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年产8万吨邻苯二甲酸二辛酯(DOP)生产车间初步工艺设计

一．总论
1．概述
1.1增塑剂DOP的性质
DOP化学名为邻苯二甲酸二辛酯，是一个带有支链的侧链醇酯，无色油状液体，有特殊气味。比重0.9861(20/20 ),熔点-55 ，沸点370 （常压），不溶于水，溶于乙醇、乙醚、矿物油等大多数有机溶剂。与二丁酯（DBP）相比，DOP的挥发度只有DBP的1/20；与水的互溶性低，并有良好的电性能，但也有其不足点，其在热稳定性、耐迁移性、耐寒性和卫生性方面稍差。
1.2产品用途
邻苯二甲酸二辛酯是重要的通用型增塑剂，主要用于聚氯乙烯树脂的加工，还可用于化纤树脂、醋酸树脂、ABS树脂及橡胶等高聚物的加工，也可用于造漆、染料、分散剂等。
　　通用级DOP，广泛用于塑料、橡胶、油漆及乳化剂等工业中。用其增塑的PVC 可用于制造人造革、农用薄膜、包装材料、电缆等。
　　电气级DOP，具有通用级DOP的全部性能外，还具有很好的电绝缘性能，主要用于生产电线。
　　品级DOP，主要用于生产食品包装材料。
　　医用级DOP，主要用于生产医疗卫生制品，如一次性医疗器具及医用包装材料等。
　　主要用途：DOP是通用型增塑剂，主要用于聚氯乙烯脂的加工、还可用于化地树脂、醋酸树脂、ABS树脂及橡胶等高聚物的加工，也可用于造漆、染料、分散剂等、DOP增塑的PVC可用于制造人造革、农用薄膜、包装材料、电缆等。本品是一种多种树脂都有很强溶解力的增塑剂,能与多种纤维素树脂、橡胶、乙烯基树脂相溶，有良好的成膜性、粘着性和防水性。常与邻苯二甲酸二乙酯配合用于醋酸纤维素的薄膜、清漆、透明纸和模塑粉等制作中。少量用于硝基纤维素的制作中。亦可用作丁腈胶的增塑剂。本品还可用作驱蚊油（原油）、聚氟乙烯涂料、过氧化甲乙酮以及香料（人造麝香）的溶剂。可以作为酯交换法生产邻苯二甲酸二环己酯和邻苯二甲酸高碳醇酯以及其他有机合成的原料。
1.3 DOP在国民经济中的重要性
邻苯二甲酸二辛酯(DOP)是目前使用最广泛的增塑剂，约占我国增塑剂总量45%，是重要的通用型增塑剂，任何增塑剂都是以它为基准来加以比较的，技术经济上占有绝对优势。据有关资料报道，近年来国外增塑剂生产能力超过了6400kt／a，国内增塑剂需求增长率为8％左右，产品具有质量高、品种多、环境污染少的特点。在石油化学工业、医药工业、轻纺工业、生物化工以及能源、交通运输行业均有广泛用途，在国民经济中占有十分重要的地位。
1.4 DOP的市场需求
随着我国国民经济快速增长，增塑剂作为基础化工合成材料助剂的市场需求量将大幅提高。在用量大的新领域，国内市场需求将强劲增长。但由于邻苯二甲酸二异壬酯(DINP)在某些应用领域的性能超过了DOP，预计未来几年内，全球DOP市场将面临DINP的挑战。在市场上，DOP一直占有价格优势，而未来时间估计DOP的低价优势会有所削弱。
2．设计的目的和意义
通过本课程设计力求达到以下目的和意义：
（1）在学习掌握所学的化学工艺学、化工机械设备基础、化工原理等课程的基本理论和基础知识的基础上，通过这次课程设计，培养我们综合运用这些知识分析和解决实际问题的能力以及协作攻关的能力，训练我们使用文献资料和进行技术设计、运算的能力，提高文字和语言表达能力，为以后的学习和毕业论文（设计）打下基础。
（2）通过完成设计，可以知道DOP的用途；基本掌握苯酐和异辛醇制DOP的生产工艺；了解国内外DOP工业的发展现状；以及DOP工业的发展趋势。
3．项目设计依据和原则
3.1设计依据
本化工课程设计，以设计任务书为基础，综合文献检索、资料收集，综合分析，以最新科研成果和实际经验为依据，搏众家之长，选择合适设计方案。
3.2设计原则
本课题遵循的设计原则和指导思想如下：
（1）按技术先进、成熟可靠、经济合理的原则对技术方案进行论证，以确定最佳方案；
（2）尽可能采用节能工艺和高效设备，充分发挥规模效应，降低能耗、物耗和生产成本，提高项目的经济效益和社会效益；
（3）考虑“三废” 治理和综合利用副产物，充分重视环保防污、科学生产、生产安全和提高社会效益为原则主体。
4．设计范围
本设计范围包括：
（1）工艺生产方法确定、生产流程设计与论证
（2）工艺计算（包括物料衡算，热量衡算）
（3）酯化合成工艺主要生产设备设计与选型
（4）安全生产与环保治理措施
（5）设计绘图
设计重点：生产工艺设计与论证，工艺计算，设备设计与选型，设计绘图。
5．DOP生产能力及质量标准
5.1生产能力
该项目年产8万吨DOP，年开工日为330天（全天候），日产DOP 242.42吨。
5.2产品质量标准
本产品质量规格为一级品，执行产品质量国标GBl1406—8标准，见表1 所示。
