甲醛水溶液的加压精留分离

双效精馏分离不同浓度甲醇水溶液的节能分析

(a) 1.013×105Pa[12]
(b) 4.270×105Pa [13]
多效精馏广泛应用于甲醇和水的分离过程[3,9-11]，然而对于高低压双塔的串并联问题，依然需要根据甲醇水溶液的不同组成进行优化选择。本文针对不
同的甲醇进料浓度对甲醇水溶液精馏过程的影响，分别采用顺流串联精馏、逆流串联精馏和并联精馏 3 种双效精馏过程进行模拟计算和优化。以最小年度总费用（TAC）为目标，探索不同甲醇浓度下的最佳双效精馏方案，并且，为了说明节能程度，对各方案进行有效能分析。
甲醇是一种重要的工业原料，其产品有甲醛、醋酸、碳酸二甲酯等；还是一种良好的有机溶剂，可用作大规模集成电路中的去油剂和许多无机盐的溶解剂[1]。2018 年上半年，我国甲醇新投产产能约为 180 万吨，但国内甲醇供需失衡的局面依然存在，即使有新增产能，甲醇市场依然供不应求[2]。在甲醇的工业生产和应用过程中，往往存在具有不同成分的甲醇溶液，如甲醇合成过程中产生的粗甲醇质量分数约为 80%～95%[3-7]，油气田天然气水化物抑制剂形成的甲醇废液中，甲醇质量分数为 1%～ 50%[8]。虽然不同来源的工业甲醇溶液的浓度不同，但其中最主要的成分都是甲醇和水。不管是甲醇提纯还是甲醇回收的精馏系统中，甲醇和水的分离都是能耗的主要环节。因此，关于甲醇水溶液精馏过程的节能研究，对甲醇工业节能降耗和降低污染尤为必要。
ZHANG Ting, WEI Shun’an, SHEN Weifeng
(School of Chemistry and Chemical Engineering, Chongqing University, Chongqing 400044, China)
Abstract: Methanol-water mixtures with different compositions exist in many industrial processes, and the main consideration is energy consumption when separating methanol and water. In view of the separation process of methanol-water with methanol concentration of 10%–90%(mass fraction), different distillation models with light split forward, light split reverse and feed splitting were adopted. Using “Design Spec/Vary” function to find the values of distillate flowrate and reflux ratio that the distillate composition to 99.85%(mass fraction) methanol and the bottoms composition to 10–5 methanol. The sensitivity analysis method was used to optimize the number of trays and the feed trays to obtain the minimum annual total cost(TAC). Furthermore, the energy loss of each process under the minimum TAC condition is compared and analyzed. When the methanol concentration of the raw methanol-water mixtures is 30% or less, the TAC of the feed splitting is the smallest; when the methanol concentration of the raw methanol-water mixtures is 50% or more, the TAC of light split reverse configuration is the smallest. In the case of minimum TAC for each process, the exergy loss of feed splitting process is the smallest when the methanol concentration of the raw methanol-water mixtures is 10% or less; the exergy loss of light split reverse process is the smallest when the methanol concentration of the raw

分离甲醇水溶液的精馏系统设计冷凝器的工艺设计

理工大学化工课程设计说明书作者:学号：学院(系):化工学院专业:化学工程与工艺题目:分离甲醇水溶液的精馏系统设计——回流系统的设计指导者：评阅者：年月化工课程设计任务书一、设计题目分离甲醇水溶液的精馏系统设计——回流系统的设计二、设计任务1、精馏系统处理能力：4500kg/h；2、精馏系统进料组成：甲醇含量28%（质量，下同），温度为25℃；3、精馏系统工艺要求：甲醇回收率为97.5%，塔底甲醇含量为1%；4、精馏塔操作条件：常压；三、设计内容1、回流系统工艺设计条件的确定；2、回流系统的工艺设计；3、冷凝器的设结构设计；4、冷凝器的强的设计；四、设计要求1、设计说明书一份；2、设计图纸：a、精馏系统工艺流程图一张（采用AutoCAD绘制）；b、回流系统主要设备总装配图一张（A1）；3、答辩。

