PBT合成工艺及控制

1、毕业论文课题： PBT 树脂的生产工艺及控制专 业高聚物生产技术学生姓名黄正中班组高化0911学号指导教师侯文顺完成日期201 1-10- 17第一章概述 11.1PBT的生产历史与现状 11.2PBT的理化性能 11.3PBT生产工艺与技术 2第二章PBT的生产工艺52.1PBT聚合反应机理 52.2直接酯化法合成PBT的工艺流程62.3生产工艺 7第三章PBT的质量控制 173.1酯化反应工艺参数的控制 173.2工艺塔的控制 193.3预缩聚反应器的工艺控制 193.4最终缩聚反应工艺参数的控制 203.5脱盐水循环系统的控制1. 1国内外PBT的发展历史和生产现状1.1.1 世界PBT

2、生产历史与现状PBT全称是聚对苯二甲酸丁二酯，是一种直链非饱和热塑性聚酯，具有优良的物化特性，与聚酰胺（P3,聚碳酸酯（P。，聚甲醛（POM和改性聚苯酰（mPPO成为五大通用 工程塑料。早在1942年，德国P.Schack就在实验室里合成了 PBT树脂。1970年美国Celanese公司首先将之推向市场，起初商品名为X-917,够称为CELEX其后，伊斯曼公司，GE公司以及德国的巴斯夫公司也相继投入生产。由于PBT具有优良的终合性能，自1970年问世以来，得到了迅速的发展，在五大工程 塑料中，PBT的年增长率是最高的，1992年全世界生产能力已到达25.3万吨。随着生产技术的进步和完善，新的应

3、用的市场的开发，预计今后PBT的生产仍将会以较高的速度增长1.1.2 中国PBT生产历史与现状我国对PBT聚合物的研究始于80年代初，有上海涤纶厂的试制生产，上海树脂所与吴 淞化工厂协作的50 t/a中试，以及后来北京市化工研究院的 400 t/a中试。生产装置的能 力充其量不超过1000 t，用量也不多。但随着国民经济的发展，市场需求量的增加，我国 PBT生产能力迅速增大。1994年南通合成材料厂5000 t/a连续法（DMT路线）PBT树脂生产 装置建成投产，成为业洲第一套连续酯交换法PBT树脂生产装置。与此同时，北京泛威工程塑料公司3条PBT树脂缩聚生产线（间歇式DMT各线）和4条从西德

4、引进的PBT选粒设备 生产线相继建成投增加的PBT生产装置和后加工生产装置，这样到 1997年底，我国PBT树 脂生产装置和改性PBT生产装置的能力分别达到4.7万t/a和4.35万t/a，而且整个PBT 的需求量不断增加。1. 2 PBT的理化性能1.2.1 PBT的理化性能PBT工程塑料具有优良的耐热性，分别表现为高熔点、高变形温度、高连续使用温度和 优良的热稳定，易于制成达到要求的阻燃品种；机械强度高，在工程塑料中名列前茅，有 优良的电气性能和耐候性；高弹性，低吸收性，饱和吸湿后对机械、电器及尺寸稳定性的 影响小，低摩擦，耐磨耗；具有优良的耐化学药品性。除了热水和碱外，PBT工程塑料对大

5、多数化学药品都呈惰性；由于流动性好、易加工、成型周期短、制品表面光滑并具有光 泽，可制成薄壁和形状复杂的制品。所在单位产品具体技术指标如表1-1所小。表1-1 PBT树脂产品的技术指标物理性能状态乳白色的颗粒1.3 PBT的生产密度1.32g/cm3工艺与技术选吸水率0.1%择成型收缩率1.5-2%当玻纤含量0.2-0.9%今世界上主要力学性能摩擦系数0.3-0.4有以下熔点大丁（或等丁）225C两条工艺 路弯曲强度95MPa线：一耐化学药品性除热水和碱外，PBT工程塑料对大多数化学药品都呈惰性条是酯交换法（DMT结晶度经X射线衍射测定，PBT树脂相对结晶度均稳定在50C左右法）；另外一条是直

6、接酯化法（PTA法），我公司PBT生产米用PTA法。1.3.1 PBT树脂的生产工艺路线1、酯交换法这种方法先由对苯二甲酸二甲酯（DMT和1, 4- 丁二醇（BD经过酯化反应生成BHBT 和甲醇，单体BHBT®一步聚合生成PBT同时脱出BD 乂因BD脱水（环化而生成副 产物四氢吠喃（THF。本工艺可分为间歇法和连续法两种。将熔融 DM麻日BDX入反应器，在催化剂的作用下，进行酯交换反应和预聚合反应。酯交换过程中，大部分甲醇及THF僻出，酯交换结束后，生成物即为单体（BHBT,经过过滤。除去机械杂质后进行缩聚反应， 在高温减压下进行预缩聚。最后，在高真空下缩聚，达到所需要的黏度。在冷凝

