年产15万吨聚丙烯生产工艺设计说明书课程设计说明书

1、课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 化工与制药学院 课程设计说明书 课题名称 15 万吨/年聚丙烯生产工艺设计 - 计算部分、用户手册 专业班级 学生学号 学生姓名 学生成绩 指导教师 课题工作时间 2011/12 武汉工程大学化工与制药学院 摘要 本设计的内容是关于 15 万吨/年聚丙烯的生产工艺设计，设计中包括工艺流程设计、 物料衡算、能量衡算，设备选型，安全环保和经济技术评价。在本文中比较详细的计 算出来了原料的单位用量、产品的单位产量，由算得的换热面积选择出来适合本工艺 的各种设备，按照选择的工艺设计出了工艺流程图和生产车间图样，并在最后编写了 可行性研究报告、商业规划

2、书和用户手册。 通过本设计，可以对环管法聚丙烯合成车间工艺及聚合工段设计有一个初步的认 识和了解，了解到环管法聚丙烯合成的基本流程。 关键词关键词：聚丙烯 工艺流程 环管法 物料衡算 能量衡算 abstract this design content is about 150000 tons/year polypropylene production technology design, design including process flow design, material calculation, energy calculation, equipment selection, saf

3、e environmental protection and economic technology evaluation. in this paper a detailed calculation out of raw materials, product of dosage units unit output, is by the heat transfer area selected for the various kinds of equipment technology, according to the selection process design out of the pro

4、cess flow diagram and production workshop pattern, and in the last wrote the feasibility study report, business planning books and user manuals. through the design, can huanguan method of polypropylene synthesis process and polymerization design workshop section in a preliminary understanding and kn

5、ow, and understand to huanguan synthesis method of the basic process of polypropylene. key words：polypropylene process flow huanguan method material calculation energy calculation 目 录 摘要.- 2 - abstract .- 2 - 目 录.- 3 - 前言.- 6 - 第一章 文献综述.- 7 - 1.1 聚丙烯概述.- 7 - 1.2 聚丙烯的性质.- 7 - 1.3 聚丙烯工艺发展过程.- 7 - 1.4

6、几种主要聚丙烯工艺.- 9 - 1.4.1 spheripol 工艺.- 9 - 1.4.2 hypol 工艺.- 9 - 1.4.3 novolen 工艺.- 10 - 1.4.4 unipol 气相工艺- 10 - 1.4.5 amocochiaso 气相法工艺- 11 - 1.5 新型催化剂体系的优势.- 11 - 1.5.1 pp 生产工艺的优化和改善.- 11 - 1.5.2 pp 产品性能的改进和提高.- 12 - 1.5.3 高刚性、高结晶度的产品.- 12 - 1.5.4 薄膜产品性能的改善.- 12 - 1.5.5 纺粘纤维和熔喷纤维.- 12 - 1.5.6 无规共聚物.-

7、 13 - 1.5.7 抗冲击共聚产品.- 13 - 1.6 中国聚丙烯工业.- 13 - 1.7 展望.- 13 - 第二章 工艺流程设计.- 14 - 2.1 工艺原理.- 14 - 2.2 催化剂的选定.- 15 - 2.3 生产工艺的选定.- 15 - 2.4 工艺流程草图.- 17 - 2.5 工艺流程概述.- 17 - 2.5.1 聚合区工艺.- 17 - 2.5.2 造粒区.- 20 - 2.5.3 包装区.- 20 - 2.5.4 循环水场.- 21 - 第三章 物料衡算.- 21 - 3.1 设计名称.- 21 - 3.2 设计条件.- 22 - 3.2.1 全套装置工艺参数

8、.- 22 - 3.2.2 丙烯进料量 （按小时计算）.- 22 - 3.3 催化剂用量.- 22 - 3.4 r200 小环管的物料衡算.- 23 - 3.5 氢气用量.- 24 - 3.6 r201 大环管反应器的物料衡算.- 24 - 3.7 d301 闪蒸罐的物料衡算.- 25 - 3.8 f301 布袋过滤器的物料衡算 .- 25 - 3.9 t301 循环丙烯洗涤塔的物料衡算.- 27 - 3.10 d501 汽蒸罐的物料衡算.- 28 - 3.11 t501 水洗塔的物料衡算.- 28 - 3.12 d502 干燥塔的物料衡算.- 29 - 3.13 造粒.- 29 - 第四章

