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1、目錄 1 總論 5 1.1項目概況 5 1.2設計依據 5 1.3工藝特點 5 1.4產品方案 5 1.5主要物料規(guī)格及消耗 6 1.6廠址概況 6 1.7主要危險品防護 7 1.8全廠綜合經濟技術指標 7 2 原料采購及產品營銷 9 2.1原料采購 9 2.1.1丙烯 9 2.1.2雙氧水 9 2.1.3甲醇 9 2.2主要產品標準 9 2.2.1環(huán)氧丙烷 9 2.2.2本廠產品 10 2.3營銷 10 3 化工工藝及系統(tǒng) 11 3.1工藝方案的選擇 11 3.1.1環(huán)氧丙烷的性質 11 3.1.2環(huán)氧丙烷的生產工藝 11 3.1.3工藝優(yōu)

2、缺點比較 15 3.1.4工藝方案的選擇 19 3.2本廠工藝原理 19 3.2.1反應動力學 20 3.2.2反應條件 21 3.3工藝流程說明 21 3.3.1工藝流程方框圖 21 3.3.2工藝流程簡述 22 3.3.3合成工段 22 3.3.4分離工段 24 3.3.5精餾塔塔頂的控制 27 3.3.6精餾塔塔釜的控制 28 4 物料及熱量衡算 30 4.1 總論 30 4.2 物料衡算 32 4.2.1 衡算方法 32 4.2.2 進料工段物料衡算 32 4.2.3 反應工段物料衡算 32 4.2.4 丙烯回收段物料衡算 33 4.2.6 甲醇

3、回收工段物料衡算 33 4.2.7 環(huán)氧丙烷精餾工段物料衡算 34 4.3 能量衡算 35 4.3.1 基本原理 35 4.3.2 能量衡算任務 35 4.3.3 系統(tǒng)物料及能量衡算 36 4.3.3.1 反應器 36 4.3.3.2 丙烯回收塔 36 4.3.3.3 甲醇回收塔 37 4.3.3.4環(huán)氧丙烷精餾塔 37 5設備設計及選型 38 5.1丙烯儲罐V101 38 5.2雙氧水儲罐V102 38 5.3甲醇儲罐V103 38 5.4PO儲罐V105 39 5.5進料泵設計 40 5.5.1石油、化工裝置對泵的要求 40 5.5.2 進口直徑D 40

4、 5.5.3 出口直徑D 41 5.5.4 泵進口速度V 41 5.5.5泵出口速度V 41 5.5.6 比轉速n 42 5.5.7水力效率 42 5.5.8容積效率 42 5.5.9機械效率 43 5.5.10總效率 43 5.5.11軸功率P 43 5.5.12計算扭矩M 44 5.5.13 計算軸徑d 44 5.5.14泵的揚程 44 5.6反應釜R101的設計 46 5.6.1罐體和夾套的設計 46 5.6.2罐體幾何尺寸計算 46 5.6.3夾套的幾何尺寸計算 47 5.6.4.反應釜的攪拌裝置 47 5.6.5攪拌器的安裝方式及其與軸連接的結構設計

5、 48 5.6.6夾套反應釜的強度計算 48 5.6.7夾套厚度計算 49 5.6.8 水壓試驗校核計算 49 5.6.9常用電機及其連接 50 5.6.10釜用減速機類型，標準及其選用 50 5.6.11反應釜的其他附件 51 5.7丙烯精餾塔的設計 53 5.8反應器R102的設計 70 5.8.1反應參數 70 5.8.2 反應器結構的計算 70 5.9甲醇回收塔的設計 74 5.9.1塔的設計要求 74 5.9.2塔設備選型 74 5.9.3塔板性能比較 75 5.9.4基本數據 76 5.9.5塔徑的設計及計算 76 5.9.6溢流裝置 78 5.

6、9.7塔板流體力學的計算 79 5.9.8塔板負荷性能圖 81 5.9.9進出口管設計及計算 86 5.9.10筒體厚度計算 86 5.9.11封頭的設計 87 5.9.12支座的設計及計算 87 5.9.13塔高的計算 88 5.10換熱器E107的設計 91 5.10.1 設計任務和初始條件 91 5.10.2 定性溫度 91 5.10.3計算總傳熱系數 91 1.熱流量及平均溫差 91 5.10.4工藝結構尺寸的計算 92 1. 管程數和傳熱管數 92 5.10.5換熱器的核算 93 5.10.6壁溫計算 94 5.10.7換熱器結構與強度計算 95 5

7、.11環(huán)氧丙烷精餾塔設計 97 5.11.1塔的設計要求 97 5.11.2塔設備選型 97 5.11.3塔板性能比較 98 5.11.4基本數據 99 5.11.5塔徑的計算 99 5.11.6溢流裝置 102 5.11.7塔板流體力學計算 103 5.11.8淹塔 104 5.11.9塔板負荷性能計算及圖示 105 5.11.10進出口管設計 110 5.11.11筒體厚度的設計 110 5.11.12封頭的設計 111 5.11.13支座的設計 111 5.11.14塔高的計算 112 5.12冷凝器的設計 113 5.12.1aspen模擬數據 113

8、 5.12.2定性溫度 113 5.12.3管程設計 113 5.12.4公稱直徑 114 5.12.5折流板設計 114 5.12.6殼程計算 114 5.13再沸器 116 5.13.1aspen模擬數據 116 5.13.2管程設計 116 5.13.3公稱直徑 117 5.13.4折流板設計 117 5.13.5殼程計算 117 6車間布置圖說明 119 7設備一覽表 124 8任務分配 127 1 總論 1.1項目概況 本項目建址于XX市XX化工園區(qū)。項目總投資為

9、3014.83萬元。其中固定資產投資為2317.497萬元，流動資金為600萬元每年。從中國建設銀行貸款60%，借款利率為7%，其余由自有資金注入。建設期為1年，生產期10年，靜態(tài)投資回收期為2.83年，動態(tài)投資回收期為3.78年。 1.2設計依據 1、化工工程設計相關規(guī)定； 2、國家經濟、建筑等相關政策； 3、2010“三井化學杯”大學生化工設計大賽指導書； 4、XX大學化工學院設計組可行性報告。 1.3工藝特點 本分廠以用H2O2催化氧化丙烯得到PO和水，甲醇為溶劑。丙烯、H2O2、甲醇直接購買得到。該工藝由環(huán)氧化、分離、PO精制工序組成。該放熱反應在甲醇溶劑中進行，用一種