7、器中分离 出BD可供回收，但甲醇和THF因分离困难，只能作焚烧处理。缩聚完毕即用釜底的齿轮泵 将料送至切粒机冷却切粒，干燥后称重包装，此法生产的PBT树脂的最大特性黏度可达1.25dl/g 。2、直接酯化法这种方法先由PTA和BD经过酯化反应生成BHB伽水，单体BHBT®一步聚合生成PBT 同时脱出BD 乂因BD脱水环化而生成副产物THE1.3.2 PTA法与DMT&的比较早期，由丁 PTA法的主要原料对苯二甲酸（PTA的纯度不够，导致直接酯化速度慢， 反应温度高，副产物THF多（最高可达37%，原料单耗大，生产成本高，因此 PBT的生产 大多采用DMTU。但是随着高纯度的P

8、TA的出现和直接酯化高效的催化剂的开发，PTA法 便逐渐显示出其独特的优越性，两者各类消耗值如表1-2所示。表1-2 PTA和DMTS消耗值的比较项目DMTt （连续）PTA法（连续）原料消耗DMT 885kg/tPTA:753kg/t.PBTBD:442kg/t.PBTBD:470kg/t.PBT副产物甲醇(< 95%=290kg/tTHF(> 99.5%)40kg/tTHF(< 40%=21kg/t相对丁 DMTU而言，PTA法消耗PTA*较少，BD的单耗PTA法虽然较DM祛高，但实 际其中有50kgBD生产了 THK在PTA法中THF与吒。易丁分离、提纯方便，THF本身

9、也具 有较高的经济价值，是制药、溶剂等行业重要原料之一；而DM愁的主要副产物甲醇和THF 则难丁提纯，经济效益很难提高。因此相对而言，PAT法较TMCft有较大的优越性。随着近年来，PTA的生产日益增高，远较DM1®得，PAT法将是今后PBT生产的主要方式，也是 PBT今后发展的主流方向。第二章PBT的生产工艺PBT的制备主要经过两个主要步骤：酯化反应和缩聚反应。先由 PTA和BD经过酯化反 应生成BHBTffi吒0,单体BHBT®一步聚合生成PBT同时脱出BD 乂因BD脱水环化而生 成副产物THE2. 1 PBT聚合反应机理2.1.1酯化反应机理直接酯化反应是这样进行的，

10、粉末状的 PTA溶解丁 BD中，已熔的PTA和BD在高温下 酯化反应生成BHBT该反应为可逆反应。由丁 PTA其在BD中的溶解度很小，且无确定的熔点，仅在 402C升华，而BD沸点仅 为230C,大大低丁 PTA的升华点，所以上述反应体系届丁固液非均相体系，反应主要发 生在已溶解的PTA与BD之间，反应速度慢。反应刚开始时，溶液中PTA总是处丁饱和状态， 反应速度与PT碍日BD的配置浓度无关，一直向生成的 BHBTJ向进行。随着反应的进行，因为PTA在反应混合物中的溶解度远较纯 BD中高，PTA粒子溶解速PTA度逐渐加快，当PTA完全溶解时，反应开始转入均相酯化阶段。此时，反应速度将随 与BD

11、的浓度变化而变化。酯化反应生成 HO, RO浓度过高将意味着降低酯化度。另外，在高温及反应物浓度较高的条件下，还将发生 BD环化生成副产物THF的反应。2.1.2缩聚反应机理缩聚反应是发生在丁二醇酯基之间的反应，即每两分子丁二醇酯基缩聚并生成一分子 BD,反应方程式：所得到的低聚物的每个分子仍然具有活性双官能团（丁二醇酯基），还可以继续发生缩聚反应，事实上，酯化反应开始后不久生成一定量的BHBT寸，就有缩聚反应同时发生，酯化反应后期，单体已基本消失，生成不同聚合度的低聚物。形成的低聚物可以与原料单体 相互缩合，也可彼此之间缩合，甚至形成 PBT大分子。缩聚反应是可逆反应。反应物系中降低BD浓度

12、将使反应向生成高聚物方向进行。因此, 要得到高聚物合度的聚合物就要设法把生成的BD尽量从反应物中脱除。物料汽相体系中BD分压的降低，可引起反应体系的 BD浓度降低，从反应向生成高聚物的方向进行，同时 反应速度也相应提高。为此缩聚反应要求在真空条件下进行，特别是在缩聚反应后区要求 在高真空下进行，同时应该尽量增加蒸汽面积，以利于 BD HO等小分子的脱离。在高温条件下，随着聚合物分子量的增加，同时会发生降温、热氧降解、线形高聚物 环化等多种副反应，从而导致聚合物分子量降低、熔点下降和着色，影响产品的质量。2.2直接酯化法合成PBT的工艺流程图这种方法合成PBT从浆料配制经过酯化和缩聚两个主要步骤