9、热量衡算.- 30 - 4.1 计算依据.- 30 - 4.2 r200 小环管的热量衡算.- 30 - 4.3 r201 大环管反应器的热量衡算.- 32 - 4.4 d301 闪蒸罐的热量衡算.- 33 - 4.5 d501 气蒸罐的热量衡算.- 33 - 4.6 d502 干燥罐的热量衡算.- 34 - 第五章 设备选型.- 35 - 5.1 r200 小环管的选型.- 35 - 5.1.1 r200 小环管的工艺参数.- 35 - 5.1.2 主要作用.- 35 - 5.1.3 选型.- 35 - 5.2 r201 大环管反应器的选型.- 36 - 5.2.1 r201 大环管反应器的

10、工艺参数.- 36 - 5.2.2 特点.- 36 - 5.2.3 选型及结构.- 36 - 5.3 设备一览表 .- 37 - 第 6 章 经济技术分析.- 38 - 6.1 市场分析和建设规模 .- 38 - 6.2 工艺技术.- 40 - 参考文献.- 41 - 致 谢.- 42 - 前言前言 此次设计的题目：年产 15 万吨环管法聚丙烯合成车间工艺及聚合工段设计，共分 为五个部分：文献综述、工艺流程设计、物料衡算、能量衡算以及设备框算。 文献综述介绍了聚丙烯的性能、生产工艺、晶型、产业发展现状、用途以及催化 剂的选择。 工艺流程设计详细介绍了工艺原理、生产工艺的选择及催化剂的选用，着重

11、叙述 了聚合的工艺流程，使我们对整个生产过程有了充分的认识，还对装置及一些化学介 质做了说明。 在物料衡算中，根据生产流程对主要设备的进出料情况做了衡算，确定进出设备 的物料和设备内部各种物料的流动状况和组成。 在能量衡算中，由物料的流量、状态及性质做出热量的衡算，以及夹套水的用量， 确定需要移走或补充的能量。 在设备框算中，则包括了车间内各主要单元的化工计算过程，确定各设备的有效 容积、结构尺寸、传热面积等。同时，根据设计的需要绘制了聚合工段的工艺流程图、 循环丙烯洗涤塔的装配图、车间的平面布置总图、设备平面布置图和设备立面布置图。 本次设计虽然经过多次修改，但难免存在不妥之处，望各位老师在

12、检查过程中给予纠 正。 第一章 文献综述 1.1 聚丙烯概述聚丙烯概述 聚丙烯 英文名称:polypropylene 分子式:c3h6n 简称:pp 聚丙烯由丙烯聚合而制得的一种热塑性树脂。有等规物、无规物和间规物三种 构型，工业产品以等规物为主要成分。聚丙烯也包括丙烯与少量乙烯共聚物在内。 通常为半透明无色固体，无臭无毒。由于结构规整而高度结晶化,故熔点高达 167左右,耐热,制品可用蒸汽消毒是其突出优点。密度0.90g/cm3,是最轻的通用塑 料。耐腐蚀,抗张强度 30mpa，强度、刚性和透明性都比聚乙烯好。缺点是耐低温 冲击性差，较易老化，但可分别通过改性和添加抗氧剂予以克服。 1.2

13、聚丙烯的聚丙烯的性性质质 聚丙烯无毒、无味，密度小， 强度、刚度、硬度耐热性均优于低压 聚乙烯,可 在 100 度左右使用.具有良好电性能和高频 绝缘性不受湿度影响 ,但低温时变脆、不 耐磨、易老化。适于制作一般的机械零件 ，耐腐蚀零件和绝缘零件。常见的酸、 碱有机溶剂对它几乎不起作用，且可用于食具。 由于聚丙烯制品具有重量轻，抗冲击强度高、耐环境（耐高低温、耐污染、耐潮 湿、耐老化）性能好，长寿命等优点。应用范围不断的扩大，逐渐取代金属和其他塑 料、木材、化学纤维等，用于包装、运输、纺织、建材、家具、家电、日用品等诸多 领域。因此今后 10 年聚丙烯的需求将继续保持高速增长的态势，并且在纺织