五、设计完成时间2007.9.3～2007.9.28目录第一章冷凝器的工艺设计 (1)1．1设计任务和操作条件 (1)1．2设计方案的确定 (1)1．3确定物性数据 (1)1．4计算传热面积 (2)1．4．1计算冷凝器的热负荷 (2)1．4．2计算平均温差Δt m (3)1.4.3假定传热系数 (5)1．4．4计算传热面积 (5)1．5工艺结构尺寸 (5)1．6换热器核算 (8)1．7阻力计算 (10)1．8工艺设计汇总表 (13)第二章冷凝器结构及强度设计2.1壳体、管箱壳体和封头的计算 (14)2．1．1壳体管箱的设计 (14)2．1．2封头的设计 (14)2．1．3封头的强度计算 (14)2．1．4筒体的强度计算 (15)2.2进出口的设计 (16)2．2．1接管外伸长度 (16)2．2．2接管最小位置 (16)2．2．3接管与筒体、管箱壳体的连接 (17)2．1．4筒体的强度计算 (18)2．3管板 (18)2．3．1管板的结构 (18)2．3．2管板的尺寸 (18)2．3.3固定管板的强度计算 (19)2．4换热管 (21)2．5法兰的选定 (23)2．5．1管板法兰盖的选定 (23)2．5．2接管法兰的选定 (24)2．6管子与管板的连接 (25)2．7膨胀节 (25)2．8折流板 (25)2．9拉杆、定距管 (26)2．10鞍式支座的选择 (27)2．11分程隔板 (28)2．12防冲挡板 (28)2．13泵的选择 (29)2．14主要零部件汇总表 (30)心得体会 (31)参考文献 (32)第一章再沸器设计任务书一，设计题目分离甲醇水溶液的精馏系统设计——再沸器的设计二，设计任务1）精馏系统的处理能力：4500kg/h；2）精馏系统的进料的组成：甲醇含量28%（质量，下同），温度为25℃；3）精馏系统的工艺要求：甲醇的回收率为97 .5，塔底甲醇含量1%；4）精馏塔操作条件：常压三，设计内容1）再沸器工艺条件的确定2）再沸器的工艺设计3）再沸器的结构设计4）再沸器的强度设计四，设计要求1）设计说明书一份2）设计图纸：a．精馏系统工艺流程图一张（采用AutoCAD绘制）b．再沸器总装配图一张（AI）3）答辩五设计完成时间2007．9．3——2007.9.28第二章再沸器的设计工艺2．1.1塔釜物料基本数据精馏塔计算结果有塔釜釜液的数据：塔釜的组成与流量：Xw=0.565%(摩尔分数)气相摩尔流量= 136(kmol/h)气相体积流量= 4062.27(m3/h)塔釜的温度：=99.86℃塔底气相温度：twv=99.24℃塔底液相温度：twL塔釜的压强：精馏段每块塔板压降398.4pa 塔板数：18提馏段每块塔板压降417.37pa 塔板数：10设塔顶的表压为2000Pa.则塔釜压强（表压）：p=2000+398.4×18+417.37×10=13344.9(pa)由于塔底气相，液相的温度相差不是很大，故在设计的时候可以看成他们的温度相同，为了计算的方便以及物性常数的查找，在设计的时候我们选取的温度为100℃。

分离甲醇-水混合物化工设计

示例1设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa(绝对压力)进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：≤0.7 Kpa塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa(表压)全塔效率：E T=47%建厂地址：[设计计算](一)设计方案的确定本设计任务为分离甲醇-水混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

