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年产3万吨聚丙烯液相本体法聚合车间工艺设计

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物料衡算 ⑪ 聚合时所用催化剂CS-2的用量计算 催化剂CS-2外观褐色细颗粒，活性指标：≥20000Gpp/gTiCl3，查RTiCl3/PP（质量）取值为（40~60ppm），即TiCl3/PP≤50ppm，则由公式

363()0.8CHTiClWcatVKR

6500120.850100.8330g

上式中：Wcat催化剂的用量，kg； V聚合釜容积，m3； K装料系数，0.75；

36CH丙烯在30℃时的密度，kg/m3；

3TiClR钛烯比，ppm；

0.8催化剂中TiCl3含量 ⑫ 聚合时活化剂的用量计算

//ALcatALALTiTicatALWWRCC

3001140.0412/(134.50.98)124.543g

上式中：WAL活化剂的用量，kg； CTi催化剂中TiCl3的含量，一般为80%的质量 CAL浓的活化剂中Al（C2H5）2Cl含量，一般为98%； ALAl（C2H5）2Cl的分子量，114； catTiCl3的分子量，134.5； RAL/Ti活化剂与Ti之比，0.04。 因为活化剂为25g/100ml，所以应加三乙基铝：

ALV124.543/0.25498.172ml ⑬ 聚合时氢气用量计算 H2在聚合过程中作分子量调节剂，产品熔融指数为MⅠ=2.0~6.0g/10min，在这里取MⅠ=3.8g/10min。由加氢量与熔体流动速率关系知：

2lg2.412.3IMgH

上式中：MI熔体流动速率，g/10min； [H2] 液体丙烯中H的摩尔百分率。 代入数据得

2lg[](lg3.82.3)/2.40.717H

2[]0.19219.2%H 又由于23622[]/()HCHHHnnn 20.201Hnkmol 则 230.20122.44.5024HVm

2220.402HHmnkg ⑭ 聚合时第三组分DDS的用量 密度=1.070-1.080g/ml（25℃），这里取=1.08，分子量为244.4。一般来说丙烯为8m3

时，DDS为250ml，则丙烯为9-10m3时，DDS为281.5ml。

故 质量为1.08281.5304.02MVg ⑮ 进入聚合釜反应丙烯的质量 在30℃时，363500/CHkgm时，

363698%500120.899%4752CHCHmVKkg （其中K为装料系数，V为反应釜体积） ⑯ 聚合回收损失的丙烯气体

投入丙烯的理论量为4410kg，则生成聚丙烯的量1m为

1441070%3087mkg 其中70%为转化率

聚合回收损失的丙烯气体（损失的丙烯气体）为2m：

21[2%/(91%1.6%1.8%1.8%)]mm 3292.82%/96.2%68.743kg

⑰ 进入闪蒸釜中的丙烯 查《化学工艺设计手册》知：等规聚丙烯的密度：0.920.94，这里取

330.92g/cm920kg/m，则聚合釜内PP的体积1V为

313087/9203.355Vm

而聚合釜的总体积V0为12m3，则聚合釜剩余的体积V2为 3201123.3558.645VVVm

采用高压回收，聚合釜中回收后，压力为1.2MPa，温度为50℃通过闪蒸釜后残压为0.3MPa，温度为40℃，由PVnRT知

故进入闪蒸釜的丙烯的量n散为222111//nPVRTPVRT散 4075.591843.65 2231.94mol

进入闪蒸釜中的丙烯m3为332231.944293.741mnMkg ⑱ 聚合高低压回收的丙烯气体的量 回收的气体丙烯的质量m4为3642(170%)CHmmm

4752(170%)-64.178 =1361.422kg 则 聚合高低压回收的气体丙烯m5为 5431361.422mmmkg ⑲ 聚合过程损失的聚丙烯的量 由设计任务书知，全装置总收率按91%计，聚合及回收等损失：聚丙烯1.6%；闪蒸聚丙烯1.8%；包装损失聚丙烯1.8%。故聚丙烯的实际产量m6为