14、纤维、薄 膜、注塑制品、管材等领域有很好的前景 1 1.3 聚丙烯工艺发展过程聚丙烯工艺发展过程 1956年意大利化学家纳塔改进齐格勒催化剂2，成功地合成了结晶等规聚丙烯，开 创了聚丙烯技术的新时代。聚丙烯生产最初采用的是淤浆工艺，催化剂活性很低，生 产规模很小，工艺冗长落后，设备复杂。由于采用己烷等溶剂作稀释剂，不仅需要脱 催化剂残渣和脱无规物工序，而且还需设置溶剂回收工序和设备。因而使设备投资费 用高，工厂占地的面积大，操作和维修人员多等一系列问题。随着科学技术的进步和 生产的发展，出现了溶剂工艺，即以某种溶剂作稀释剂将丙烯稀释，反应过程在液态 下进行。但此方法也存在缺点，如需要脱灰和脱无

15、规物，需要溶剂回收工序和设备等， 因而又研究出本体工艺。这种工艺不需要专门的溶剂作为稀释剂，而是甩液态丙烯本 身作稀释剂进行聚合反应。若采用高活性催化剂，如日本三井油化公司3的高效高立体 定向催化剂，则既可省掉脱灰脱无规物工序，又可省掉溶剂回收工序和设备。此后， 本体工艺进一步演变为液相本体和气相率体两种工艺。到现在为止，气相工艺是最先 进的流化床工艺。 聚丙烯是世界五大通用合成树脂(聚乙烯、聚丙烯、聚氯乙烯、聚苯乙烯和abs树 脂)之一，近年来我国的产量增长很快，2000年首次突破3000 kt达到30351 kt，2005 年又突破5000 kt增长到52295 kt，2006年增长到58

16、415 kt，比上年增长117，创历 史产量最高纪录。2002年至2006年连续5年增长幅度保持两位数。2007年17月全国规 模以上企业聚丙烯产量已到达40416 kt，同比增长186，为历史同期最高的水平， 预计全年有望超过7000 kt。我国聚丙烯原料的来源一般是催化裂化产物分离的丙烯， 也有石油裂解气分离的丙烯，虽然以炼厂丙烯为原料时，气体分离精馏装置可使乙烷、 乙烯、丙烷、炔烃和二烯烃等杂质含量符合高效催化剂聚合时的要求，但由于其分离 的丙烯中还含有一定量的硫(尤其是cos)、co、co。、h2o、as和o2等杂质，从而使 聚丙烯催化剂中毒而活性下降，影响装置的正常生产，同时也导致聚

17、丙烯产品一些主 要性能，如结晶度、等规指数、灰分、熔体流动速率和拉伸强度等受到较大的影响， 因此，原料丙烯的净化显得十分重要。聚合催化剂对原料丙烯的要求和某些聚丙烯装 置中原料丙烯的质量如下表1 和表2所示。可以看出，原料中总硫、 cos、h2o、o2、as大量超标。 90年代，聚丙烯(pp)i艺技术4在提高效率、降低成本和扩大产品范围等方面都取 得了很大的进步，这使得聚丙烯技术进一步向前推进，各种工艺的竞争地位发生变化。 montell公司是当今世界上最大的聚丙烯生产商和技术转让厂商。它的spheripol工艺是 其前身himont公司于1982年创立的，目前全世界采用spheripol工艺

18、的生产线已多达84 条，产量达到128 mta，约占全世界pp总产能的50%，1997年monte|l公司5对 spheripol聚丙烯工艺进行了重大改进，进一步扩展了装置的生产操作弹性，优化各生 产工序的运转条件，提高了聚丙烯产品的质量和加工性能。拓宽了新产品的应用领域。 使采用该工艺生产的产品具有更为广泛的应用范围和更加优越的加工性能。新一代工 艺技术的改进和优化的核心内容是新型催化剂体系的开发和运用，其工艺流程的新设 计和优化主要是围绕上述核心技术而开展的。目的是扩大产品的范围，提高产品性能。 1.4 几种主要聚丙烯工艺几种主要聚丙烯工艺 目前世界上常甩的先进聚丙烯工艺主要有himont

