.97×130+95.22×4.34×130+1.694×0.771×130=553995.52+53723.124+169.789=607888.43KJ/h

表10入冷凝器的气体的比热容

组分比热容异辛醇200C0水200C4.5055.2953723.1240N2060C060C4.182200C0.7960.121169.789060C0.7460KJ/(kg.℃)组成kmol产生热Q1kJ/h2.2251.73216.64553995.25

表11冷凝液组分气化热和液体热容

组分气化热wrKJ/mol液体比热容KJ/(kg.℃)组成kmol/h冷凝放热kJ/h异辛醇61.992.29416.641031513.6水40.694.1785.29215250.1Q2=16.64×61.99×1000+5.29×40.69×1000=1031513.6+215250.1=1246763.7kJ/h

冷凝放出总热Q2=1031513.6+215250.1=1246763.7kJ/hQ总=Q1+Q2=607888.43+1246763.7=1854652.13kJ/h=515.18kw故冷却水用量：w水=

Q总1854652.13??12683.12kg/hc水?t4.178?35

四、主要设备设计与选型

1、反应釜的设计与选型

1.1反应釜体积确定

为便利起见，以下用A表示苯酐，用B表示异辛醇。物料在反应过程中的体积

基本不变。由于搅拌速度较大，反应物料在反应器内的滚动状况可视为呈全混流，在定态时，在等温等容条件下对整个反应器作A的物料衡算：反应釜容积按下式计算：VR=Q0×t×(1+?)

(8)

(10)

Q0=QA+QB(9)QA=nAMA/ρAt

式中：nA单位时间内（1小时）处理的苯酐摩尔数；MA苯酐的分子量；苯酐密度ρ

A

=1.527g/cm3;t单位时间（1h）QA和QB，分别为苯酐和异辛醇的体积流量;?为搅拌容器的备用系数，一般取0.1～0.15，取0.1。

QA=nAMA/ρt=10.12×1000×148.12÷(1.527×3600)=272.68cm3/S同理异辛醇体积流量QB异辛醇密度ρB=0.8176g/cm3

QB=nBMB/ρBt=32.05×1000×130.0÷(0.8176×3600)=1415.56m3/SQ0=QA+QB=272.68+1415.56=1688.24cm3/S

单级酯化反应釜中，物料的平均停留时间为6.95÷5=1.37hVR=Q0t（1+?）

=1688.24×1.37×3600×1.1=9.25m3

装料系数?，根据实际生产条件或试验结果而定，若搅拌状态平稳或物料的粘度较高?可取0.8～0.85。本设计物料搅拌状态较平稳，?取0.85。故搅拌釜的有效体积为：V=VR/0.85=9.25/0.85=10.88m31.2反应釜高度与底面直径反应釜的高度与底面直径关系：

H=1.3Di

底面直径：

Di?34V34?10.88.??2.20m1.3?1.3?3.14H=1.3Di=1.3×2.2=2.86m

故液面深度h=4VR/?Di2=4×9.25÷3.14×2.2×2.2=2.43m

当Di?2200mm，查表16-6得各参数如表6所示

表6所查得的各参数

曲面高度h1550mm

直边高度h2

40mm

1.3反应釜温度与压力

查表4—5设计温度：150℃+20℃＝170℃

PT??gh?Pw

混合液平均密度

ρ=nAMA/(nAMA+nBMB)×ρA+nBMB/(nAMA+nBMB)×ρ

B

=0.2646×1.527+0.8176×0.7354=1.005g/m3已知：PW=0.1015MPa则工作压力：

PT??gh?Pw

?1.005?103?9.81?2.43?0.1015?1000000?0.125MPa

设计压力为工作压力的110%，则设计压力为：Pc=1.1PT=1.1×0.125MPa=0.1375MPa

设备选材：由于原料和产物对钢材的腐蚀不大，温度为150℃，压力为常压，本设计从满足生产工艺需要及保证酯化釜使用寿命的角度出发，酯化釜的材质选用高合金钢0Cr18Nil2M-o2Ti。1.4厚度计算

Pc=0.1375MPa，T=170℃，Di=2200mm，[δt]=104MPa，φ=1.0(双面焊对接，100%探伤)，腐蚀裕量C2=2mm

计算厚度δ如下：

δ?PcDi2[?t]??Pc0.1375MPa?2200mm?2?104MPa?1.0?0.1375MPa?1.46mm设计厚度Sd如下：

δd?δ?C2?1.46mm?2mm

?3.46mmδd=4.3，查表4--9负偏差C1=0.25mm

δd+C1=3.71mm圆整后为4mm，即名义厚度δn=4mm复验δn×6%=0.24mm0.35,因此，符合全档板条件。N=()2.20D1.5.2搅拌功率的计算采用永田进治公式法计算。Re=(dnρ)/?

2

式中：d=0.22m,n=1.2r/s,混合液平均密度ρ=1.005g/cm3,?=3.5×10-4Pa.s

故Re=1.83×106>104为湍流，?=Np,?为功率因数，Np为功率数查图Rushton算图，当Re=4.7×106时?=Np=6.3

故搅拌功率N=Npρn3d5=6.3×1.005×1.23×0.735×1000=2268W1.6夹套传热面积的计算与核算

选用螺旋板夹套，环隙E=100mm，螺距P=50mm。1.6.1被搅拌液体侧的对流传热系数?j采用佐野雄二推荐的关联式计算:

Nuj=0.512(?D4/?3)0.227Pr0.33(d/Di)0.52(b/Di)0.08

?=4N/(?Di2Hρ),式中N=2268W,Di=2.20m,ρ=1005kg/m3,H=2.86m

故?=4×2268/（3.14×2.2×2.2×2.86×1005）=0.21w/kg

?=?/ρ=3.5×10-4/1005=3.48×10-7m2/s

(?Di4/?3)0.227=（0.21×2.24/42.14×10-21）0.227=3.59×1