(二)精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmolx F=32.4%x D=99.47%x W=0.28%2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/KmolM D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/KmolM W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol3、物料衡算原料处理量：F=(3.61*103)/22.54=160.21 Kmol/h总物料衡算：160.21=D+W甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28%得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h(三)塔板数的确定1、理论板层数M T的求取甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y图(附表)②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e(0.324，0.324)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交战坐标为 (x q=0.324,y q=0.675)故最小回流比为R min= (x D- y q)/( y q - x q)=0.91取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/hV=(R+1)D=2.82*51.88=146.30 Kmol/hL ′=L+F=94.42+160.21=254.63 Kmol/h （非泡点进料要注意q 值） V ′=V=146.30 Kmol/h ④精馏段操作线方程为：y =(L/V)x + (D/V)x D =(99.42/146.30)x+(51.88/146.30)*99.47%=0.6454x+0.3527 提馏段操作线方程为：y ′=(L ′/V ′)x ′ + (W/V ′)x W =(254.63/146.30) x ′-(108.33/146.30)*0.28% =1.7405 x ′-0.0021 ⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数(附图)，求解结果为：总理论板层数：N T =13(包括再沸器) 进料板位置： N F =10 2、实际板层数的求取)1()1(A A A A --=y x x y αα%47E 047.1*(345.00＝故＝　见后） μαμ=精馏段实际板层数：N 精＝9/47%=20 N 提＝4/47%=9(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1、塔顶操作压力：P D ＝101.3 Kpa每层塔板压降：△P ＝0.7 Kpa进料板压力：P F ＝105.3+0.7*20＝119.3 Kpa 精馏段平均压力：（105.3+119.3）/2＝112.3 Kpa 2、操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：塔顶温度：t D ＝64.6℃ 进料板温度：t F ＝76.3℃ 精馏段平均温度：t M ＝70.45℃ 3、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x D =y 1=0.9947,查y-x 曲线（附表），得x 1＝0.986M VDm =0.9947*32+(1-0.9947)*18=31.93 M LDm =0.9860*32+(1-0.9860)*18=31.80 进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（附图），得 y f =0.607 x F =0.229M VFm =0.607*32+(1-0.607)*18=26.50 M LFm =0.229*32+(1-0.229)*18=21.21 所以精馏段平均摩尔质量： M Vm =（31.93+26.50）/2=29.22 M Lm = (31.80+21.21)/2=26.51 4、平均密度计算 ⑴气相密度计算由理想气体状态方程计算，即3/15.1)45.70273(*314.822.29*3.112M Kg RT M P mV m V m m=+==ρ（这里也可以分别计算进料板与塔顶第一板的密度再取平均值） ⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即∑=iiLmραρ1塔顶液相平均密度的计算由t D ＝64.6℃ 查手册得，3B 3/K 3.980/K 745m g m g A ＝ ρρ=3/K 7460053.09947.01m g BA LD m=+=ρρρ进料板液相平均密度的计算由t F ＝76.3℃ 查手册得，3B 3/K 978/K 735m g m g A ＝ ρρ=进料板液相的质量分量%56.3418*771.032*229.032*229.0=+=A α3/K 7.8776544.03456.01m g BA LF m=+=ρρρ⑶精馏段液相平均密度为：321/K 8122)(m g mL =+=ρρρ5、液体平均表面张力计算⑴液相平均表面张力依下式计算，即∑=i i L x mσσ（苯、甲苯体系可用此式，醇水体系请用公式4/14/14/1o so w sw m σϕσϕσ+=来计算）塔顶液相平均表面张力的计算由t D ＝64.6℃，查手册得mmN m mN m mN B A A m/ 05.190053.09947.0/ 2.65/ 8.18LD B =+===σσσσσ ⑵进料板液相平均表面张力的计算由t F ＝76.3℃，查手册得mmN m mN m mN B A A m/ 35.52771.0229.0/ 7.62/ 5.17LF B =+===σσσσσ ⑶精馏段液相平均表面张力为：m mN m m mLF LD L / 7.352)(=+=σσσ6、平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即∑=iiL