19、公司和tenimont公司的spheripol 工艺、日本三井油化公司的hypol工艺、德国basf公司的novolen工艺、联合碳化物公 司的unipol工艺和amocochisso公司的气相法工艺6。 1.4.1 spheripol 工艺 该工艺包括助催化剂和催化剂的制备、顶聚合和聚合反应、聚合物脱气干燥、添 加剂进料和造粒以及包装运输。聚合反应在环管式反应器中进行，所有原料都以稳定 的速率和适当配比输入环状反应器中 反应压力为2930mpa(表)，温度为 6070 ，对压力、温度和淤浆密度可以进行监测和自动控制。聚丙烯颗粒进入装袋 系统，自动将产品称重、装袋和缝合，再送入传送带用金属探测

20、器用于检测产品是否 含有金属粒，能把混有金属粒的袋子自动剔出。合格产品袋子被送入码垛机，最后进 入仓库。这种工艺稳定可靠，产品范围宽、品种多、质量好，在世界上转让的厂家很 多，占世界聚丙烯产量比例较大，有较高的信誉。 1.4.2 hypol 工艺 hypol工艺采用日本三井油化公司的专利技术，它是一种液相和气相结合的本体工 艺，采用hyhs-第二代高效高立体定向催化剂。全套生产线由原料提纯、催化剂进 斟、聚合、干燥、造粒、包装和码垛诸工序组成。改进后的hypol新工艺，聚合反应分 两段进行。第一段液相聚合在丙烯溶剂中进行，聚合压力为2.943.92 mpa(表)，温度 为65 75 ，依靠蒸发

21、冷凝回流系统带走反应热。聚合形成的浆液进入第二段气相 反应釜，操作压力为167192 mpa(表)，温度为80 。进入反应器的液态丙烯靠 聚合反应热加热并蒸发。聚合物流化所用气体从气相反应器的下部吹进，并进行循环。 聚合物干燥后送入挤压造粒工序，聚合物通过筛板筛选后被挤压，经模板进入水下切 割机，把挤出的聚合物切成小颗粒。一条包装生产线的能力为175 th，用自动称重 检查器对装袋的粒料进行称量、检测，将合格产品袋子送入打印机，再送入码垛机码 垛。整个工厂采用集散式控制系统(即dcs系统)。同时还对异常反应如工艺流体泄漏、 公用工程发生故障等情况提供保护措施。主要有全线紧急停车系统、局帮停车系

22、统、 手控启动系统、易燃气体报警系统等。同时该工艺还设置有工艺联锁系统，在紧急情 况下，可切断工艺物流并隔离设备 hypol工艺的最大优点是丙烯聚合采用了最好的催化剂即hyhs一，这种催化剂 的活性相当高，其效率高达lt聚丙烯g钛。由于采用了高活性的催化剂，可不脱灰不 脱无规物，因而使不造粒工艺的实现成为可能。 1.4.3 novolen 工艺 novolen 工艺是最早发展起来的气相聚丙烯工艺之一，早在 1969 年第一套工业化 装置就开始生产。为了适应新技术的发展，basf 对本身的丙烯聚合工艺和设备进行了 不断革新和完善，同时把催化剂技术和新产品开发作为自己工作的重心。basf 的催化

23、剂体系是以改型的齐格勒纳塔体系为基础。由于生产各种均聚物以及抗冲击和无 规共聚物只需一个反应器，因而很经济。同时，产品完全可以满足链塑、双向拉膜、 纤维、单丝、热望成形、吹塑成形和挤压成形的要求。工艺流程主要由丙烯提纯进料、 催化剂制备、添加剂制备及加入、聚台、挤压成形、装袋和码垛等部分组成。控制系 统采取以微处理机为基础的集散式控制系统。该工艺的主要缺点是工艺流程长，如催 化剂加工工序和设备既多又复杂，因而后处理和回收系统流程很长。同时，建厂投资 大，操作和维修人员比其他工艺要多。目前世界上采用这种工艺厂家较少。 1.4.4 unipol 气相工艺 unipol聚丙烯工艺是把美国联合碳化物公