表1 DOP质量指标
项目
指标
优级品
一级品
合格品
外观
透明液体，无悬浮物
酯含量，%≥
99.0
99.50
99.50
密度（20℃），g/cm3
0.981－0.986
酸度（以对苯二甲酯计） % ≤
0.015
0.020
闪点，℃≥
210
205
色度（铂-钴）号 ≤
50
100
200
加热减量，%　≤
0.1
0.2
0.25
体积电阻率，×1011?.m≥
2
1
0.5
二、生产工艺流程设计
1．生产工艺选择与论证
生产过程操作分为间歇式和连续操作。间歇式生产的优点是设备简单改变生产品种容量；缺点是原料消耗定额高，能量消耗大，劳动生产效率低，产品质量不稳定。间歇式生产方式适用于多品种、小批量的生产。而连续法生产能力大，适合于大吨位的DOP的生产。由于本设计产品生产量较大，故采用连续法生产。
酯化反应设备分塔式反应器和串联多釜反应器两类。前者结构复杂，但紧凑，投资较低，操作控制要求高，动力消耗少。而反应釜，流动形式接近返混，釜内各部分组成和温度完全一致，多釜串连后，可使停留时间分布特性向平推流转化。并且DOP等主增塑剂的需要量很大，且全连续化生产的产品质量稳定，原料及能量消耗低，劳动生产率高，比较经济。因此本设计采用串联多釜反应器全连续化生产工艺。
催化剂分为酸性催化剂和非酸性催化剂，由于采用非酸性催化剂可以免去中和和水洗两道工序，且通过过滤即可除去，跟酸性催化剂相比，优越性在于能生产出高质量的增塑剂产品和减少污染。因此本设计采用的是非酸性催化剂。
非酸性催化剂又分为单催化剂和复配型催化剂，由于单催化剂催化反应时间长，不适合做酯化反应催化剂，相反，复配型催化剂催化反应时间短，转化率高，酸值降低幅度大，比较适合做酯化反应催化剂。氧化铝与辛酸亚锡以1：1比例复配非酸性催化剂合成DOP效果最佳，力求达到流程简单，设备少，热能利用合理，产品质量高。
根据国内在引进装置上成功使用国产催化剂的经验，选用国产催化剂，既满足了工艺和产品质量的要求，又节约了外汇，可以收到良好的经济效果。连续非酸性催化酯化工艺，是上世纪80年代初开始成功应用于工业化生产的先进技术，其典型的工艺流程有两种：1、酯化—脱醇一中和水洗一汽提干燥一过滤；2、酯化一中和水洗一脱醇--汽提--干燥一过滤。
二者比较，第①种技术用采用氧化铝与辛酸亚锡1：1比例复配催化剂酯化反应具有反应时间短、酯收率高、产品质量好(酸值低、色度低、热稳定性好、体积电阻率大) 、处理条件简单等优点。并且公用工程消耗低，热能利用合理，可以生产多牌号的DOP产品，结合国内条件和生产操作经验，故拟采用①类典型工艺流程，设计国产化新的工艺流程。
综上分析，本设计选用酯化—脱醇一中和水洗一汽提干燥一过滤工艺流程，采用串联多釜反应器连续酯化技术，催化剂采用氧化铝与辛酸亚锡以1：1比例复配型催化剂。
2．工艺参数的确定
2.1 酯化工序
苯酐和辛醇按比例在5个串联阶梯形的酯化釜中，在氧化铝与辛酸亚锡以1：1比例复配催化剂作用下酯化反应生成粗酯，主要工艺参数确定如下：
(1)进料温度及5釜的反应温度见表2。
(2)投料比：PA：2一EH=1：2．30 (wt)
(3)催化剂量：0．03％ (wt)
(4)酯化压力：常压(带氮封)
表2 进料温度及与釜反应温度
PA
2一EH
催化剂
釜1
釜2
釜3
釜4
釜5
170
175
20
190
200
210
220
230
(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，必须将粗酯中的醇脱除，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：20ba
2.3 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，本设计采用加入Na0H水溶液进行中和，生成可溶于水的钠盐与酯分离。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：0．01～0．02KOH mg／DOP
2.4 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。汽提干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)干燥塔顶部真空度：99mbar
(4)粗酯量：汽提蒸汽量：10：1(wt)
(5)干燥塔出口酯中含水量：0．01％ ～0．05％ (wt)
2.5 过滤工序
在粗酯中加入吸附剂和助滤剂，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
助滤剂
无离子水
NaOH
催化剂、N2