13、得到PBT树脂，方块工艺流程图见图2-1（具体工艺流程图见附录1）。成品包装"切粒系统卜I熔体输送单图2-1直接酯化法方块工艺流程图2.3 PBT的生产工艺整个工艺过程由原料PTA从日料仓经PTA计量称计量后加入到浆料调配槽，同时计量 加入酯化和缩聚过程回用的 BD,经搅拌器搅拌均匀，PTA/BD的浆料摩尔比为1: 1.11,配 置好的浆料通过螺杆泵连续计量后， 从酯化釜泵输出的回用BD从酯化釜底部计量加入，在 压力400mbar(a)、温度240C和搅拌下进行酯化反应，酯化过程中生成的水和副产物THF经过工艺塔进行分离、浓缩、提纯回收，酯化釜的酯化物BHBTS过齿轮泵输送并经过过滤

14、器过滤后送入终缩聚反应釜。缩聚反应产生的BD经喷淋系统分离回用，预聚物在1mbar(a) 的高真空和230C下在终缩聚圆盘反应器中继续缩合，使PBT达到所期望的黏度后切粒、干燥、称重包装。2.3.1浆料配置单元(具体工艺流程图见附录 2)为获得稳定的产品质量，保证 PTA与BD的摩尔比包定不变，尽可能减少配比误差是极 为重要的。本单元的主要任务就是配置出酯化反应所需要待定摩尔比的PTA/BDg料。1、原料准备PTA原料通过电梯和电动葫芦提升至聚酯楼 4楼投料间，用PTA电动葫芦10-X01.1/2 经PTAP料斗10-H01.1/2人工投料在日料仓10-W01,日料仓顶设有粉尘过滤器10-S0

15、1和 抽风机10-B01完成PTA粉尘分离，通过氮气反吹过滤器 10-S01实现过滤器再生。料仓底部设有导流反吹板，通过氮气反吹防止架桥，保持下料顺畅。2、PTA出料和称重在10-W01底部阀门下面，设置了一失重式系统 10-Q039, PTA计量系统的称重进料料 斗内有来自PTA日料仓的一定量的PTA粉末，螺杆输送器连续计量自称重进料料斗至于浆 料配制槽10-V01的PTA*,通过测定单位时间内进料料斗内控制 PTA的量。如果测出的重 量衰减率偏离设定值，相应调整螺杆转速。当进料料斗内PTA降低至一定量时候，传感器WQRC0101开进料阀XV01115在较短时间内，进料斗重新装填 PTA如果

16、进料时间过长， 则氮气吹入导流反吹板，加快 PTA的流动速度，进料时间里螺杆保持先前的转速不变。为 防止日料仓底部的PTA粉末的架桥，由氮气送入 PTA日料仓的底部进行间歇反吹，以保证 PTA能顺利出料。3、浆料配制在一定温度下，浆料的黏度由PTA和BD的摩尔比和PTA的粒度决定。一般情况下，浆 料黏度在搅拌器高速剪切的作用下会降低，而在静止则会增大。当浆料不流动时，PTA与BD可能会发生分离沉降现象。入10-V01的PTA与BD溶液，要求保持1: 1.12的摩尔比，本装置采用比值调节系统， 保证PTA与BD自动配比，同时进入体积约10立方米的浆料配制槽，从有利于控制准确聚 合装置负荷的角度出

17、发，采用以加入 PTA量控制加入BD量的控制方式。浆料配制使用的 BD为回用BD自BD收集槽V30由泵P30A/B经过滤后送至本单元，在开车阶段，浆料配制 使用新鲜的BD经流量计FFQC010针量后,VO1的顶部放空管内喷淋的方式加入浆料配制槽中，这样可洗去排气中的PTA粉末，V01放空管的畅通，不致因粉末飞扬而堵塞。为了获得良好的混合效果且不发生沉降，10-V01中有特别设计在搅拌起0-A04,功率 为22KW转速50rpm,结构为四层双叶搅拌浆，能保证浆料在各个不同的方向有运动，消 耗了搅拌的死角。在其作用下PT碍日BD分散，混合均匀，若造成结块，在10-A04与10-Q029 间设有连锁

18、，一旦搅拌器停止，立即自动停止PTA!料。在60C时候，BD与PTA混合均匀后，由两种螺杆泵10-Q01.1/2将PTA浆料送至酯化 釜10-R01进行酯化反应，可回流到浆料批配制槽中。每台浆料泵均在50%勺负荷以下运行， 当一台出现故障而停车时候，另一台可自动提高转速，承担全部负荷。此浆料泵变频交流 电机为动力，其转速与物料流量保持一定的关系。设有转速控制SRC0103根据浆料的流量，调节各浆料泵的转速。10-Q01.1/2泵后的浆料管线上装有质量流量计 FFRC0102具有测量浆料的流量，比重 和温度的功能，从而推算出BD与PTA摩尔比的大致数值，检查其是否正常。每台浆料出口 管线上还分别