24、司的气相流化床技术与壳牌公司的shac 超高活性催化剂融为一体。这种工艺简单、灵活、安全和经济。采用这种工艺可省掉 催化剂钝化、脱灰、脱无规物和后处理工序。联合生产线稳定可靠，切换产品有很大 灵活性，能生产多种用途产品。由于工艺和设备简单，可靠性高，因而大大减少了维 修工作量，节省操作和维护人员。该工艺能耗低，效率高，工程建设投资少，建设工 期短。谤工艺主要由原料供应和净化，催化剂制备、聚合、树脂脱气和回收、加添加 剂和造粒等部分组成。丙烯经过净化和干燥后送入反应系统。反应系统由1台反应器、 1台循环气体冷却器和1台循环气体风机组成。反应在压力约35 mpa、温度6070 的条件下进行。提纯后

25、的丙烯、氢、shac催化剂连续进入反应器，生产出自由流动的 粒状树脂。含有气体反应物和惰性气体的循环气物流在风机作用下连续通过循环气路 进行循环。循环气的作用是让反应器里自由流动的粒状树脂流化起来，同时把聚合热 带走。经过净化达到产品质量要求的树脂进入造粒系统。添加剂加入、遣粒、包装、 码垛等工艺和设备与其他工艺基本相似。unipol聚丙烯工艺采用现代比较简单的控制系 统进行监测控制。主要采用常规变量闭路对流量、温度和压力进行控制，有些控制和 监测靠计算机完成。由于该工艺具有一系列独有的优点，因此是一种很有发展前途的 工艺。 1.4.5 amocochiaso 气相法工艺 该工艺是美国amoc

26、o公司开发的，1975年开始的中型试验。1979年amoco公司在 美国得克萨斯州建成丁一座采用气相法工艺的工业化聚丙烯工厂。由于既不脱灰，也 不脱无规物，因而在低建设投资和低制造成本方面得到好处。该工艺是将超高活性催 化剂和awuoco公司的气相工艺相结合开发的丙烯共聚物工艺。采用这种工艺时，丙烯 在高活性催化剂的作用下以气相状态不断进行反应，形成粒状结晶聚丙烯。经过气体 分离和催化剂脱活之后，将粉料造粒并搅匀以各运输。该工艺是由催化剂设备、聚合 和成品处理三个工序组成。工艺采用卧式反应釜，主要特点是投资费用低，产品品种 多，质量高，操作稳定，工艺安全而且能耗低。但由于设备较其他几种工艺复杂

27、和使 用的催化剂的活性不算太高，因而世界上采用这种技术的厂家不太多。 1.5 新型催化剂体系的优势新型催化剂体系的优势 由于聚丙烯合成对催化剂的要求很高，好的催化剂可以使聚丙烯的产率和纯度提 高，使用双醚类新型催化剂体系，其优势可体现在 pp 生产工艺和产品质量的提高两个 方面。 1.5.1 pp 生产工艺的优化和改善 1)具有极高的活性，更有利于氢反应，使催化剂的消耗量降低； 2)使催化剂体系中的外给电子取消成为可能，使产品的灰分和成本降低； 3)预聚的pp粒型控制更好； 4)无需外给电子，催化剂本身可设计成使产品具有一定的二甲苯可溶物与二甲苯 不溶物之比，大大简化了制备工艺； 5)催化剂残

28、留物含量低，更有利于添加剂的加入和成分调节； 6)由于新型催化剂对氢气反应更为有利，因此，均聚、无规共聚、嵌段共聚的 mfr的控制范围扩大，特别是因为它具有分子量分布窄的特点，使得以往用过氧化物 进行流变控制的操作方法可以被取代，这可以降低成本，并避免由于过氧化物降解所 产生的挥发物影响健康和安全。 1.5.2 pp 产品性能的改进和提高 新工艺技术与新的催化剂体系相结合，使聚丙烯的分子量分布、挠曲模量、等规 度，抗冲击等性能指标有了较明显的改善。这类树脂具有很高的结晶度和刚性，光泽 度好，较大幅度地提高了均金山油化纤聚物、无规共聚物和抗冲共聚物产品的各项指 标。 1.5.3 高刚性、高结晶度