汽提脱醇
过滤
干燥
中和水洗
二级酯化
一级酯化

产品
滤液
废水

图1 DOP工艺流程方块图
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加入.第二级酯化釜温度控制不低于180,最后一级酯化温度为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，并强化酯化过程，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，当加入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（1.32～2.67 kPa,50～80℃）、干燥（1.32 kPa,50～80℃）后送至过滤工序。过滤工序不用一般的活性炭，而用特殊的吸附剂和助滤剂。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。最后得到高质量的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
DOP     30000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130.0 DOP 390.3 H2O 18
+ H2O
1.2一级酯化段物料计算
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%，第二步酯化转化率为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= 10.12 kmol
根据投料比 苯酐：异辛醇=1 : 2.3
异辛醇投入量为10.12×2.2=23.28 kmol
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X kmol 则出釜异辛醇为 2.5X kmol
总异辛醇量(23.28 +X) kmol
出釜 异辛醇量为2.5X=23.28—10.12+X
X=8.77kmol
总异辛醇为 23.28+8.77=32.05 kmol
出釜异辛醇为 21.93 kmol
单酸酯的量 10.12 kmol
1.2二级酯化段釜1物料计算
进釜 异辛醇 21.93 kmol
单酸酯的量 10.12 kmol
氧化铝与辛酸亚锡复配催化剂量0.12 kmol
N2 3 m3/h
出釜 设转化率为X
第一釜 DOP产量为 10.12X kmol
第二釜 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≤10.12
X=0.523
即反映的转化率为X=0.523
DOP的物质的量
异辛醇量为
单酸酯的量 10.12 －5.29=4.83
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=
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=5.292.5=13.23 kmol/h
N2 3m3/h,转化为摩尔流量：
∴每一小时将有：3排出反应釜。