x m μμlg lg⑴塔顶液相平均粘度的计算由t D ＝64.6℃ 查手册得，smpa smpa s mpa mmL B A L /34.0lg 0053.0lg 9947.0lg /437.0/34.0D D B A ＝解得＝＝μμμμμμ+=⑵进料板液相平均粘度的计算由t F ＝76.3℃ 查手册得smpa smpa s mpa mmL B A L /53.0lg 771.0lg 229.0lg /374.0/28.0F F B A ＝解得＝＝μμμμμμ+=⑶精馏段液相平均表面张力为s mpa /345.0221A ＝）（＝μμμ+（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：021.0)15.1812(08.110*56.8)(L )(L 20C C /10*856812*360051.26*42.94*3600/033.115.1*360022.29*30.146*360021421212.0L 20max343===-=======--V L s s V L h h V V L Lm Lm s Vm Vm s V V C u sm LM L sm VM V ρρρρσρρρρρ）（＝其中由取板间距H T ＝0.4m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T -h L =0.40-0.06＝0.34m 查史密斯关联图得，C 20＝0.074sm u / 204.215.115.1812083.0083.0207.35074.020C C max 2.02.0L20=-===　）（）（＝σ取安全系数为0.7，则空塔气速为sm sm u u / 948.0543.1*1.033*4u 4V D / 543.1204.2*7.0s max ======ππ 按标准塔径圆整后，为D=1.0m 塔截面积为22785.04m D A T ==π实际空塔气速为u=1.033/0.785=1.316s m /2、精馏塔有效高度的计算（实际高度要注意人孔处、进料板、再沸器、塔顶空间等）精馏段有效高度为Z 精＝（N 精－1）H T ＝（20-1）*0.4＝7.6m 提馏段有效高度为Z 提＝（N 提－1）H T ＝（9-1）*0.4＝3.2m 在进料板上方开2人孔，其高度为0.8m故精馏塔有效高度为Z ＝N 精+N 提+0.8*2＝12.4m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径D ＝1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：⑴塔长l W =0.66D=0.66m⑵溢流堰高度h W 由h W ＝h L -h OW选用平直堰，堰上液层高度h OW32)(100084.2wh ow l L E h =近似取E ＝1，则m h ow 93.7)66.03600*10*56.8(*1*100084.2324==-取板上清液层高度h L ＝60mm故m h w 33310*07.5210*93.710*60---=-=⑶弓形降液管宽度W d 和截面积A f由l w /D=0.66,查图得 A f /A T =0.0722 W d /D=0.124mD W m A A d T f 124.0124.00567.0*0722.02====验算液体在降液管中停留时间 s s L H A hTf 55.263600*10*56.840.0*0567.0*360036004>===-θ 故降液管设计合理⑷降液管底隙高度h 0mm h s m u u l L h w h006.0016.008.0*66.0*36003600*10*56.8/ 08.0*36004000>==''=-则＝取故降液管底隙设计合理选用凹形受液盘，深度wh '=50mm 2、塔板布置⑴塔板的分块因D ≥800mm ，故塔板采用分块式，且分为3块⑵边缘区宽度确定取m W m W W C S S 035.0065.0=='= ⑶开孔面积A a212221222a 532.0)465.0311.0sin 180465.0*311.0465.0311.0(2465.0035.05.02311.0)065.0124.0(5.0)(2sin 180(2A m A mW Dr m W W Dx rx r x r x a c s d =+-==-=-==+-=+-=+-=--ππ故其中，⑷筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 t ＝3d 0＝15 mm筛孔数目n 为个2731015.0532.0*155.1155.122===t A n a 开孔率为%1.10)015.0005.0*907.0)907.0220==（（＝t d ϕ气体通过阀孔的气速为 s m A V u s / 23.19532.0*101.0033.100===（七）筛板的液体力学验算1、塔板压降⑴干板阻力h c 计算干板阻力 )()(051.0200LVc C u h ρρ= 由d 0/δ＝3/5=1.667, 得C 0＝0.772 故液注0448.0)81215.1()772.023.19(051.02==c h ⑵气体通过液层的阻力h l 计算 h l ＝βh L21210 52.115.1418.1/418.10567.0785.0033.1ms Kgu F sm A A V u v af T s a ====-=-=ρ查图得，β=0.59故液柱m h h h h ow w L l 0354.0)10*93.710*07.52(59.0)(33=+=+==--ββ⑶液体表面张力的阻力σh 计算液体表面张力所产生的阻力σh 由下式计算液柱m gd h L L 00359.0005.0*81.9*81210*7.35*4430===-ρσσ 气体通过每层塔板的液柱高度h P 可按下式计算，即 h P =h c +h l +h σh P =0.0448+0.0354+0.00359=0.084m 液柱气体通过每层塔板的压降为设计允许值）(7.045.66781.9*812*084.0h P p KPa g L <===∆ρ2、液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