61(91%(91%1.6%1.8%1.8%))mm

308791%96.2% 2920.135kg 聚合过程损失的聚丙烯的量7m为 71(1.6%(91%1.6%1.8%1.8%))mm 30871.6%/96.2% 51.343kg

⑳ 聚合生成的聚丙烯的量（即进入闪蒸釜的聚丙烯的量）8m为 817308751.3433035.657mmmkg 综上所述，聚合釜物料衡算结果如表4-1所示。 表4-1 聚合釜物料衡算表 物料名称 进料（kg） 出料（kg） 丙烯 4752 催化剂 0.2815 0.2815 活化剂 0.124543 0.124543 DDS 0.30402 0.30402 H2 0.402 0.402 釜内生成的聚丙烯 3035.657 高压回收丙烯 低压回收丙烯 聚合回收损失丙烯 68.178 损失聚丙烯 51.343 进入闪蒸釜丙烯 合计 4753.112 4753.112 4.1.4 闪蒸过程的物料平衡计算（采用14m3的闪蒸釜）

图4.2 闪蒸过程过程流程草图 ①进入聚合釜的PP；②进入聚合釜的丙烯；③损失的PP； ④损失的丙烯；⑤闪蒸釜内N2；⑥损失N2；⑦损失的丙烯； ⑧从闪蒸釜回收丙烯；⑨出闪蒸釜的PP；⑩回收N2

⑪ 进入聚合釜的PP：308751.3433035.657kg ⑫ 进入聚合釜的丙烯： ⑬ 损失的PP：30871.8%/96.2%57.761kg

⑭ 损失的丙烯：30870.7%/96.2%22.463kg ⑮ 充入闪蒸釜内N2的量的计算 未通入N2时，闪蒸釜压为-0.066MPa（表压），故此刻闪蒸釜内丙烯的压力为0.1-0.066=0.034MPa。令充入N2后，表压为 ，则实际压力为0.22MPa ⑪ 一次充入N2 则釜内充入N2后压力为0.220.0340.186MPa

则36CH的可燃气含量百分比36(0.034/0.22)100%15.5%1.5%CHV泄压至

-0.066MPa，内含丙烯气体压力为(0.034/0.22)(0.10.066)0.00525MPa N2的压力为0.0340.005250.02875MPa ⑫ 二次充入N2 即釜内充入N2后压力0.220.0340.186MPa

则此时36CH的可燃气含量百分比

36(0.00525/0.2)100%2.63%1.5%CHV¢泄压至-0.06MPa，内含丙烯的压力为

0.005780.00525/0.20.000152MPa N2压力为0.005250.0001520.005098MPa ⑬ 三次充入N2 釜内充N2后压力为0.186MPa

此时，36CH的可燃气含量百分比

360.0001520.2100%0.076%1.5%CHVⅱ ，符合可燃气体体积分数要求。

⑭ 充入闪蒸釜内的N2的压力为0.186+0.186+0.186=0.558MPa 充入闪蒸釜的N2的质量为

60.5581010.64528/(8.314308.15)64.918kg

⑮ 完成置换时闪蒸釜内的温度为35℃，此时PP的密度为920kg/m3。则釜内丙烯气体的体积为314(3087/920)10.645m ⑯ 损失N2的质量为 622222/0.0001521010.64528/(8.314308.15)17.684mPVMRTkg

⑰ 损失的丙烯的质量为 611111/0.0001521010.64542/(8.314308.15)0.0265mPVMRTkg

⑱ 从闪蒸釜内回收丙烯的量22.4630.0265kg ⑲ 出闪蒸釜的PP的量为3035.65757.7612977.896kg ⑳ 回收N2的质量为64.91817.68447.234kg 综上所述，闪蒸釜的物料衡算结果所表4-2所示。 表4-2 闪蒸釜的物料衡算表 物料名称 进料（kg） 出料（kg） 丙烯气体 聚丙烯 3035.657 2977.896 N2的质量 64.918 47.234 损失的丙烯气体 0.0265 损失的PP 57.761 损失的N2 17.684 合计 4.2 工艺流程设计 4.2.1 生产过程及主要工序组成 ⑪ 液相本体法聚丙烯生产的主要工序由四个部分组成： 丙烯气体的精制→ 丙烯的聚合→ 闪蒸→尾气处理 ⑫ 生产过程示意图