10、具有高的產品選擇性固體硅酸鈦催化劑。工藝的關鍵環(huán)節(jié)是環(huán)氧化用的管式反應器，它在足以使反應物維持在液態(tài)高壓和低于100℃的溫度下運作，其創(chuàng)新性設計可將高效傳熱和理想的柱塞流特性完美地結合在一起。PO一經生成，即從水相轉入液體丙烯相，從而減少了副產物的生成，進而提高PO的選擇性。通過卸壓和蒸餾使未反應的丙烯從產品中分離，可得到質量分數＞99.97％ 的PO，PO收率＞95％。 1.4產品方案 本廠產品主要有環(huán)氧丙烷，副產物較少。 表1.1 產品方案 產品名稱 本廠規(guī)格 國家規(guī)定 產量（萬噸/年） 單價（元/噸） 環(huán)氧丙烷 99.97% 優(yōu)等品 2 11899 產品

11、銷售市場簡介：國內PO的下游產品主要用于制造聚醚多元醇( PPG) 、丙二醇( PG) 、非離子型表面活性劑等。而按2007年初步統(tǒng)計則PPG占PO總消費量的83%, 丙二醇占6% , 非離子型表面活性劑及丙二醇醚等其他產品約占11%。丙二醇( PG) 是PO 的主要下游產品, 它的消費領域現集中在不飽和樹脂領域。而它在該領域消費比例將接近70%, 其它領域約占30%。自2000年迄今國內不飽和樹脂行業(yè)的快速發(fā)展, 使丙二醇的消費量將有大幅增加。 1.5主要物料規(guī)格及消耗 表1.2 主要物料規(guī)格及消耗 項目 規(guī)格 數量(萬噸/年) 原料 丙烯 工業(yè)級 5 雙氧水 工

12、業(yè)級 0.76 甲醇 工業(yè)級 30 公用工程 冷卻水 20℃ 7000 蒸汽 100℃-200℃ 383 1.6廠址概況 廠區(qū)地處XXXX化工園區(qū)。XX區(qū)幅員面積1423平方公里，人口88萬，是XX陸路的交通樞紐和長江上游的重要港口，是XX經濟社會資源向三峽庫區(qū)輻射的重要中繼站。XX化工園區(qū)是2001年12月XX市人民政府批準成立的省級工業(yè)園區(qū)。園區(qū)首期規(guī)劃面積31.3平方公里，分為天然氣化工片區(qū)、石油化工片區(qū)、精細化工片區(qū)及化工材料片區(qū)，是XX市集天然氣化工、石油化工、生物質化工、精細化工和新材料產業(yè)于一體的綜合性化工園區(qū)，是XX市資源加工業(yè)的重要平臺。園區(qū)具有

13、優(yōu)越的地理位置、便捷的交通網絡、豐富的自然資源、雄厚的產業(yè)基礎、完善的配套設施，規(guī)劃合理，布局科學。經過五年的開發(fā)建設，園區(qū)已基本形成了石油化工、天然氣化工、氯堿化工、生物質化工、精細化工和新材料產業(yè)基礎。成功引進英國BP公司、中國石化集團公司、中國石油天然氣集團公司、德國巴斯夫、德國林德氣體公司、美國普萊克斯公司、中化國際、云天化股份有限公司等81家企業(yè)，其中有世界五百強12家，國內外上市公司19家，協(xié)議投資總額超過800億元人民幣，將在2011年底前全部建成投產。 原料優(yōu)勢：XX地區(qū)有豐富的天然氣資源，有天然氣合成甲醇以及氫氣，廠區(qū)有甲醇和一氧化碳生產廠家，來源穩(wěn)定運費低廉。原料運輸由管

14、道運輸完成運費低廉。 交通優(yōu)勢：長江黃金水道、國家干線鐵路、骨干高速公路、毗鄰國際機場構成了快速便捷的立體交通網絡。 1、港口：園區(qū)南、北兩岸擁有37個泊位的深水港碼頭，年吞吐能力達2090萬噸； 2、鐵路：渝懷鐵路、渝利鐵路和規(guī)劃中的城際鐵路都將通過園區(qū)，設有客、貨運站，建有園區(qū)化學品專用站； 3、公路：XX-上海、XX-福州的高速公路在園區(qū)交匯； 4、航空：距XX江北國際機場50公里。 1.7主要危險品防護 表1.3 危險物一覽表 序號 品名 分子量 熔點℃ 沸點℃ 閃點℃ 自燃溫度℃ 爆炸極限 火災危險類別 毒性危害 下限V％

15、 上限V％ 1 甲醇 32.04 -97.8 64.8 11 385 5.5 44 甲類 III 2 丙烯 42.08 -191.2 -47.72 -108 455 2.0 11.7 甲類 Ⅳ 3 雙氧水 43.01 -2 158 無意義 — 無意義 無意義 甲類 — 本廠主要危險品性質及防護見附錄MSDS章節(jié)。 1.8全廠綜合經濟技術指標 表1.4 綜合經濟技術指標 序號 指標名稱 單位 數量 1 設計規(guī)模 萬噸/年 2 2 年操作日 小時/年 7200 3 原料及輔助材料消耗 萬元/

16、年 22024.4805 4 工廠用地面積 畝 45 5 建筑面積 畝 37 6 總定員 人 139 7 總投資 萬元 2320.482 8 全廠總產值 萬元/年 23798 9 產品年總成本 萬元/年 23180.599 10 靜態(tài)投資回收期 年 1.82 11 動態(tài)投資回收期 年 3.15 12 投資利潤率 % 55.0 13 投資利稅率 % 73.3 14 內部收益率 % 25.97 15 外部收益率 % 18.88 16 盈虧平衡點 % 37.9 具體計算見可行性報告。