19、设有压力超高包 PAHH010仙PAHH0102在发生压力超高报时，相应的浆料 泵停止运转，以保护设备。在生产线短时间停车时候，浆料自循环。若生产不正常，浆料 可能沉淀结块而使管道堵塞，在出料阀管线上设新的BB中洗可用于疏通。浆料配制槽设有蒸汽加热盘管，加热管仅在开车时或者特殊情况下使用。正常生产时， 浆料配制使用的是温度较高的回用 BD,因此无需加热。2.3.2催化剂由于本装置使用的催化剂钛酸四异丁酯在高温下与水反应，生成TiO2，从而丧失活性，催化剂直接在酯化段加入。本装置CAT配置采用在线连续配置，通过控制催化剂隔膜泵 10-Q02的泵速和配制用新鲜的BD流量来完成标准浓度的催化剂配制，

20、再经过滤器和静态混合器均匀后从10-R01进入酯化反应器供酯化反应与预缩反应使用2.3.3酯化单元（具体工艺流程图见附录 3）该单元的作用是使浆料在高温、真空条件下进行酯化反应生成 BHBT同时也有缩聚反 应及BD环化脱水副反应发生。酯化反应采用低温、短停留时间工艺，以减少 THF的生成， 采用真空的目的是便于BD THF水分的蒸发。1、单元工作流程反应生成的水、THF和部分BD蒸汽自反应釜顶部进入工艺塔，在工艺塔内将 BD从THF 和水中分离出来，分离出的BD与PTA成一定比例回流至酯化釜继续反应。 酯化反应在酯化 釜10-R01 （内外两室结构）进行。自10-Q01.1/2来的PTA浆料从

21、酯化釜顶部进入酯化釜 内室，再流到外室。酯化釜内反应温度为 240C，压力为400mbar,经过一小时停留时间， 酯化釜外室中部流出的酯化物酯化率达到95%在酯化反应的同时，也进行缩聚反应，酯化物的缩聚转化率为75.2%左右。应生成的水蒸汽、副产物THF蒸汽和BD蒸汽等一起自酯 化釜顶部进入工艺塔10-C01塔釜。在工艺塔内，混合汽相物流分离，塔釜液大多回流至酯 化反应器，与催化剂一起从反应器底部通过一星型分配器加入，重新参与酯化反应，以保 证酯化釜内物料具有恒定的摩尔比，系统中多余的BD则送往BD收集器10-V30。2、单元装置构造为了在短停留时间的条件下，提供足够的热量和保证酯化物有良好的

22、混合效果，酯化 釜内设有加热盘管，物料在管问自循环。浆料进入R01时，通过一个特制的进料三通阀XV1101此阀有冷却水夹套，使阀内温度不至于太高，以防止浆料中的BD在阀内过早地造成PTA沉淀，发生堵塞（万一堵塞，可用新鲜 BD进行冲洗）。酯化釜汽相大空间设计，物 料填充率低，因此汽相夹带组少。由于高温负压条件下的鼓泡效应，气泡生成及物料在釜内受温度影响后自循环能使物 料能有一定的混合效果，为了更好的使物料的实现传热，传质和均化，釜内设有搅拌器 10-A01。2.3.4工艺塔单元（具体工艺流程图见附录 4）来自10-R01的混合汽相物料，进入10-C01 （填料塔）塔釜BD液层，在工艺塔内进行

23、精僻。1、单元工作流程酯化釜气相产物从工艺塔底部进入，可使气体中夹带的酯化物和PTA能溶解在BD中，不至于将工艺塔釜堵塞。塔顶主要僻出物水和THF的混合蒸汽，经两级冷凝器冷凝。第一级冷凝器E01以水冷却，将10-E01汽相物料的温度控制在 60C,以满足水冷凝效果的同 时，尽可能减少冷凝液中的 THF组分，进入回流罐10-V05,部分液位经10-V05回流。工 艺塔釜液中含BD由塔釜出料泵10-P02A/B送出，一部分回流同催化剂汇合后进入酯化釜重 新参加酯化反应，以保证酯化釜中的PTA与BD具有恒定的摩尔比；另一部分通过控制塔釜 液位送往BD收集槽。2、单元装置构造为防止塔釜污染造成的堵塞，

24、从塔底出料泵出口引一根DN25勺管线进入工艺塔，进行冲洗。工艺塔釜被设有加热盘管，由二次热媒加热，作为工艺塔的再沸腾。提供工艺塔精 僻所需热量。塔釜外设热媒加热夹套，在开车或者高回流比的情况下，提供额外的所需能 量。3、单元工作参数工艺塔的操作温度：塔顶68.6 C ,塔釜137C ；操作压力：塔顶350mbar,塔底380mbar。2.3.5预聚单元（具体工艺流程图见附录 5）本单元中，酯化物在高温、低真空条件下进行缩聚反应，进一步完成酯化反应，使物 料转化为以聚合度较低的 PBT为主的预缩物，为最终缩聚做好工作，缩聚过程中产生的蒸 汽由真空系统抽出。1、预缩釜酯化反应器流出的物料借助压差与