多聚甲醛的生产工艺及技术进展

多聚甲醛的生产工艺及技术进展2.1 多聚甲醛生产工艺2.1.1 甲醛聚合原理甲醛水溶液在长期存放或浓缩操作过程中能发生聚合，生成多聚甲醛----白色粉状线性结构的聚合体。

生成的平衡反应受 H+浓度的影响较大，微量极性物质的存在，如酸、碱和水等都会加速聚合反应的进行。

温度也有影响，温度低时反应向生成聚合物的方向移动，温度升高时则向反向移动。

温度很高时甚至会完全解聚生成单体，尤其是有酸存在时加热更易使其解聚成气态甲醛单体。

目前工业上基本采用催化聚合的方法制备多聚甲醛。

通过加助剂，如碱（NaOH）、酸（H2SO4）、碱性碱土金属及其氧化物（MgO）、金属离子（铁、钴、镍金属）及其盐、胺类（二乙胺、三乙胺、三乙醇胺等）等等，可以促进甲醛迅速催化聚合.其中某些有机胺类能在多聚甲醛聚合度达到一定程度时封铸聚合物的端基，使残余的水游离出来，迅速蒸发干燥。

以胺为助剂甲醛聚合机理如下: …2.1.2 多聚甲醛生产工艺路线目前，国内外应用较成熟的多聚甲醛生产工艺路线主要有以下几种：2.1.2.1 真空耙式干燥器干燥制多聚甲醛…2.1.2.2 金属传送带干燥制多聚甲醛…2.1.2.3 喷雾法78-85%浓甲醛加助剂后，在干燥室 30-40℃惰性气体（N）条件下喷雾造粒2得到细颗粒、水溶性好、具有流动性的多聚甲醛。

要制得高含量多聚甲醛，可再转入流化床两段干燥，第一段控温 45-70℃可得醛含量 90-91%多聚甲醛；第二段控温 70-100℃强化干燥后醛含量达 95%以上。

喷雾干燥法干燥时间短，制得的多聚甲醛颗粒大小可调，具有流动性，操作灵活。

缺点：气固分离困难，细颗粒粉尘回收难，热效率不高，设备容积大。

2.1.2.4 共沸精馏法甲醛浓缩后的浓醛导入装有惰性有机液的反应釜，共沸脱水，最后过滤有沉淀的釜液，将固体干燥，蒸去低沸点有机液，可制得醛含量 91-99%的多聚甲醛产品。