17、 2 原料采購及產品營銷 2.1原料采購 本節(jié)主要介紹丙烯、H2O2、甲醇的采購方案。 2.1.1丙烯 分廠每年共需5kt丙烯，購買所得。在經濟核算時，以市價計算所需丙烯價格。 2.1.2雙氧水 分廠每年共需0.76kt雙氧水，購買所得。在經濟核算時，以市價計算所需雙氧水價格。 2.1.3甲醇 分廠每年共需30kt甲醇，由購買所得。在經濟核算時，以市價計算所需甲醇價格。 2.2主要產品標準 2.2.1環(huán)氧丙烷 表2.1 環(huán)氧丙烷產品規(guī)格 項目 指標 合格品 一級品 優(yōu)級品 外觀 ≤

18、無色透明易燃液體 氣味 ≤ 具有醚類氣味 水份（wt%） ≤ 0.10 0.04 0.02 環(huán)氧乙烷含量（wt%） ≤ 0.30 0.10 0.01 色度（鉑-鈷色號），Hazen ≤ 20 10 5 酸度(以乙酸計)，% ≤ 0.01 0.006 0.003 醛含量（以丙醛計），% ≤ 0.10 0.030 0.010 2.2.2本廠產品 表2.3 本廠產品結構 產品名稱 本廠規(guī)格 國家規(guī)定 產量（萬噸/年） 單價（元/噸） 環(huán)氧丙烷 摩爾分率>0.997

19、 優(yōu)等品 2 11600 表2.4 目標市場 產品 環(huán)氧丙烷 銷售對象 環(huán)氧丙烷產業(yè)鏈下游產品生產商 主要優(yōu)勢 高質量，低價格 2.3營銷 營銷策略： 先以產品質量和較低的價格，良好的售后服務樹立信譽，打入本地市場；逐步確定主要銷售目標市場和客戶群 ，逐步擴大市場，穩(wěn)定市場占有率，直至建立起完善的銷售網絡。 之后可以通過多種手段樹立品牌，打響名號。如專業(yè)銷售人員進行銷售、產品推廣；召開產品新聞發(fā)布會；參加業(yè)內頗有影響力的行業(yè)展會；在客戶群中形成良好的口碑；利用電視、雜志和報紙等平面媒體對企業(yè)品牌進行宣傳；建立公司網站，通過網絡平臺對產品進行宣傳，甚至可以建立

20、在線貿易系統(tǒng)，在網絡上進行交易。 售后服務的完善也很重要?？蛻粼谑褂没ぎa品過程中因生產工藝、設備裝置、技術水平的不同會出現不同的問題，本廠會派出工程技術人員幫助客戶查找和解決問題，這也是本廠樹立負責任良好形象、拓展客戶關系的好機會。 3 化工工藝及系統(tǒng) 3.1工藝方案的選擇 3.1.1環(huán)氧丙烷的性質 環(huán)氧丙烷在常溫常壓下為無色透明低沸易燃液體，具有類似醚類氣味；環(huán)氧丙烷工業(yè)產品為兩種旋光異構體的外消旋混合物。凝固點-112.13℃，沸點34.24℃，相對密度(20/20℃)0.859，折射率(nD )1.3664，粘度(25℃)0.28 mPaS。環(huán)氧丙烷

21、化學性質活潑，易開環(huán)聚合，可與水、氨、醇、二氧化碳等反應，生成相應的化合物或聚合物。在含有兩個以上活潑氫的化合物上聚合，生成的聚合物通稱聚醚多元醇。 3.1.2環(huán)氧丙烷的生產工藝 環(huán)氧丙烷（PO）生產工藝主要有氯醇法、共氧化法和HPPO法三種方法。 氯醇法是傳統(tǒng)生產方法,主要原料是丙烯和氯氣，適宜在沿海大型氯堿廠建設，該法甲醇量大，設備腐蝕嚴重；共氧化法是后起之秀，適宜在石油化工廠建設，主要原料是乙苯(或異丁烷)和丙烯，從60年代到90年代初發(fā)展速度較快，此生產方法無腐蝕、甲醇量少，因工藝流程長，單位投資大，適宜大規(guī)模生產采用。乙苯法路線生產1 噸環(huán)氧丙烷要聯(lián)產2.3 噸苯乙烯(理論上

22、1.8 噸/噸)，異丁烷法路線生產1 噸環(huán)氧丙烷要聯(lián)產3 噸叔丁醇(理論上2.51噸/噸)。HPPO法的優(yōu)點是生產過程中只生成環(huán)氧丙烷和水，工藝流程簡單，占地面積??；產品收率高，沒有其他聯(lián)產品；三廢少，基本無污染，屬于環(huán)境友好的清潔生產系統(tǒng)。HPPO生產工藝的選擇性很高，相對于傳統(tǒng)工藝，原材料消耗更低。 1、氯醇法 氯醇法生產環(huán)氧丙烷的主要原料為氯氣、丙稀、石灰乳，生產工藝分為三個部分：即氯醇化、皂化及精制。氯醇法生產機理如下： （1）氯醇化反應 氯醇化是將烯烴與溶解于水中氯氣反應生成氯醇的過程，同樣的裝置可適用于乙烯和丙烯兩種不同原料。 2、 氯醇化反應 3、 氯醇化副反

23、應 （2）皂化反應 4、 皂化反應 皂化是氯醇與堿反應制取環(huán)氧化物的過程。 5、 皂化副反應 （3）精制是提純環(huán)氧化物的過程 （4）氯醇法生產PO工藝流程介紹 氯醇法生產環(huán)氧丙烷的工藝流程如圖3-1所示。 圖1 傳統(tǒng)氯醇法環(huán)氧丙烷生產工藝流程 首先將丙烯氣體、氯氣和水按一定配比送入氯醇化反應器中進行反應，未反應的丙烯與反應中產生的HCI及部分的二氯丙烷等自反應器頂部排出，經冷凝除去氯化氫和有機氯化物，丙烯循環(huán)回用。反應器底部得到氯丙醇質量分數為4%-5%的鹽酸溶液。將該溶液與過量約10%的石灰乳混合后送入皂化塔中皂化，再經精餾即可得到環(huán)氧丙烷。