25、位差，自预缩反应侧向进入反应液层，在酯化反应 器内，物料已基本完成酯化反应，因此在预缩反应器内主要进行的缩聚反应，同时完成酯 化反应，缩聚反应为放热反应，但是放热量小，且反应温度高、热损耗大，因此仍需热媒 提供热，为此反应器设置了盘管加热器和夹套。为了便于BD的蒸发，增大蒸发面积和降低液层高度，设备制成矮胖形状。预缩釜的反应温度为245C,反应压力为40mbar,经0.5小时停留时间，酯化率提高 到99.5%，缩聚转化率提高至92.6%。由于物料黏度的增大，鼓泡效应不再明显，故反应釜内需设置搅拌器，以提高表面更 新速度和传热效果。反应物料自釜底流出，经预缩物10-Q05增压后送往预聚物过滤器1

26、0-F04，经10-F04除去机械杂质后进入最终反应器。2、真空喷淋系统预缩聚单元设有真空喷淋系统。预缩反应器中反应生成的BD蒸汽和水蒸汽的混合物,经带热媒夹套的汽相管线送至刮板冷凝器 10-E08,经60 C的粗BD喷淋、冷却，捕集汽相 组分中夹带的BD水和低聚物。粗BD流量为60n3/h ,汽液混合后，粗BD©度上升至64C, 流入液封槽10-V08然后由BD循环泵10-P08A/B送往板式换热器10-E10冷却至60C后循 环使用。BD循环管线为夹套管线，与 BD冷却器一样，备用部分可使用蒸汽进行热活洗。 粗BD的湿度控制可通过调节BD冷却器水回水管线上的调节阀开度实现。刮板冷

27、凝器下部是一个水平放置的筒体，内有低速运转的刮板，使10-E08入口处的低聚物得以活理，同时将粗 BD冷凝液中的残渣呈悬浮状，不至于结块，并且与BD一起越过内部的挡板溢流至液封槽。搅拌轴采用液封，液封介质为硅油。在 10-E08刮板处和汽相管 线出口均有新鲜BD管线，平时无流量，在聚合物浓度高时，可加入一定量的新鲜BD置换,使10-E08至10-V08的物流顺畅，并对离开刮板冷凝器的未凝气体进行洗涤。在大气腿被 低聚物堵塞时，可利用大气腿上的氮气接头进行吹扫。粗BD里的较大悬浮固体物（来自刮板冷凝器）的过滤是通过在液封槽内的方孔吊篮式 粗过滤器实现的，粗滤器在正常操作时可取出活洗。为减少暴露时

28、间，粗滤器的活洗时间 应该尽可能短。活洗结束后，系统应用氮气进行置换。10-V08主要起以下三个作用：通过大气腿为刮板冷凝器提供液封；过滤循环 BD中的固体颗粒；为BD®环系统提供进料。2.3.6最终缩聚单元（具体工艺流程图见附录 6）在本单元，预缩聚在高真空条件下完成缩聚反应，生成聚合度较高的合格 PBT熔体， 送至切粒区域供生产切片。1、最终缩聚的工艺流程自预缩釜10-R02底部排出的预缩物从底部进入终缩聚反应器10-R03,最终完成缩聚反应达到要求的聚合度。终缩釜为卧式圆盘反应器，内设单轴多层盘环搅拌器，在旋转时将底部物料搅成膜状， 增大物料的比表面积，以利于反应器内不同形状的

29、隔板将反应器分为若十个小室，小室之间的隔板上开孔，孔径沿物流方向随反应产物黏度的增加而变大。在圆盘反应器每个室内，搅拌器圆环把物料向搅拌方向推动，由于圆环垂直于反应器轴，所以物料基本上是呈活塞 流向前移动，很少返混，这样可保证缩聚反应均匀。搅拌轴采用特殊密封元件密封，共有四个独立的密封室，靠近外侧的三个密封室的密 封介质为硅油，通过热虹系统自循环，万一内室失灵，可将密封液供应，回流阀门关闭， 投运外室。最内侧的密封室内通以氮气，可防止THFB汽及低级物再次缩聚。反应时蒸发的BD等分子蒸汽在出料端由BD三级喷射泵10-Q07带出，PBT熔体经圆盘 反应器的出料熔体输送齿轮泵10-Q06送至切粒生

30、产单元造粒。10-R03的进口温度240 C，出口处反应温度约 250-260 C，系统压力为1mbar左右， 预聚物经过150分钟完成最终缩聚反应，得到黏度约为 0.85-1dl/g的PBT熔体。2、真空喷淋系统同预缩聚单元一样，最终缩聚系统也设有一套喷淋冷凝系统。圆盘反应器中经缩聚反应生成的BD蒸汽、水蒸汽等混合物，经带热媒夹套的管道送至刮板冷凝器 10-E09,用50C 的回流BD喷淋、冷却，捕集汽相中夹带的 BD和低聚物。喷淋BD的流量控制在70n3/h左 右，喷淋后BD的温度上升至65C左右流入液封槽10-V09,然后由BD循环泵10-P09A/B送 往板式冷却器，冷却至50 C后循