共沸精馏法制备工艺尽管也可以制备较好的产品，由于共沸剂的种类、回收以及工艺放大等问题，目前只有少数厂家生产。

低浓度甲醛提浓技术探讨

ｏｆｄｉｌｕｔｅｆｏｍａｒｌｄｅｈｙｄｅｏｆｐｒｅｓｓｕｒｅｒｅｃｔｉｉｆｃａｔｉｏｎｃｏｎｃｅｎｔｒａｔｉｏｎｔｅｃｈｎｏｌｏｙ，ｒｇｅｄｕｃｅｄｐｒｅｓｓｕｒｅｃｙｃｌｏｎｅｓｅｐａｒａｔｉｏｎｔｅｃｈｎｏｌｏｙ，ｇａｎｄｍｅｔｈｙｌａｌｏｘｉｄａｔｉｏｎｔｅｃｈｎｏｌｏｙ．Ｔｇｈｅｔｈｒｅｅｃｏｎｃｅｎｔｒａｔｉｏｎｔｅｃｈｎｏｌｏｇｉｅｓｗｅｒｅｉｎｔｒｏｄｕｃｅｄａｎｄｔｈｅａｄｖａｎｔａｇｅｓａｎｄｄｉｓａｄｖａｎｔａｇｅｓｗｅｒｅｃｏｍｐａｒｅｄ．Ｋｅｙｗｏｒｄｓ：ｆｏｍａｒｌｄｅｈｙｄｅ；ｃｏｎｃｅｎｔｒａｔｉｏｎ；ｔｅｃｈｎｏｌｏｇｙ
甲醛是一种重要的基本有机化工原料，其下游产品很多。
在我国，甲醛主要用于生产三醛树脂（包括脲醛树脂、酚醛树
脂和三聚氰胺甲醛树脂），其占甲醛消费总量的５０％以上。此外，甲醛还用于生产季戊四醇、新戊二醇、１，４一丁二醇
ＬＩＮＸｉａｏ —ｙａｎ，ＷＡＮＧＱｉ（ＰｏｌｙｆｏｒｍａｌｄｅｈｙｄｅＰｌａｎｔ，ＳｈｅｎｈｕａＮｉｎｇｘｉａＣｏａｌＩｎｄｕｓｔｒｙＧｒｏｕｐ，ＮｉｎｇｘｉａＬｉｎｇｗｕ７５１４００，Ｃｈｉｎａ）

甲醛装置工艺流程简述

（1）甲醛装置工艺流程简述从甲醇缓冲罐来的甲醇用泵送入本装置，先进入甲醇预蒸发器，在此与风机出口侧的新鲜空气以及吸收塔顶来的循环气进行混合、预热。

甲醇预蒸发器提高了进入反应器的甲醇-空气混合气的温度，也增加了（导热油冷凝器）所产生的热量。

预热后的气体进入甲醇蒸发器，在此与主反应器出来的产品进行换热，甲醇/空气混合气被进一步加热后的进入主反应器。

反应器类似一个管壳式的换热器，管程是催化剂，壳程是为用于撤热的导热油。

气体混合物进入反应器流经催化剂管时，反应式如下：少量甲醇被进一步氧化生成一氧化碳，发生如下副反应：此外，少量的甲醇脱水生成二甲醚：这些反应为放热反应，混合气通过催化剂管时，温度升高。