24、 氯醇法優(yōu)點是流程比較短、工藝成熟、操作負荷彈性大、產品選擇性好、收率高、生產比較安全、對原料丙烯純度的要求不高、投資少。缺點是對設備有腐蝕、消耗大量的氯氣、生產中產生含有氯化鈣的甲醇（這種含氯化鈣的甲醇嚴重污染環(huán)境，專家指出，污染現己成為制約環(huán)氧丙烷工業(yè)發(fā)展的首要因素）。 2、共氧化法 共氧化法又稱哈康法，包括異丁烷共氧化法和乙苯共氧化法2種，分別由異丁烷或乙苯與丙烯進行共氧化反應，生成叔丁醇或苯乙烯，同時聯(lián)產環(huán)氧丙烷。共氧化法由美國奧克蘭公司開發(fā)，現為美國萊昂德爾（Lyondell，也譯為利安德）公司所有。共氧化法克服了氯醇法的腐蝕大、污水多等缺點，具有產品成本低（聯(lián)產品分攤成本）和環(huán)

25、境污染較小等優(yōu)點。自1969年工業(yè)化以來，在世界范圍發(fā)展迅速，如今，共氧化法環(huán)氧丙烷產能已占世界總產能的55%左右。 共氧化法的缺點是工藝流程長，原料品種多，丙烯純度要求高，工藝操作在較高的壓力下進行，設備材質多采用合金鋼，設備造價高，建設投資大。同時，環(huán)氧丙烷在共氧化法生產中，只是1個產量較少的聯(lián)產品，每噸環(huán)氧丙烷要聯(lián)產2.2-2.5t苯乙烯或2.3t叔丁醇，原料來源和產品銷售相互制約因素較大，必須加以妥善解決，只有環(huán)氧丙烷和聯(lián)產品市場需求匹配時才能顯現出該工藝的優(yōu)勢。此外，共氧化法產生的污水含COD也比較高，處理費用約占總投資的10%。 國內環(huán)氧丙烷生產一直采用氯醇法工藝。2006年3

26、月，隨著中海殼牌年產25萬t環(huán)氧丙烷裝置投產，環(huán)氧丙烷生產格局發(fā)生一定變化。中海殼牌項目是如今國內最大的1套環(huán)氧丙烷裝置，也是唯一采用環(huán)氧丙烷/苯乙烯共氧化聯(lián)產法工藝的環(huán)氧丙烷裝置。預計2009年底，Lyondell與中石化合資在鎮(zhèn)海建設的28萬t/a共氧化法環(huán)氧丙烷生產裝置將建成投產。 3 R. V; A/ {/ C; l! ^! ]3、HPPO法 過氧化氫真接氧化法（HPPO法）是由過氧化氫（雙氧水）催化環(huán)氧化丙烯制環(huán)氧丙烷的新工藝，生產過程中只生成環(huán)氧丙烷和水，工藝流程簡單，產品收率高，沒有其他聯(lián)產品，基本無污染，屬于環(huán)境友好的清潔生產系統(tǒng)。 　　 目前過氧化氫真接氧化法工

27、藝分別由贏創(chuàng)工業(yè)集團（原德固薩，Degussa）與伍德（Uhde）公司、陶氏化學和巴斯夫（BASF）公司聯(lián)合開發(fā)和工業(yè)化推廣。 　　 2001年，贏創(chuàng)工業(yè)集團和伍德公司在德國法蘭克福建設了1套過氧化氫法試驗性裝置，測試最佳催化劑和測定臨界參數，并開始對技術進行工業(yè)化設計。2003年，贏創(chuàng)推出該技術的商業(yè)化工藝包。 　　 2006年5月，韓國環(huán)氧丙烷和聚酯薄膜生產商SKC公司從贏創(chuàng)和伍德購買專利，開始在韓國蔚山建設世界第1套過氧化氫法環(huán)氧丙烷裝置，該裝置生產規(guī)模為10萬t/a，2008年7月已建成投產，生產運行良好。贏創(chuàng)工業(yè)集團正在與俄羅斯天然氣寡頭Gazprom的子公司Sibur談

28、判，計劃在俄羅斯建設過氧化氫和環(huán)氧丙烷聯(lián)合生產裝置。 　　 2001年，陶氏化學從EniChem公司購買了利用過氧化氫作為氧化劑來生產環(huán)氧丙烷的實驗室技術，還包括在意大利的1套試驗裝置。2003年，陶氏化學和巴斯夫開始合作開發(fā)過氧化氫法技術并將其商業(yè)化。2006年，陶氏化學與巴斯夫公司共同宣布在比利時安特衛(wèi)普合資建設30萬t/a過氧化氫法環(huán)氧丙烷裝置，計劃于2009年初建成投產。2008年6月，陶氏化學與泰國SiamCement集團（SCG）合資建立的SCG-DOW集團在泰國的環(huán)氧丙烷裝置動工，使用陶氏與巴斯夫聯(lián)合開發(fā)的過氧化氫法工藝，產能為39萬t/a，該項目預計將于2011年投入

29、運營。陶氏化學還計劃2010年在瑞士開工建設38萬t/a過氧化氫法環(huán)氧丙烷項目。 　　 中國大連化學物理研究所也從事過氧化氫法技術的研究。2002年，大連化物所與中石化簽訂了中試合作合同，2005年上半年大連化物所“反應控制相轉移催化丙烯氧化制環(huán)氧丙烷小試研究”通過了由中石化組織的技術鑒定。2008年8月，大連化物所研發(fā)的雙氧水直接氧化丙烯制環(huán)氧丙烷技術通過了由遼寧省科技廳組織的鑒定。反應機理和反映歷程如下： 3.1.3工藝優(yōu)缺點比較 1、工藝條件的比較 表3-1 氯醇法、共氧化法和HPPO法優(yōu)缺點對比 生產路線 優(yōu)點 缺點 氯 醇 法 1、工藝成熟；

30、流程簡單； 2、單產品，操作彈性大； 3、對設備要求低，基建投資低； 4、生產比較安全。 1、設備易腐蝕； 2、氯氣消耗多； 3、副產二氯丙烷； 4、甲醇、廢渣量大。 共氧 化法 1、單位裝置產能大； 2、對設備無腐蝕； 3、無需氯氣資源； 4、三廢污染小。 1、工藝流程長, 復雜，防爆要求高，操作條件嚴格； 2、原料品種多，對丙烯純度要求高； 3、生產大量聯(lián)產品，市場穩(wěn)定性差； 4、裝置規(guī)模要求較高，投資大，建設周期較長； 5、國內尚未自主掌握共氧化法技術，只能采取和跨國化工公司合作建設的方法。 HP PO 1、工藝流程簡單，流程短、副產品少。 2