31、环使用。与10-E08相同，在10-E08刮板处也有新鲜BD加入管线，但与10-E08不同的是，10-E09 汽相出口处并无新鲜BD加入管线，这是因为10-R02较10-R03的汽相物料中夹带的低聚物 更细，易堵塞真空系统。同时，R03相对于R02而言，其体积小、气流量小，故 10-E09汽 相出口处未设有新鲜BD冲洗管线。经刮板冷凝器而未被冷凝的气体由三级喷射泵、罗茨风机和液环真空泵抽出，在尾气洗涤塔10-C02处理后放空2.3.7真空系统及尾气洗涤系统(具体工艺流程图见附录7)真空系统包括三级喷射系统、罗茨风机系统和液环真空泵系统，作用是将反应系统中不凝性气体抽出，提供各反应系统所需的真空

32、度。尾气系统用于将贮存有THF或者其他易燃低沸点的容器与外界隔离，同时在系统不同的地方通入氮气以平衡容器内液位的变化， 并将有害的物质带到水洗塔中洗涤下来，以保证排放气体符合环保要求。1、三级喷射系统三级喷射系统包括三级喷射泵 10-Q07、BD蒸发器10-E06、液封槽10-V17和换热器 10-E11A/B。(1)三级喷射泵三级喷射泵包括三级喷射和三级喷淋冷凝，提供最终缩聚反应所需的1mbar左右的真空度。终缩聚刮板冷凝器10-E09顶部出来的未凝汽相组分依次进入第一级喷射泵、第一冷凝 器、第二级喷射泵、第三级喷射泵和第三冷凝器。其中大部分的反应蒸汽、动力蒸汽和调 压蒸汽在三个冷凝器中冷凝

33、下来，未冷凝的气体由罗茨风机与液环真空泵抽出。在各级喷林冷凝器内设有伞形折流板，形成 BD液幕，增加BD气相与液相的接触面积， 最大限度地将气相中的低聚物捕集下来。喷淋 BD液温度为50C,各喷淋冷凝器喷淋液出 口温度分别约为：第一级 60C，第二级90C，第三级115C。为避免低聚物被突然启动的局真空抽出而堵塞真空系统及减少系统的波动时间,二级 喷射泵的启动必须采用从后至前，逐级启动的方法，各项喷射泵的启动压力分别为：第一级 4.5mbar,第二级 18mbar,第三级 40mbar。(2) BD#发器蒸发器通过控制回用BD的进料量，以保持液位稳定。E06的液位稳定与BSi力蒸汽压 力恒定密

34、切相关，控制液位稳定意味着保持固定的蒸发面积，当热媒温度、进料组分变化 下大时，BD的蒸发量是一个定值(即送往一、二、三级 BD蒸汽喷射泵的BD动力蒸汽压力 也保持恒定)。工艺参数的波动可通过装在蒸发器出口上的压力控制器调节BD蒸汽阀门的开度来实现动力蒸汽压力的控制。一、二、三级喷射泵体及喷嘴都带有夹套，通入一次热 媒，使BD蒸汽中的低聚物在喷射泵内压力骤降，温度降低时，不至于凝结在器壁上。在蒸发器上设有压力高报连锁系统，一旦压力发生超高报，则连锁停运为E06提供热量媒泵P03A/B,减少BD的蒸发量，降低蒸汽压力，以保护设备。2、罗茨风机系统(1) 风机系统组成及工作原理本装置中采用两级申联

35、式罗茨风机 10-Q12A/B,为反应系统提供绝对压力 40mbar的真 空，风机的轴封采用氮封。10-E08和10-Q07来的未凝气体通过两级风机压缩，经换热器 冷却，由10-Q11A/B抽出。气体在离心风机中的流动先为轴向，后转变为垂直于通风机轴的径向运动，当气体通 过旋转叶轮的叶道时，由于叶对气体做功，使气体获得能量，即气体的压力提高和动能增 加，当气体获得的能量足以克服其阻力是，则可将气体输送到高处或远处(2) 装置使用注意事项因未凝气体中夹带的少量低聚物可能在风机吸入腔中发生沉淀，向风机内通入一定量的新鲜BD进行冲洗。在各级风机的出口处，均有测温点，一旦发生温度超高报，连锁停运 各级

36、风机开关闭风机入口阀，以保护设备；在风机换热器出口和风机进口之间，设有旁通， 通过调节旁通管线上的阀门开度，调节风机的抽吸能力，控制风机进口处的压力，换热器 的冷却效果极为重要，对风机的抽吸能力和操作安全性有很大的影响，为此，对流换热器 的冷却水流量进行监控，一旦流量低报连锁停运风机。3、液环真空泵(1) 液环真空泵组成及工作原理液环真空泵为反应系统提供400mbar的真空，并将不凝性气体压缩至常压，排出系统。液环真空泵包括液环泵、气液分离罐和冷却器，其工作过程是液环泵将吸入气体压缩， 将之从低压区送到高压区；气液分离罐将液环泵排出的气液混合物分离，使工作液循环使 用，降低工作液的消耗，分离出