1.3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）
26.96
80.86
0
量（kmol/h）
0
53.90
26.96
摩尔含量（%）
25.0
75.0
0
摩尔含量（%）
0
66.67
33.33

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）
53.90
26.96
0.32
0.32216
0
0
出釜
异辛醇
单酸酯
氧化铝与辛酸亚锡
N2
水
DOP
量（kmol/h）
39.80
12.86
0.32
0.32216
14.10
14.10
2.热量衡算
表6 各物质比热容
物质
Cp,m/kJ/(mol.k)
(303K）
Cp,m/kJ/(mol.k)
(423K）

/kJ/mol
异辛醇
0.2856
0..3454
0.3155
-373.2
苯酐
0.2559
0.2829
0.2694
-672.6
邻苯二甲酸一辛酯
0.4523
0.5347
0.4935
-1120.6
注：A------苯酐；B-----异辛醇;C------邻苯二甲酸一辛酯
1. 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 =nA=6kJ
QB=6kJ
2. 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：

式中：————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) C(l,423.5K)

A(l，404.75K)

A(s，404.75K)

A (s，298.15K)+ B(l,298.15K) C(l,298.5K)
5kJ/h
由于在恒温恒压下进行，所以=-32 kJ/h
6kJ/h
6kJ/h
6kJ/h
6kJ/h
所以：6kJ/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130.0 DOP 390.3 H2O 18
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=1300C A-异丙醇 B-水 C-N2
mA = nAMA =16.64×130=2163.2 kg/h
mB = nBMB =5.29×18 =95.22 kg/h
mc = 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
=607888.43 KJ/h

表10入冷凝器的气体的比热容

组分
异辛醇
水
N2
比热容KJ/(kg.℃)
2000C
600C
2000C
600C
2000C
600C
2.225
1.732
4.505
4.182
0.796
0.746
组成 kmol
16.64
5.29
0.121
产生热Q1 kJ/h
553995.25
53723.124
169.789

表11 冷凝液组分气化热和液体热容
组分
异辛醇
水
气化热wr KJ/mol
61.99
40.69
液体比热容KJ/(kg.℃)
2.294
4.178
组成 kmol/h
16.64
5.29
冷凝放热 kJ/h
1031513.6
215250.1
Q2 = 16.64×61.99×1000+5.29×40.69×1000
= 1031513.6+215250.1
= 1246763.7 kJ/h
冷凝放出总热Q2=1031513.6+215250.1=1246763.7 kJ/h
Q总=Q1 + Q2 =607888.43+1246763.7=1854652.13kJ/h =515.18 kw
故冷却水用量：w水=

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
为方便起见，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流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)
　 Q0=QA+QB (9) QA=nAMA/ρAt (10)
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
ρA =1.527g/cm3; t单位时间（1 h）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 / S
Q0=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=1.37 h
VR=Q0t（1+）
=1688.24×1.37×3600×1.1
=9.25m3
装料系数，根据实际生产条件或实验结果而定，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=10.88m3
1.2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：

H=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，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h1
直边高度h2
550mm
40mm

1.3反应釜温度与压力
查表4—5 设计温度：150℃+20℃＝170℃

混合液平均密度
ρ=nAMA/(nAMA+nBMB)×ρA+ nBMB/(nAMA+nBMB)×ρB
=0.2646×1.527 + 0.8176×0.7354
=1.005g/m3
已知：PW =0.1015MPa
则工作压力：

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：

设计厚度Sd如下：

δd=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%=0.24mm <C1=0.25mm 故最后取C1=0mm
所以该反应釜可以用4mm的 0Cr18Nil2M-o2Ti高合金钢板制作。
水压校验：
根据 有：