31、、無聯(lián)產產品，市場靈活性強 3、物料消耗、能耗低，占地少、投資相對少。 1、工業(yè)化時間短，工藝待完善； 2、H2O2水溶液儲運困難,需要跟H2O2裝置聯(lián)合布置或外購H2O2。 3、H2O2和催化劑價格相對較高。 表3-2：基本情況 工藝類別 原料成本億/萬tPO 甲醇噸/tPO 副產物/tPO 缺點 氯醇法 2.10 43噸 CaCl2 二氯丙烷 1、甲醇量大 2、副產物廉價 3、設備腐蝕嚴重 共氧化法 2.77/4.69 約1噸 叔丁醇或苯乙烯 1、工藝路線長。2、投資大。（50-60億） HPPO 1.1 約1噸 無 1、H2

32、O2需配套 從上表容易看出，直接氧化法較氯醇法，技術先進，無副產物，環(huán)境友好，而且裝置投資少。 2、投資成本的比較 幾種合成技術的經濟指標比較見表3-3： 表3-3 幾種合成技術的投資比較 從表可以發(fā)現HPPO法的工藝經濟性最佳。 3、生產現狀比較 表3-4 國外主要環(huán)氧丙烷生產企業(yè)及產能統(tǒng)計 表3-5 2010年我國環(huán)氧丙烷生產企業(yè)情況 從表可以發(fā)現，我們國內主要采用氯醇法，污染嚴重，產能較低，對于新型環(huán)境有好清潔生產系統(tǒng)—HPPO法有待進一步的嘗試。 3.1.4工藝方案的選擇 1、選擇標準 我們在具體選擇工藝時主要考慮的因素及其重要程度

33、依次排列如下： （1）有較為成熟的工藝技術，接近或已工業(yè)化； （2）環(huán)境友好。環(huán)境問題已逐漸成為影響人們生活質量的重要因素，近來對環(huán)境問題的關注也越來越廣泛。長期以來化工廠往往被人看成是污染的代名詞，因此環(huán)保理念對于現代工廠的設計是非常重要的； （3）操作費用低，能耗低。因為工廠是連續(xù)運營生產的，因此對于蒸汽、水電等每天都在消耗的成本要求盡量低； （4）設備費用低，投資成本低。設備為一次性投資，因此在保證操作費用低的基礎上盡量減少設備等一次性投資成本。 2、工藝選取 結合工藝比較，我們最終決定選擇HPPO法。其中理由如下： （1）生產過程中只生成環(huán)氧丙烷和水，工藝流程簡單； （

34、2）三廢少，基本無污染，符合建設和諧社會的要求； （3）物料消耗、能耗低，占地少、投資相對少； （4）原料廉價易得，較低了成本，選擇性很高，相對于傳統(tǒng)工藝，原材料消耗更低； （5）作為未來極有發(fā)展前途的技術，HPPO法的工業(yè)化應用將會對其未來的發(fā)展以及其它方面產生影響。 3.2本廠工藝原理 本廠所采用的工藝是HPPO法。其反應方程如下： 主反應： 主要副反應： 開環(huán)機理：環(huán)氧化合物三元環(huán)處于受張力的狀態(tài),性

35、質活潑,容易與含活潑氫原子的物質，如醇、水等發(fā)生開環(huán)反應,生成互為同分異構體的伯醇或仲醇的衍生物。 3.2.1反應動力學 天津大學化工學院對以甲醇為溶劑的丙烯環(huán)氧化過程進行研究，建立了主副反應動力學模型，確立了各自的模型參數，為雙氧水 與丙烯環(huán)氧化過程的工業(yè)化提供了依據。 在反應動力學模型中，冪指數方程的應用較廣，可以較好地描述各類反應，工程應用方便，因此采用“冪指數模型” 假設該反應的非機理速率方程為： 在醚化反應中，甲醇的濃度遠大于雙氧水的濃度，故式（2）可變?yōu)? 式中：k1 、k2、 k3為指前因子；E1、E2、E3 為活化能；r1、r2、r3 為反應速度；Ci為各組

36、分的濃度,其中丙烯濃度及液體密度值用UNIQUAC- RK 模型計算的活度系數和活度求得。 根據多組實驗中的濃度隨時間的變化，利用非線性差分方法得到各點的反應速度，再用最小二乘法擬合出副反應模型中的各個參數，得到30-60℃,0.2-0.4MP時的反應速率模型為： 將分解反應r3的結論與主反應結果相結合，得到主反應速率模型為: 3.2.2反應條件 表3.2.3 主要設備的反應條件 設備名稱 反應溫度/℃ 反應壓強/MPa 反應器 55 2.8 冷凝器 20-40 0.1-1.7 再沸器 50-140 0.1-1.7 丙烯精餾塔

37、50-140 0.1-1.0 環(huán)氧丙烷精餾塔 50-140 0.05-1.0 甲醇精餾塔 50-140 0.1-0.8 3.3工藝流程說明 3.3.1工藝流程方框圖 我們以HPPO法合成環(huán)氧丙烷為依據，設計了合成工藝。其工藝流程方框圖見圖3-1： 3.3.2工藝流程簡述 將存于儲罐V101、V102、V103中的丙烯、雙氧水、甲醇經泵分別泵P101、P102、P103泵入夾套反應釜R101，經過均勻混合和預熱后進入固定床反應器R102。反應產物流含PO、未反應的H2O2、甲醇及少量丙二醇，從管減壓后進入環(huán)氧丙烷精餾塔T101。塔頂餾分主要為未反應丙烯，從管進入冷

38、凝器E101，丙烯物流從管循環(huán)回反應釜；塔底再沸器E102不斷回流，使釜液中丙烯含量降低。釜液進入甲醇精餾塔T102回收甲醇，為充分回收甲醇，在進入一個甲醇回收塔T103。最后進入PO精餾塔T104制的較純的環(huán)氧丙烷，H2O2轉化率達99.9%，PO收率為78.0%。 3.3.3合成工段 將儲罐V101摩爾分數為0.11%的新鮮丙烯以流量為165kmol/h，儲罐V102摩爾分數為0.04%的雙氧水以流量為55kmol/h和儲罐V103摩爾分數為0.85%的甲醇以流量為1265kmol/h分別經泵P101、P102、P103進入夾套反應釜R101進行混合與預熱?；旌衔锪辖涍^反應