29、的产品 应用新型催化剂并结合新双峰技术生产的产品具有更宽的分子量分布和高的等规 度，可将产品挠曲模量提高了45 ，而单独使用新催化剂和新双峰技术则可提高l3 和 l0。 1.5.4 薄膜产品性能的改善 应用新型催化剂并结合新双峰技术7使产品的分子量变得更宽，生产的bopp产品 的拉伸性能得到了改善，使之更适应新型bopp高速生产线的高速拉伸要求。均聚pp产 品进一步改善了刚性，在用于芯层料时具有很大的优点，同时，耐热性能、光学性能 以及薄膜表面泄出物也大大改观。由于使用了新型催化剂体系，产品的灰分大为降低， 使生产电容薄膜成为可能。 1.5.5 纺粘纤维和熔喷纤维 采用新催化剂体系使其在纤维领

30、域具有了新的优势，主要有以下优势： 1)能够生产很高mfr的产品(1700 dglrain)； 2)具有很窄的分子量分布，使纤维的加工性能大大提高(pj：2225)； 3)可以不使用过氧化物降解； 4)高流动性，适用于生产高速纺丝和细旦纺丝产品(速度4500mrain)； 5)高纯洁度。 1.5.6 无规共聚物 由于使用新催化荆体系的产品分子量分布窄，使热定型和吹塑产品的透明度提高， 同时也改善了抗冲击性能。在吹膜、注膜、拉膜和热定型生产中，产品在透明度、光 泽度、冲击性能、化学稳定性、水气阻隔性等方面都有了不同程度的改进，可部分替 代ps、pet和pvc等等产品8。 1.5.7 抗冲击共聚产

31、品 采用新催化剂体系改善了抗冲击共聚产品的刚性抗冲击性的平衡，形成了又一 种抗冲击共聚产品系列。由于新技术的采用给抗冲击共聚产品带来了以下几个明显的 优点： 1)更高的坚挺度； 2)无论在室温下还是在低温下，其抗冲击性能均表现良好； 3)良好的抗变形能力； 4)更佳的尺寸稳定性； 5)在相同的刚性抗冲击性能下可使mfr更高(更适合薄壁注塑)。 1.6 中国聚丙烯工业中国聚丙烯工业 中国聚丙烯的工业 9生产始于 20 世纪 70 年代，经过 30 多年发展，已经基本 上形成了溶剂法、液相本体 -气相法、间歇式液相本体法、气相法等多种生产工艺 并举，大中小型生产规模共存的生产格局。现在中国的大型聚

32、丙烯生产装置以引进 技术为主，中型和小型聚丙烯生产装置以国产化技术为主。 中国聚丙烯在以后几年里产量会有较大的增长，但生产仍然供不足需，中国已 经成为全球最大的聚丙烯净进口国。但由于国内产量很快增长，进口依存度总体上 呈下降趋势。中国聚丙烯未来几年内，表观消费量依然会保持较高增速，进口量将 会增大，聚丙烯产业在中国的前景广阔。 1.7 展望展望 为了进一步发展聚丙烯生产技术，必须解决以下几个问题： 1随着科技发展，对聚丙烯的需求量及品种将会进一步增加。因此，科研人员应 开拓聚丙烯的新的应用范围，同时不断开发新品种。 2由于催化剂的性能和质量是决定聚丙烯品种和质量的最关键的因素，因此，目 前美、

33、日、意和德等国家对催化剂的研究特别重视，并取得了很多成果。就活性而言， 日本三井油化的hyhs-高效高立体定向催化剂的活性高达1 t聚丙烯s钦，皆高于其 他几家公司的催化剂。我国目前引进的几套大型聚丙烯装置都使用进1：l的催化剂。所 以，加快研制国产的高活性催化剂是摆在我国科研人员面前的一项紧迫任务。 3要增加聚丙烯品种，提高聚丙烯的质量，扩大应用范围，必须注重开发新型添 加荆和改性剂。虽然在这方面已取得不少成果，但仍需继续努力。并要开发更多的新 型艟化剂。 4寻求不造粒新工艺。就造粒工序而言，耗电多，设备昂贵。若能开发出使粉片 状聚丙烯存放期延长而不变质的新工艺，省掉造粒工序，则能大大降低成