4.2.2 生产线数目的确定 由设计任务书知： 生产时间：年工作时间t=8600h；聚合反应转化率C=70% 查《化学工艺设计手册》知： 原料丙烯的纯度：76℃，76℃时丙烯密度500kg/m3； 流程所耗时间t1（5h，8h），取t1=5h； 聚合反应时间t2（3h，6h），取t2=3.5h； 装料系数K（0.7,0.86），取K=0.8； 聚合釜体积V1=12m3；聚合釜压力P1=3.6MPa； 闪蒸釜体积V2=14m3；闪蒸釜压力P2=0.3MPa；

每年反应次数N为1/8600/51720Ntt次

生产线一次生产吨数M为/30000/172017.4MmN吨次吨/次

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年产3500t聚丙烯酸树脂工艺设计报告

年产3500t聚丙烯酸树脂工艺设计报告

中国石油大学（北京）成人教育毕业设计(论文)聚合物合成工艺课程设计---材料科学与工程专业题目：年产3500t聚丙烯酸树脂工艺流程设计姓名：学号：专业：材料科学与工程专业班级:指导教师起止日期2013年月日年产3500t聚丙烯酸树脂工艺流程设计摘要该报告就选题目的和意义简单的介绍，研究本课题的意义和动机是什么，具体内容涉及到设计背景、聚合发放介绍、聚合工艺流程图、聚合工艺流程、聚合物合成工艺的物料衡量、聚合物反应器的设计以及最后的总结！关键词：聚丙烯酸树脂；工艺流程；动机；意义；设计背景;研究内容；研究重点、难点;方法介绍；物料衡算；反应器设计；总结目录一、设计背景 (4)1、聚丙烯酸树脂的性能 (4)2、聚丙烯酸树脂的用途 (5)3、聚丙烯酸树脂的发展趋势 (5)二、聚合方法介绍 (6)1、反相悬浮聚合 (6)三、聚合工艺流程图 (8)四、聚合工艺流程 (9)1、工艺流程简介 (9)2、工艺流程分析 (9)反应方程式 (9)收集数据 (9)五、聚合物合成工艺的物料衡算 (11)1、主要原料(丙烯酸）投料数量 (11)2、中和罐物料衡算 (11)3、 NaOH调配罐物料衡算 (12)4、分散介质调配罐物料衡算 (12)5、聚合反应器物料衡算 (12)6、引发剂调配罐物料衡算 (12)7、整理并校核计算结果 (13)六、聚合物反应器的设计 (13)1、反应器的类型 (13)2、反应器体积的设计 (13)3、外形尺寸的设计 (14)4、搅拌装置的设计 (15)七、设计总结 (16)八、参考文献 (16)第一章设计背景1、聚丙烯酸树脂的性能聚丙烯酸树脂是一种新型功能高分子材料。

它具有吸收比自身重几百到几千倍水的高吸水功能，并且保水性能优良，一旦吸水膨胀成为水凝胶时，即使加压也很难把水分离出来。

因此，它在个人卫生用品、工农业生产、土木建筑等各个领域都有广泛用途。

聚丙烯酸树脂是一类含有亲水基团和交联结构的大分子，最早由Fanta等采用淀粉接枝聚丙烯腈再经皂化制得。

聚丙烯工艺流程及操作规程 精品

聚丙烯工艺流程及操作规程 精品

工艺流程及操作规程1概述丙烯液相本体聚合工艺是我国七十年代开发的一项新技术,具有流程短、投资少、成本低、基本上无三废等特点,目前我国炼厂气为原料的千吨级的本体法生产聚丙烯几乎全采用此聚合工艺。

本装置生产聚丙烯是以炼厂气分离出来的丙烯为原料,采用工艺为间歇式液相本体法聚合工艺,聚合散热采用聚合釜夹套及内冷指形管并用的方式,以保证聚合热的迅速撤出,使反应顺利进行。