由此得：=180 故其强度满足要求。
1.5搅拌器的设计及选型
表8 搅拌器型式适用条件表
搅拌器型式
流动状态
搅拌目的
搅拌容器容积 (m3)
转速范围(r/min)
最高粘度(P)
对流循环
湍流扩散
剪切流
低粘度混合
高粘度液混合传热反应
分散
溶解
固体悬浮
气体吸收
结晶
传热
液相反应
涡轮式
○
○
○
○
○
○
○
○
○
○
○
○
1～100
10～300
500
桨式
○
○
○
○
○

○
○

○
○
○
1～200
10～300
20
推进式
○
○

○

○
○
○

○
○
○
1～1000
10～500
500
折叶开启涡轮式
○
○

○

○
○
○

○
○
1～1000
10～300
500
布尔马金式
○
○
○
○
○

○

○
○
1～100
10～300
500
锚式
○

○

○

1～100
1～100
1000
螺杆式
○

○

○

1～50
0.5～50
1000
螺带式
○

○

○

1～50
0.5～50
1000
注：有○者为合用，空白者不详或不合用。
1.5.1 搅拌器的选用及尺寸
搅拌器的选型要根据搅拌目的，物料粘度，搅拌容器容积的大小来综合考虑。
参照上表，为了实现物料的均相混合，达到返混，所以本设计选用六片平直叶圆盘涡轮式搅拌器。由《化工原理》上册教材中表4-1，选取叶轮直径d/Di=0.33,即d=0.73m,叶宽b=0.2m转速取n=1.2r/s，叶轮距槽底高度C为D/3=0.73m。
为了消除可能的打旋现象，强化传热和传质，安装nb=6块宽度W为0.1Di即0.22m的挡板。全档板判断如下：
1.2 。N=1.2×6=0.379，由于0.379>0.35,因此，符合全档板条件。
1.5.2搅拌功率的计算
采用永田进治公式法计算。
Re=(d2nρ)/
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=2268W
1.6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
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=3.59×104

Di/=0.512(D4/3)0.227Pr0.33(d/D)0.52(b/D)0.08
=0.512×3.59×104×0.710.33×0.330.52×0.090.08
=0.76×104
故=0.11×0.76×104/2.2=380W/(m2.oC)
1.6.2夹套冷却水对流传热系数
采用下式计算：De/=0.027Re0.8Pr0.33V0.14(1+3.5(De/Dc))
即=0.027Re0.8Pr0.33V0.14(1+3.5(De/Dc))/De
冷却水进入夹套温度25oC,冷却水出夹套温度55oC，则其定性温度
t=40oC，在此温度下，水的相关物性如下：
比热容cp=4.174kJ/(kg.oC)
导热系数=63.38
密度ρ=992.2kg/m3
黏度=0.000656Pa.s。
=4.174×0.000656/63.38=4.32×10-5
由于反应物系放出热量Q1=6kJ/h=480.56kW，搅拌功率N=2268W
故搅拌槽需移出热Q=Q1+N=482.72kW。
所以冷却水质量流量m=Q/cp(t2-t1)= 482.72/(4.174×30)=3.85kg/s。
夹套中水流速u=m/(ρPE)=3.85/(992.2×0.05×0.1)=0.78m/s，
De=4E=0.4m
Dc=2.2m
Re=Deuρ/=0.4×0.78×992.2/0.000656=0.47×106
×10-5
De/=0.027Re0.8Pr0.33V0.14(1+3.5(De/Dc))
当液体被加热时 φ=1.05

De/=0.027Re0.8 Pr0.33 (1+3.5(De/Dc))0
=0.027×(0.47×106)0.8×(4.32×10-5)0.33×1.050.14 ×(1+3.5×0.4/2.2)
=931.5×0.036×1.007×1.64=55.38
=55.38×63.38/0.4=8775.1W/(m2.oC)
所以总传热系数：
1/K=1/+1/=1/380+1/8775.1=0.0027
K=370.4W/(m2.oC)
1.6.3夹套传热面积
由Q=KF
= oC
得F=Q/K=482.72×103/(370.4×109.5)=11.9m2
需要核算一下夹套可能传热面积是否满足传热要求。由于搅拌槽能提供的最小传热面积：DiH=3.14×2.2×2.86=19.76m2。该面积大于所需传热面积F=11.9m2，因此夹套设计符合要求。