大部分甲醇反应完毕后，温度降低，催化剂管出口气体的温度接近导热油的沸点温度。

每根催化剂管内的最高温度称为“热点”温度，“热点”温度时甲醇反应控制过程中的一个重要参数。

为保持最佳反应温度条件和限制副产品生成，在反应期间通过壳程导热油蒸发而将热移出反应器，气-液导热油在导热油冷凝器中冷凝，冷凝热产生的蒸汽并减压至0.8送出界外。

导热油回路设计成一个热虹吸系统，一旦反应开始，循环开始，不需要泵。

工厂开车时，通过导热油泵将导热油从贮槽经电加热器升温送入反应器。

一旦稳定状态的条件达到后，停下导热油循环泵和加热器，依靠热虹吸作用维持导热油自身循环。

反应器出口气在甲醛蒸发器中与甲醇-空气混合器进行热交换后被冷却，然后进入吸收塔和，在吸收塔内，甲醛气体与工艺水逆流接触，二台吸收塔串联操作。

工艺气从吸收一塔底部进入，从顶部出来后进入吸收二塔底部，脱盐水从吸收二塔顶部加入。

从底部抽出所要求浓度的甲醛溶液，部分甲醛循环使用，余下的送入甲醛贮罐。

产品管线上安装有质量流量计，自动控制甲醛浓度。

产品甲醛在板式换热器中冷却。

离开顶部的气体一部分通过循环风机和进行循环进入反应工段，一部分经过催化焚烧系统处理后排入大气。

排放控制系统将尾气中有机物质的浓度降至环保要求的排放指标之内。

聚甲醛工艺简介3

共聚甲醛生产主要工艺环节
一、甲醛浓缩二、三聚甲醛（TOX）生产三、二氧五（戊）环（DOX）生产四、聚甲醛（POM）生产五、POM脱气造粒
一、甲醛浓缩
1、浓缩目旳:将40%wt工业甲醛浓缩至60%左右，用
作TOX和DOX生产旳原料。
2、原料起源:生产浓甲醛（60%）旳原料来自两方面：
（1）甲醛合成车间煤或天然气 →合成气（CO，H2）→甲醇（CH3OH）→
HO（CH2O）3H + CH2（OH）2
HO（CH2O）4 H + H2O
②生成TOX （熔点63 ℃）
HO（CH2O）3H
（CH2O）3 + H2O
（3）副反应：生成下列低沸点副产物
CH2O + H2O
HCOOH（100.5℃）+ CH3OH （64.7 ℃）
HCOOH + CH3OH CH2（OH）2 + 2CH3OH
聚甲醛工艺简介
性能与用途共聚甲醛生产主要工艺
性能&用途
聚甲醛树脂，又称聚氧甲撑树脂（polyoxymethylene Resins ，POM ），于50年代由杜邦企业研制开发，是目前世界三大通用工程塑料之一。聚甲醛作为性能优异旳工程塑料，可分为两大类：一是三聚甲醛或甲醛旳均聚体，称为均聚甲醛。均聚甲醛具有优异旳刚性，拉伸强度高，单位质量旳拉伸强度高于锌和黄铜，接近钢材，而且耐磨性能好、摩擦系数小，但是热稳定性差、不耐酸碱。
（2）三聚甲醛共聚
①反应过程：采用两级反应机，预反应机 → 主反应机串联反应，在
预反应机内主要完毕原料混合、反应引起，在主反应机内完毕链增长。
②温度控制：反应机（器）为双螺杆输送机，采用外部夹套冷却

聚甲醛工艺简介3

2.挥发分分离和TOX浓缩
主要杂质：甲缩醛、甲醇、甲酸、甲酸甲酯稀HCHO溶液送往 “甲醛浓缩”
水分和低沸 TOX 17%wt HCHO43%wt 来自反应器
点副产物含TOX 32%wt 的甲醛溶液
浓缩塔
蒸馏塔
65%wt TOX溶液
3.TOX结晶，离心分离和熔融
理论基础：TOX和水形成共沸组成为69.8% TOX, 30.2%H2O的共沸物, 不能通过精馏制得高纯TOX。结晶分离：TOX m.p. 62-63℃, 可溶于水，溶解度随温度升高而增大，采用结晶分离方法，得到90-95%wt TOX。（-9℃乙二醇水溶液，冷冻结晶，离心分离）过程：65%wt TOX溶液 → 冷却结晶 → 离心过滤 → 冷冻脱盐水洗涤 → 晶体熔融器熔融 → 螺杆泵输送 → 去萃取特殊设备：三聚甲醛结晶器、三聚甲醛晶体熔融器、 TOX结晶悬浮液输送泵（螺杆泵），离心机。
从塔顶脱除溶液中的甲醇，馏出液为90.15%wt甲醇溶液，釜液送TOX、 DOX生产。
二、三聚甲醛（TOX）生产
1.三聚甲醛合成 2.挥发分分离和TOX浓缩 3.TOX结晶，离心分离和熔融 4.TOX萃取和精馏
1.三聚甲醛合成
CH2O+H2O n HO-CH2O-H
（1）多步反应
HO-CH2O-H
3、工艺理论基础
（1）在水溶液中，几乎所有甲醛都以单水合物和聚合水合物形式存在。 60℃时，甲醛水溶液中游离HCHO占总量的0.1%wt； 100℃时，甲醛水溶液中游离HCHO占总量的1%wt。 CH2O+H2O n HO-CH2O-H HO-CH2O-H 甲二醇 HO ( CH2O)nH+ （ n-1）H2O 聚合水合物