39、釜預熱到50℃，加壓到8bar,進入到反應器R102.丙烯在TS-1分子篩的催化下，反應生成環(huán)氧丙烷等產物。在反應合成過程中反應器溫度控制在55℃，壓力為2800kPa下。反應結束后雙氧水的轉化率為99.9%，產品環(huán)氧丙烷的選擇性95%，產品環(huán)氧丙烷的收率率為78% 。 1、進料量的控制 本次設計方案為常壓液體進料，其中雙氧水、丙烯、甲醇進料量分別為：，進料流量相對較大，要求壓力降小，流量測量準確度高，調節(jié)閥靈敏度高，泄漏量小，以此保證進料量的穩(wěn)定。 我們在丙烯、雙氧水、甲醇儲罐V101 、V102 、V103分別安裝液位計 LG 和液位變送器 LT 來控制反應物料液位高度出料

40、量。 2、泵的控制 離心泵將機械能通過在泵體內作高速旋轉的葉片給液體以動能，將此動能（速度頭）轉化為靜壓頭，再排出泵外，表明離心泵流量和供給壓頭及轉速之間的關系即為泵的特性曲線。而實際上泵的工作必須在一定的管路中進行，因此，還需研究不同流量下為克服管路阻力所需有效壓頭的大小。實際操作中，二者統(tǒng)一于兩條曲線的交點，即工作點。調節(jié)離心泵的流量，必須改變工作點使其符合新的要求。首先可以改變泵的特性曲線，通過改變泵的轉速或葉輪直徑來實現。其次可以改變管路特性曲線，比如改變閥門開啟度或在泵的出口加裝旁路。 本工藝中主要采用通過儀表檢測流量來改變閥門開啟度從而直接節(jié)流的方法。這種方法是在泵

41、的出口管路上安裝流量控制顯示儀表（FC），當管道內流量不等于設定值時，儀表向控制器發(fā)出信號，控制器調節(jié)管道上閥門開度，從而改變管道中的流量，使其趨于設定值。 合成工段PID圖如下： 3.3.4分離工段 反應完成后，反應液中含有： （1）主反應生成物：環(huán)氧丙烷 ； （2）未完全反應的反應物及溶劑：丙烯、雙氧水和甲醇； （3）副產物：水、氧氣、丙二醇。 為了能夠充分利用原料，提高原料利用率，需要將未反應的丙烯、雙氧水和甲醇循環(huán)回PO反應器中繼續(xù)參加反應，而氣液可以通過閃蒸進行分離。由于甲醇、丙烯、水和PO可形成共沸物，因此甲醇、丙烯、雙氧水的回收和PO的分離提出需要通過精

42、餾完成。 1、回收丙烯 反應器產生的氣相混合物、液相混合物直接進入一個丙烯精餾塔T101。丙烯精餾塔T101主要是為了回收丙烯到反應釜中從而對丙烯重復利用。從塔頂冷凝器E101冷凝得到的的丙烯進入反應釜。冷凝器控制溫度為-96℃，壓強為0.06bar。塔釜再沸器E102溫度控制在7.7℃，壓強為0.14bar.丙烯回收塔的操作壓力為8bar, 溫度控制在50℃左右。塔底PO和甲醇等混合物從釜底再沸器E102中餾出到甲醇回收塔T102。 2、回收甲醇 由丙烯精餾塔底部E102采出料液進入甲醇精餾塔T1

43、02。采用精餾的方式分離PO和甲醇。含PO和甲醇的混合液從塔進入后，塔頂設冷凝器E103，溫度為-39.6℃，壓強為0.06bar。塔底設再沸器E104，溫度為27.6℃，壓強為0.18bar。由于甲醇含量較多，只由一個精餾塔回收，PO中含甲醇太多，故需要第二個精餾塔來進行二次回收甲醇。塔釜再沸器E104的含部分有機物的甲醇回到反應釜中作為溶劑再次利用，塔頂冷凝器中采出物進入第二個甲醇精餾塔T103。與T102原理相同，塔釜再沸器E106的甲醇餾出液回到反應釜中作為溶劑再次利用，溫度控制在20.1℃，壓強為0.15bar。塔頂冷凝器E105中采出物進入PO精餾塔T104。溫度控制在-49.7℃

44、，壓強為0.04bar。 3、分離環(huán)氧丙烷 由甲醇精餾塔T103塔頂冷凝器E105進入換熱器E107,再進入PO精餾塔T104，此塔操作壓力為8bar, 溫度控制在50℃。從塔頂冷凝器E108出少量環(huán)氧丙烷和為回收干凈的丙烯，溫度控制在-41℃，壓強為1bar。塔底再沸器E109得到較純的PO，送入PO儲罐。E109溫度控制在107.5℃，壓強為8bar。 4、精餾塔塔頂的控制 由塔頂采出的氣相物質進入塔頂冷凝器換熱成液相，部分冷凝后的液相回流回塔內，另一部分液相物質作為塔頂產品采出。 塔頂冷凝器的冷介質用量

45、是根據冷凝器的出口溫度而定的，當冷凝器的冷介質用量過多時會造成回流的液相物質溫度降低，致使塔內溫度降低，造成精餾塔體系不穩(wěn)定，反之亦然?；亓鞴薜幕亓髁扛鶕亓鞴苈分械奈锪狭髁看_定，采出物料的量則根據回流罐的液位來控制，他們流量的變化也會引起精餾塔體系不穩(wěn)定。因而有必要對他們進行控制。 5、精餾塔塔釜的控制 由塔釜流出的液相物質一部分進入塔釜再沸器換熱成氣相，另一部分冷凝后的液相直接采出。塔釜再沸器的熱介質用量是根據再沸器的出口溫度而定的，當再沸器的熱介質用量過多時會造成回流的氣相物質增多，致使塔內溫度升高，嚴重時甚至會產生液泛。因此必須對其進行控制。 本工藝中塔釜再沸器熱介質