图2 反应釜基本构造

1.7反应釜的主要技术特性汇总
表9 反应釜的主要技术特性
项目
符号
设计计算数据及选型

搅
拌
器
搅拌形式

六片平直叶圆盘涡轮式搅拌器
叶轮直径
d
1.1m
叶轮宽度
b
0.2m
叶轮距釜底高度
c
0.73m
搅拌转速
n
1.2r/s
桨叶数
z
6
搅拌功率
N
2268W
搅拌
附件
挡板数
nb
6
挡板宽度
w
0.2m

反
应
釜
搅拌釜全容积（不包括封头部分）
V
29.1m3
液面深度
h
2.43m
搅拌釜实际高度
H
2.86m
搅拌釜内经
Di
2.2m
工作压力
PT
0.14MPa
搅拌釜厚度
δn
5mm

夹套
夹套形式

螺旋板夹套
螺旋板螺距
P
0.05m
夹套环隙
E
0.10m
夹套内冷却水流速
u
1.99m
冷却水每小时移出热量
Q
482.72kW
被搅拌液体侧的对流传热系数

380W/(m2.oC)

夹套侧冷却水对流传热系数

8775.1W/(m2.oC)
搅拌槽总传热系数
K
370.4W/(m2.oC)
所需夹套面积
F
11.9m2
由于釜内介质具有一定的腐蚀性, 要求对釜体及釜盖内表面进行搪铅处理(铅层厚6—8 )并衬耐酸瓷板二层。考虑到搪铅工艺的实施和搪铅时的铅中毒， 釜体和釜盖须采用法兰连接。此外 ，还考虑到釜内介质的反应速度难以控制以及介质的腐蚀性， 设备不宜采用安全阀作超压泄放装置， 故设置了一泄放口径为200mm的爆破片 （厚 3mm的铅制平板型爆破片内衬厚 2mm 的耐酸橡胶板）作为设备的超压泄放装置。
2、冷凝器的设计与选型
对于二级酯化反应，由于是可逆反应，过程中有水生成，从而会影响反应的进行程度。所以需要将水带出反应釜，促进反应向产物方向进行。反应液中，异辛醇将作为带水剂把水从反应釜中带出，而这样必将浪费原料，因此在反应釜上安装一个换热器加一个分离器，用于排水和回流异辛醇。
这里将以二级反应第一个釜为例进行换热器的计算与选型。
2.1选择换热器的类型
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。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。
2.2传热面积的确定
选用的碳钢管，
两股流体的进出口温度为：热流体（出换热器气） 200→70℃
冷流体 （水） 65 ← 25 ℃
故传热推动力：
= =72.4℃
修正系数ψ R===3.7
P===0.2
初步假设采用单壳程，偶数管的固定板换热器
经查表 ψ=0.88>0.8 所以假设可行，采用单壳程，偶数管的固定板换热器
℃
初步估计传热系数K=370.4W/(㎡·℃)，则由公式Q=AK △Tm 可得 A’=Q/（K△Tm）=515.18/（63.7×370.4）=21.83m2

表2 列管换热器参数表

外壳直径D﹙㎜﹚ 450
管程数Np 4
公称面积﹙㎡﹚ 0.0083
管数NT 106
公称压力﹙MPa﹚ 1.0
管子排列方式 正三角形
管子尺寸﹙mm﹚ 25×2.5
管中心距﹙mm﹚ 32
管长﹙m﹚ 3
计算换热面积﹙㎡﹚ 24.1
4计算管程、壳程的对流传热系数和压降
4.1管程的对流传热系数和压降
为了充分利用的热量，采用液