聚合采用高效催化剂，在活化剂三乙基铝（AlEt3）及第三组分二苯基二甲氧基硅烷[（C6H5）2Si（OCH3）2]的配合下，使用H2调节分子量，使丙烯单体聚合成聚丙烯粉状树脂。

反应剩余的丙烯，除大部分通过气化后冷凝回收外，其余的丙烯在闪蒸釜内通过闪蒸收集于丙烯气体罐内，再经压缩冷凝后送回V-212罐中，退回油品车间。

生产规模：3.5万吨/年年操作天数：330天生产制度：间断生产，四班二运转本工段主要有催化剂分装、原料、闪蒸、聚合、压缩及粉料包装等岗位组成。

1.1工艺流程简述（见附录A图A1）1.1.1原料岗位工艺流程来自华北石化二联合车间预精制的精丙烯，通过质量流量计计量后进入丙烯原料罐（V-201、V-202），经过液位计或投料质量流量计计量，用投料泵（P-201/1，2）送入聚合釜（R-201/1，7），进行反应。

1.1.2聚合岗位工艺流程来自华北石化PSA 或二联合电解水制氢装置的氢气经氢气质量流量计计量后，加入到聚合釜（R-201/1，7）中。

将2吨丙烯加入聚合釜（R-201/1，7）中作底料，然后分别用1吨丙烯,通过活化剂缓冲罐（V-204/1，7）冲入三乙基铝，分别用0.5吨丙烯经催化剂加料斗（V-205/1，7）冲入催化剂、硅烷。

热水自热水罐（V-208）由热水泵（P202/1，2）经汽水混合器升温后送至聚合釜夹套内升温，平稳地将釜内物料加热至55-60°C。

此时聚合反应开始，即可关掉热水，完成升温过程。

反应开始后，在夹套内通入冷却水取热，在压力3.2~3.6MPa,温度75~80℃条件下进行恒温恒压的聚合反应。

丙烯酸酯橡胶乳液聚合车间的工艺设计

丙烯酸酯橡胶乳液聚合车间的工艺设计

目录1 项目简介...………………………………………………1.1 项目名称………………………………………………………1.2 项目设计根据…………………………………………………1.2.1 重要原料及物理性质……………………………………1.2.2 生产措施………………………………………………..1.3 设计根据及必要性………………………………………….1.4 市场前景分析……………………………………………….1.5 生产能力…………………………………………………….1.6 技术方案及设备方案……………………………………..1.6.1 技术方案……………………………………………1.6.2 设备方案……………………………………………..1.7 聚合反应机理及影响反应旳原因……………………….1.7.1 聚合反应机理………………………………………...1.7.2 影响反应旳原因……………………………………..2 生产措施及工艺流程………………………………….2.1 生产措施………………………………………………….2.1.1 原料选择……………………………………………..2.1.2 聚合机理……………………………………………..2.1.3 实行措施…………………………………………….2.1.4 操作过程……………………………………………2.2 集合工艺过程…………………………………………...2.2.2 引起剂旳选择………………………………………….2.2.3 乳化剂旳选择………………………………………….2.2.4 分散介质旳选择……………………………………….2.2.5 其他介质旳选择……………………………………….2.2.6 聚合温度旳选择……………………………………….2.2.7 所选物料物理性质…………………………………….2.3 工艺流程……………………………………………………2.4 工艺参数……………………………………………………2.4.1 工艺配方………………………………………………2.4.2 重要单体参数…………………………………………2.4.3 重要工艺参数…………………………………………2.4.4 产品技术参数…………………………………………2.5 重要设备控制方案………………………………………...2.5.1 反应器温度旳控制……………………………………2.5.2 反应器旳压力控制……………………………………2.5.3 反应器旳液位旳控制…………………………………2.5.4 泵旳控制………………………………………………3 物料衡算及热量衡算…………………………………..3.1 物料衡算…………………………………………………..3.1.1 物料平衡示意图………………………………………3.1.2 所发生旳聚合反应方程式……………………………3.1.4 确定重要物料投料数量……………………………….3.1.5 顺流程设备进行计算…………………………………..3.2 热量衡算…………………………………………………….3.2.1 搜集数据………………………………………………..3.2.2 热量计算………………………………………………..4 设备工艺计算…………………………………………….4.1 反应聚合釜旳设计………………………………………….4.1.1 釜体旳设计……………………………………………..4.1.2 釜体外形尺寸旳设计…………………………………..4.1.3 搅拌装置旳设计………………………………………..4.1.4 传热装置旳设计………………………………………..4.2 各物料进出管口直径确实定……………………………….4.3 轴密封形式………………………………………………….4.4 泵旳工艺设计……………………………………………….4.5 调整釜旳设计……………………………………………….4.6 引起剂罐…………………………………………………….4.7 单体乳化罐………………………………………………….4.8 过滤器……………………………………………………….4.9 工艺管口旳设计…………………………………………….5 参照文献………………………………………………….1 项目简介1.1 项目名称：1万吨/年丙烯酸酯橡胶乳液聚合车间旳工艺设计。