46、的用量是采用通過檢測其出口溫度的變化調節(jié)熱介質進料管道的閥門開度來控制熱介質流量，從而達到控制再沸器出口物料溫度的目的。這種方法是在再沸器出口管道上安裝一個溫度控制儀表（TC），當再沸器出口物料溫度不等于設定值時，儀表向控制器發(fā)出信號，控制器調節(jié)管道上閥門開度，從而改變管道中的流量，使其趨于設定值。 4 物料及熱量衡算 4.1 總論 物料衡算與熱量衡算是化工過程中最基本的運算之一。在已確定化學生產工藝和流程后，由定性階段轉向定量階段，通過對整個生產系統(tǒng)、生產車間，以及部分重要的生產單元進行物料衡

47、算計算出主、副產品的產量，原材料的消耗定額、“三廢”排放量及組成，以及產品收率等各項經濟技術指標，從而定量地評述初步設計所選擇的工藝路線、生產方法及工藝流程在經濟上是否合理，技術上是否先進，為后階段的設計提供數據。 本項目是以丙烯、雙氧水為原料，反應生成環(huán)氧丙烷、丙二醇等產物。反應產物加壓精餾過程，從而分離所需產物。 工藝流程的物料衡算以Aspen Plus的流程模擬結果為基礎所得到的。以工段為單位進行物料衡算，全流程分為四個工段：進料工段、反應工段、丙烯精餾、甲醇精餾工段、環(huán)氧丙烷精餾工段。Aspen Plus的流程模擬工藝過程圖如下：

48、 4.2 物料衡算 4.2.1 衡算方法 物料衡算的基本準則是質量守恒定律，利用某進出化工過程中某些已知物流的流量和組成，通過建立有關物料的平衡式和約束式，求出其他未知物流的流量和組成的過程。系統(tǒng)中物料衡算一般表達式為： 系統(tǒng)中的積累=輸入-輸出+生成-消耗 式中，生成或消耗項是由于化學反應而生成或消耗的量；積累量可以是正值，也可以是負值，當系統(tǒng)中積累量不為零時稱為非穩(wěn)定狀態(tài)過程；積累量為零時，稱為穩(wěn)定狀態(tài)過程。穩(wěn)定狀態(tài)過程時，可以簡化為： 輸入=輸出-生成+消耗 對

49、無化學反應的穩(wěn)定過程，又可表示為： 輸入=輸出 物料衡算包括總質量衡算、組分衡算和元素衡算。 4.2.2 進料工段物料衡算 丙烯、環(huán)氧丙烷、甲醇以一定比例和溫度混合通入混合器。 表4.1 反應工段的物料平衡表 管路 S1 S2 S3 壓力 (bar) 1.01 1.01 1.01 溫度（℃） 25.00 25.00 25.00 氣體分率 0.00 1.00 0.00 流量 摩爾 流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾 流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾 流

50、量 (kmol/h) 摩爾分數 % 丙烯 0.00 0.00 0.00 0.00 165 0.11 雙氧水 55.00 0.04 0.00 0.00 0.00 0.00 甲醇 0.00 0.00 1265.00 0.85 0.00 0.00 4.2.3 反應工段物料衡算 混合物料經過加熱器預熱到50℃，加壓到8bar,進入到反應器，丙烯在TS-1分子篩的催化下，反應生成環(huán)氧丙烷等產物。該反應段主要包括流化床反應器。 表4.2 反應工段的物料平衡表 管路 S4 S5 S6 壓力(bar) 8.00

51、8.00 8.00 溫度（℃） 30.4 50.00 50.00 氣體分率 0.00 0.00 0.00 流量 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 環(huán)氧丙烷 0.00 0.00 0.00 0.00 47.85 0.03 水 0.00 0.00 0.00 0.00 47.85 0.03 丙烯 165.00 0.11 165.00 0.11 116.19 0.08 雙氧水 55

52、.00 0.04 55.00 0.04 6.19 0.004 甲醇 1265.00 0.85 1265.00 0.85 1265.00 0.85 丙二醇 0.00 0.00 0.00 0.00 0.96 0.0006 總流量 1485.00 1.00 1485.00 1.00 1484.04 1.00 4.2.4 丙烯回收段物料衡算 反應后的物料S6進丙烯回收塔，分離后（S8）氣體部分主要為丙烯，液體(S7)部分為環(huán)氧丙烷。 表4.3 丙烯回收工段物料平衡表 管路 S6 S7

53、S8 壓力(bar) 8.00 0.14 0.06 溫度（℃） 50.00 7.70 -96.0 氣體分率 0.00 0.00 0.00 流量 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 環(huán)氧丙烷 47.85 0.03 47.37 0.035 0.48 0.004 水 47.85 0.03 47.84 0.035 0.007 0.00 丙烯 116.19 0.08 1.16 0.00

54、115.03 0.995 雙氧水 6.19 0.004 6.187 0.005 <0.001 0.000 甲醇 1265.00 0.85 1264.94 0.924 0.065 0.001 丙二醇 0.96 0.0006 0.963 0.00 0. 00 0.00 總流量 1484.04 1.00 1368.46 1.00 115.58 1.00 4.2.6 甲醇回收工段物料衡算 此工段主要是通過精餾將溶劑甲醇回收利用。 表4.4 甲醇回收物料平衡表

55、管路 S7 S9 S10 S11 S12 壓力(bar) 0.14 0.18 0.06 0.04 0.15 溫度（℃） 7.7 27.6 -39.6 -49.7 20.1 氣體分率 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 流量 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 環(huán)氧丙烷 47.37 0.035 0.47 0

56、.004 46.90 0.64 46.43 0.971 0.47 0.018 水 47.84 0.035 47.81 0.037 0.034 0.00 <0.001 0.00 0.034 0.001 丙烯 1.16 0.00 trace 0.00 1.16 0.016 1.162 0.024 trace 0.00 雙氧水 6.187 0.005 6.187 0.005 <0.001 0.000 trace 0.00 <0.001 0.00 甲醇 1264.9 0.924 1236.