37、的未凝气体送往尾气洗涤塔；冷却器用于冷却工作液，保 证真空泵的极限真空性能。(2) 装置使用注意事项因气液分离罐中BD含水量过高，不宜直接参加降料配制，溢流出来的BD收集在粗BD存槽10-V05中，送工艺塔中精僻，分离出其中的水分后回用。液环真空泵进气口处压力控制是通过调节液环真空泵系进气口处氮气阀门的开度实现的，因在一定的工作条件下，液环真空泵的抽吸能力是一定的，如PRC4211M量值高于设定值，则PV42121阀门开度减小，氮气流量降低，液环真空泵可从反应系统中抽出的气量 增加，系统压力降低，反之亦然。4、尾气洗涤聚合装置各处的尾气收集在一起，进入尾气水洗塔10-C02,其中尾气中大多数有

38、害的可溶物质被水洗涤下来，水洗塔为填料塔，柱状结构内部填充结构填料，为传质过程提供 足够大的气液接触面。生产水通过带夹套的换热器管道与冷却水换热后自水洗塔顶部加入。 塔底含有有害物质的废水送废水处理。2.3.8熔体输送与切片生产单元本单元的作用是使聚合熔体经铸带、冷却、切粒、十燥、筛选后以切片形式送出。PBT切片除内在质量要求符合标准外，在外观上也要求符合标准，除色泽的其他外观条件均与 切片生产过程有关。圆盘反应器来的熔体由熔体输送泵增压后喂入铸带头，熔体进铸带后形成柱形料条，然后在溢流水的作用下进入导流板，再次经过喷淋水冷却后进入切粒机切成一定规格的 PBT 切片粒子，切片经输送水送往十燥器

39、 H03进行脱水十燥，十燥后的切片落入振动10-H04（有 筛网）除去超长切片，形状合格的切片落入切片中间料仓，包装岗位打包入库。第三章PBT的质量控制在生产过程中，实际的化学反应并不是按照先酯化完全，再开始缩聚的顺序进行的，而是当酯化反应一旦生成了一定量的 BHB而，缩聚反应便同时发生了，所以在聚合物装置 中很难明确地划分酯化阶段与缩聚阶段。在酯化釜中进行的反应过程称为酯化阶段，在该 阶段酯化率要求达到95%缩聚转化率达到约75%在预缩聚釜中进行的反应过程称为预缩 聚阶段，在这个阶段，不仅进一步完成了酯化反应，同时进行低聚合度的缩聚反应，为最 终缩聚作准备，经过预缩聚阶段后，酯化率达到 99

40、.5%，缩聚转化率达到92.6%。将在圆盘反应器里进行的反应过程称为最终缩聚阶段，鉴于在反应过程中酯化反应与缩聚反应同时 发生，相应的工艺控制就不能只从一种反应出发，而要结合两种反应机理来考虑。当然在不同时期两种反应的程度不一， 工艺控制乂有所侧重，下面就PT碍日BD一次混 合配制浆料，经过酯化、预缩聚和最终缩聚生成PBT熔体的整个过程来分析工艺控制这个|可题。3.1酯化反应工艺参数的控制酯化阶段的工艺参数主要体现在摩尔比、温度、压力、液位等几个方面，下面分别来 加以分析。3.1.1反应摩尔比根据PTA和BD直接酯化反应原理，酯化反应需要 2molPTA反应生成1mol的BHBTffi 2mo

41、l的水，提高BD浓度，酯化率和反应速度都会增加，但是同时也会使副反应的速度增 加，为了抑制由于BD浓度过高而引起的副反应，但是实际上工艺需要酯化釜中的PTA与BD的摩尔比为1: 1.12，这是因为在酯化阶段已发生了部分缩聚反应生成了BD因此，实际所需的摩尔比远低于酯化反应理论摩尔比。3.1.2温度控制对于酯化反应而言，反应温度的控制极为重要，它影响到产品的生成速度与质量。我们通过测酸值来判断酯化反应是否合格，酸值一般控制在2-6。在酯化反应中，由丁部分反应非均相反应，温度对反应速率起主要作用，提高反应 温度，反应速度明显增加。但是由丁在非反应时，BD是过量的，提高反应温度，反应速度明显增加。但

42、是由丁在非相反应时，BD是过量的，提高温度会加剧 BD环化副反应的产生，不利丁质量的提高。因此，要保证产品的生产率与质量，从 表3-1我们得出酯化釜温度240 C表3-1 在不同压力温度下，酯化反应中酸值和 THF含量温度、350 mbar （绝压）400 mbar （绝压）450 mbar （绝压）酸值THF （%酸值THF （%酸值THF （%220 C9.41.510.2210.51.8230 C8.82.59.568.63.4240 C3.5103.554.49250 C3122.885.310260 C1.8182131.8153.1.3压力控制控制酯化反应器内反应压力的目的是既让水