年产3万吨丁醇丙烯净化及羰基合成车间的初步设计毕业设计

年产3万吨丁醇丙烯净化及羰基合成车间的初步设计毕业设计


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有了飞速的发展，尤其是一些经济发达的国家，投入大量人力、财力进 行开发并取得显著成效。据有关资料统计，到 1998 年止，美国投产了相 当于装机容量 150 GW 的电厂烟气脱硫装置；德国投产了相当于装机容 量 30 GW 的电厂烟气脱硫装置；日本已建成投产大型脱硫装置 1 400 台 （套） ，相当于装机容量 39 GW。 2.国内发展概况 我国的丁醇生产技术在 1980 年以前主要采用粮食发酵法制丁醇，采 用乙醛缩合法制丁烯醛，丁烯醛缩合、加氢制丁醇。由于工艺技术落后， 这类的丁醇生产装置已经停产。 1976 年，吉化公司从德国 BASF 公司引进 50kt/a 的高压铹法丁辛醇 装置。 1982 年建成投产。 随后， 大庆石化总厂， 齐鲁石化公司从英国 DAVY 公司成套引进丁辛醇生产技术，并在 1986 年，1987 年相继投产。 （1） 1992 年北京化工四厂从日本三菱化学公司引进丁醇生产的专利 技术及关键设备，于 1996 年投产。 （2）1996 年齐鲁石化公司在原有装置的基础上，将原来低压羰基合 成气相循环法改为液相循环法。在反应器不变的情况下，将产量扩大为 原来的 1.9 倍。1998 年吉化公司对原有的 BASF 高压羰基合成装置进行 改造。引进了 UCC/DAVY 第四代低压液相循环羰基合成技术，在保留了 原装置的异构物分离、丁醛缩合、辛烯醛液相加氢、醇的精馏分离等几 部分的基础上，另外扩建了一套气相加氢、丁醛缩合、液相加氢、醇精 馏分离系统，改造后的装置于 2000 年 8 月投产。
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以丙烯为原料的羰基合成法又分为高压钴法、改性铑法、高压铑法和改 性铑法。其中改性铑法是当代丁醇合成技术的主流。改性铑法又分为气 相循环和液相两种。液相循环改性铑法是当今世界最先进，最广泛使用 的丁醇合成技术。 高压羰基合成技术是 1940 年由德国开发成功的， 1970 年发展到顶峰。 该法以钴盐作为催化剂，反应压力为 20-30Mpa。中压羰基合成技术是壳 牌公司首先采用的。该法采用一种有机膦配位体钴做催化剂。反应温度 在 104—200℃，反应压力为 6.5Mpa。低压羰基合成技术是在 70 年代中 期出现的，是丁醇生产技术的一个突破。1976 年低压铹法羰基合成丁醛 工业装置在波多黎各投产成功。 液相循环改性铑法： 国外对液相循环改性铑法技术加以发展、改进，形成有特色的专项 技术，主要技术代表有四家公司，具体情况如下： DAVY/DOW 联合开发的第二代丙烯铑法低压羰基合成技术—液相循环 法。 三菱化工开发的铑法低压羰基合成技术。鲁尔公司的羰基合成工艺。 BASF 的羰基合成工艺。10Fra bibliotek活性氧化铝