57、6 0.955 25.30 0.345 0.253 0.005 25.05 0.98 丙二醇 0.963 0.00 0.963 0.0007 0.00 0.00 0.00 0.00 trace 0.00 總流量 1368.46 1.00 1295.1 1.00 73.39 1.00 47.84 1.00 25.55 1.00 4.2.7 環(huán)氧丙烷精餾工段物料衡算 此工段主要是精餾環(huán)氧丙烷。首先甲醇回收后的物料S11經過換熱器將物料加熱到50℃，壓強加到8.00bar，然后經過最后一個精餾塔精餾得到產物環(huán)氧丙烷，質

58、量分數為99.4%。 表4.5 環(huán)氧丙烷精餾塔物料平衡表 管路 26 27 28 壓力(bar) 8.00 8.00 1.00 溫度（℃） 50 107.5 -41.0 氣體分率 0.00 0.00 0.00 流量 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 摩爾流量 (kmol/h) 摩爾分數 % 環(huán)氧丙烷 46.43 0.971 45.97 0.994 0.464 0.286 水 <0.001 0.00 <0.001 0.00 trace 0.00

59、 丙烯 1.162 0.012 0.012 0.00 1.15 0.71 雙氧水 trace 0.00 trace 0.00 trace 0.000 甲醇 0.253 0.005 0.252 0.005 0. 001 0.001 丙二醇 0.00 0.00 0.00 0.00 0. 00 0.00 總流量 47.84 1.00 46.23 1.00 1.62 1.00 4.3 能量衡算 4.3.1 基本原理 工程依據化工設計中關于熱量衡算的基本思想和要求，遵循基本規(guī)范與實際工藝相結合的原則，進行

60、熱量衡算書的編制。其中一個主要依據是能量平衡方程： 其中，表示輸入設備熱量的總和； 表示輸出設備熱量的總和； 表示損失熱量的總和。 對于連續(xù)系統(tǒng)： 其中: Q表示設備的熱負荷。 W表示輸入系統(tǒng)的機械能。 表示離開設備的各物料焓之和。 表示進入設備的各物料焓之和。 本廠所需主要設備有反應器、換熱器、泵、壓縮機、和精餾塔等。輸入整個生產系統(tǒng)的能量主要有電能、加熱介質帶入的能量和進入物料的焓，輸出的能量有冷卻劑帶走的能量和輸出物料的焓。對全工藝段進行系統(tǒng)級的熱量平衡計算，進而用于指導節(jié)能降耗設計工作 4.3.2

61、能量衡算任務 (1) 確定流程中機械所需的功率，為為設備設計和選型提供依據。 (2) 確定精餾各單元操作中所需的熱量或冷量及傳遞速率，確定加熱劑和冷劑的用量，為后續(xù)換熱和公用工程的設計做準備。 (3) 確定反應過程中的熱交換量，指導反應器的設計和選型。 (4) 最終計算出所需的能量和費用，判定工藝過程的經濟性。 4.3.3 系統(tǒng)物料及能量衡算 4.3.3.1 反應器 表4.8 反應器物料焓變計算表 　 流入 流出 溫度(℃) 50 50 壓力(bar) 8 8 氣相分率 0 0 摩爾流量(kmol/hr) 1485.000 1484.03

62、7 質量流量(kg/hr) 49347.445 49347.445 氣體流率(cum/hr) 67.385 66.782 焓(Gcal/hr) -293.037 -303.789 4.3.3.2 丙烯回收塔 表4.9 丙烯回收物料焓變計算表 　 流入 流出 物流名稱 S6 S8 S7 溫度(℃) 50 -96 7.7 壓力(bar) 8 0.06 0.14 氣相分率 0 0 0 摩爾流量(kmol/hr) 1484.04 115.58 1368.46 質量流量(kg/hr) 4433.89917 1261

63、3.3649 17189.807 氣體流率(cum/hr) 66.782 7.289 54.211 焓(Gcal/hr) -303.789 -0.777 -311.416 4.3.3.3 甲醇回收塔 表4.10 甲醇回收塔物料焓變計算表 甲醇回收塔B5 甲醇回收塔B10 　 流入 流出 流入 流出 物流名稱 S7 S9 S10 S10 S11 S12 溫度(℃) 7.7 27.6 -39.6 -39.6 -49.7 20.1 壓力(bar) 0.14 0.18 0.06 0.06 0.04 0.15

64、 氣相分率 0 0 0 0 0 0 摩爾流量(kmol/hr) 1368.462 1295.069 73.393 73.393 47.844 25.549 質量流量(kg/hr) 44477.103 40893.137 3583.966 3583.966 2753.59 830.376 氣體流率(cum/hr) 54.211 51.459 3.996 3.996 3.033 1.037 焓(Gcal/hr) -311.42 -297.731 -11.602 -11.602 -5.773 -5.802 4.3.3.4環(huán)氧

65、丙烷精餾塔 表4.11 環(huán)氧丙烷精餾塔料焓變計算表 　 流入 流出 物流名稱 26 27 28 溫度(℃) 50 107.5 -41 壓力(bar) 8 8 1 氣相分率 0 0 0 摩爾流量(kmol/hr) 47.844 46.229 1.615 質量流量(kg/hr) 2753.59 2678.198 75.392 氣體流率(cum/hr) 3.533 3.841 0.110 焓(Gcal/hr) -5.277 -4.894 -0.059 5設備設計及選型 5.1丙烯儲罐V101

66、 工藝要求： 一般工業(yè)上所用的丙烯儲存的方式為常溫壓力儲存。99.6%的雙氧水密度為0.5139*103kg/m3，在本廠的設定下，摩爾流量為165kmol/h，C3H6的質量分數為42kg/kmol，常壓下通過對本廠環(huán)氧丙烷的產量分析，確定儲存時間為3天，3天儲存的總體積為V=165*42*72/0.5139*103*0.996=974.83m3 選型： 由于3天內雙氧水的儲存量不大，所以選擇固定圓筒形儲罐，選擇充裝系數為0.9，則儲罐所需的體積流量為974.83/0.9=1083.14m3，選擇型號為HG21502.２～92-119，其公稱容積為1500m3，儲罐內徑為13000mm，儲罐高度為13500mm，儲罐材料選擇Q235-A。 5.2雙氧水儲罐V102 工藝要求： 一般工業(yè)上所用的雙氧水儲存的方式為30℃以下常壓避光儲存。30%的雙氧水密度為1.11*103kg/m3，在本廠的設定下，摩爾流量為55kmol/h，H2O2的質量分數為34kg/kmol，常壓下通過對本廠環(huán)氧丙烷的產量分析，確定儲存時間為3天，3天儲存的總體積為V=5