43、分，THF等小分子能充分蒸出，乂要保持反应器内液相组分中一定的 BD与PTA摩尔比，因此必须选择一个最适 宜的压力。高丁此压力，由丁水浓度高而不利丁酯化反应酯化反应， 低丁此压力, 则由丁 BD蒸发量而不利丁加剧酯化。从表 3-1我们得出酯化釜压力选择为400mbar。3.1.4液位控制液位控制分为两种方式，即顺向控制与逆向控制。前者是以各反应器的液位 计控制出料阀门的开度，然后者正好与此、相反即各反应器的液位计控制进料阀 门的开度。本装置中，采用顺向控制。液位的控制其实是对停留时间的控制。对 于酯化反应，停留时间长，酯化率高，对后面的缩聚反应有好处，但是，会增加 副产物的生成量。3.2工艺塔

44、的控制工艺塔阶段主要从塔顶温度、塔顶底压差、塔釜液位、塔压这几个方面来分 析。3.2.1塔顶温度控制塔顶温度是决定塔顶产品质量的重要因素， 在塔压不变的前提下，塔顶温度 升高，意味着塔顶产品中重组白分含量增加。塔顶温度太低，塔负荷下降。塔顶 温度一般控制为69 C3.2.2塔顶底压差控制控制工艺塔底部压差实际上就是控制上升的气速， 10-C01以塔底差信号控制流 出塔釜再沸腾加热热媒的流量，从而控制了物料的蒸发量，实际上也控制了升气 速。一般塔顶压力控制为350mbar （绝压），塔底压力控制为380 mbar （绝压）c3.2.3塔釜液位控制塔釜保持温度的液位，是维护釜温恒定的首要条件。当塔

45、釜采出量过大会造成塔 釜液位降低或者抽空，将使通过塔釜再沸器的釜液量减少， 从而导致传热效果不 好，使釜顶产品均不合格，同时可能导致 PTA或者低聚物结焦。经采出量过小， 将会造成釜液位过高，会超过挥发，甚至淹塔，同时增加釜液循环阻力，同样造 成传热效果不好。塔釜液位一般控制在 70%3.2.4塔压控制工艺塔真空是由液环真空泵提供的，工艺塔顶部汽相管线压力控制汽相管线 上调节阀的开度，实现工艺塔压力的控制。经刮板冷凝器而未被冷凝的气体由罗茨凤机和液环真空泵抽出。3.3预缩聚反应器的工艺控制预缩阶段主要从反应摩尔比、温度、压力、停留时间分析。3.3.1温度控制如前所述，对缩聚反应而言，提高反应温

46、度，既可以加快反应速度，也有利 于小分子的排除，促使反应向生成物方向进行，缩短缩聚时间，但温度过高会使 聚合物发生热降解，也易使BD及BHB而子问发生脱水的副反应，影响PBT切片 的色泽和质量，因此，缩聚温度不易太高。本装置中，预缩聚反应温度控制在 240C左右。同酯化釜一样，预缩釜采用了温度申联控制系统，即以预缩釜底部 温度为主环，以二次热媒温度为副环，控制一次热媒流经二次热媒袭用的量实现 温度控制的目的。3.3.2压力控制预缩聚的压力控制十分重要，真空度太低,不能使 BD等小分子脱层，影响最终缩聚反应。真空度过高，由于系统此时物料的分子量小，易被抽出反应器， 堵塞真空系统。此时，高真空条件

47、使预缩聚的聚合度超过规定值，使分子量分布不均，同时也使预缩聚反应的最终产品分子量分布过宽，端毯基含量增加，相应在10-R02中的停留时间增长，也会造成热降解。由于预缩聚反应器10-R02与预缩物刮板冷凝器E08直接接通，故控制10-E08 的压力恒定即可保证10-R02的压力恒定。10-E08的压力是通过调节10-E08顶 部通往罗茨风机的不凝性气体管线上的阀门的开度来实现。3.3.3停留时间反应时间太长或太短都不能获得理想的产品，由于缩聚反应中链的增长是一个逐步的过程，反应时间太短，产品分子量达不到要求；反应时间太长，副反应 的速度加快。3.4最终缩聚反应工艺参数的控制PBT熔体的特性黏度值是熔体质量的主要指标。特性黏度的控制同许多因素 有关，主要是反应器的温度，真空度和搅拌速度。在较大范围内，物料的黏度与反应真空度成线性关系，所以，在进料黏度停留时间和搅拌速度不变的情况下，通过调节反应真空度即可控制产品的黏度。黏 度计或搅拌器一般采用申联控制方式，由装在出料齿轮泵10-Q06出口管线上的黏度计算程序块计算出的黏度为申联控制的主环，将产品黏度信号送往装在反应器汽相出口管线上的压力控制器 PRC3107改变调节阀PV3107的