34、本，提高经 济效益，为提高聚丙烯产量，增加品种，创造有利条件。 第二章 工艺流程设计 2.1 工艺原理工艺原理 从中转罐区送来的丙烯需经过预精制、保安精制后才能成为精丙烯进入反应系统。 其中 t001 为固碱塔，脱除大量水和无机硫 2naoh+co2=na2co3+h2o 2naoh+h2s=na2s+2h2o naoh+nh2o=naoh.nh2o t002 为分子筛塔，利用分子筛的吸附原理10，脱除微量的水，该塔可以再生。 t701 为汽提塔，利用汽提塔的操作原理脱除丙烯中的轻组分，尤其是一氧化碳。 t702 为脱硫塔，主要是脱除羰基硫。 cos+h2o=h2s+co2 zno+h2s=z

35、ns+h2o t703 为 3 分子筛塔，继续脱除微量的水。该塔可以再生。 t704 为脱砷塔，主要是脱除砷化氢。 2ash3+2cuo=2cuas+2h2o+h2 2ash3+al2o3=2alas+3h2o 丙烯聚合的过程包括链引发、链增长、链转移和链终止。 链引发 catrch2chcatch2chr ch3 ch3 链增长 cat-ch2chrnch2chcat-ch2ch(ch2ch)nr ch3 ch3 ch3 ch3 链转移 向单体转移 catch2ch(ch2ch)nrch2chcat- ch2ch2ch2=c(ch2ch)nr ch3 ch3 ch3 ch3 ch3 ch3

36、向氢气转移 cat-ch2ch(ch2ch)nrh2cat-h+ch3ch(ch2ch)nr ch3 ch3 ch3 ch3 向烷基铝转移 cat-ch2ch(ch2ch)nral(c2h5)3cat-c2h5+ ch3 ch3 (c2h5)2alch3ch(ch2ch)nr ch3 ch3 链终止 catch2ch(ch2ch)nrcathch2c(ch2ch) nr ch3 ch3 ch3 ch3 2.2 催化剂的选定催化剂的选定 配合 spheripol 工艺，选择第四代超高活性的 cs-型和 dq-型球型催化剂3。球 型催化剂可以控制聚丙烯粒子的形态，具有反应器颗粒技术的特点，有利于生

37、产高性 能的聚丙烯。同时“反应器颗粒技术”可以免除造粒过程，所以在提高了反应效率的同 时，又大大的降低了生产成本。 2.3 生产工艺的选定生产工艺的选定 在综述中对聚丙烯的生产工艺已经做了详细的比较，在这里选择 spheripol 工艺。 该技术自 1982 年首次工业化以来，是迄今为止最成功、应用最为广泛的聚丙烯生产工 艺。spheripol 工艺是一种液相预聚合同液相均聚和气相共聚相结合的聚合工艺，工艺 采用高效催化剂(spheripol 工艺一开始使用 gf-2a、ft-4s、ucd-104 等高效催化剂， 催化剂活性达到 40kgpp/gcat，产品等规度为 90%-99%，可不脱灰、

38、不脱无规物)，生 成的 pp 粉料粒度呈圆球形，颗粒大而均匀，分布可以调节，既可宽又可窄，可以生产 全范围、多用途的各种产品。预聚合反应是在均聚反应之前先将催化剂组分同少量丙 烯预先进行聚合反应，以保护催化剂和聚合产品的颗粒度。预聚合是液相聚合，采用 一组由两根管组成的环管反应器。均聚反应也是液相聚合，一般都采用两组串连的环 管反应器，每组反应器由四根管子组成。目前改进的 spheripol 工艺的环管反应器由一 组环管组成，通过对立管根数及其直径的不同设计来适应不同的处理能力，反应热通 过环管外壁夹套内循环流动的水来撤除。嵌段共聚反应则采用气相法，反应器是一个 或两个串联的密相流化床反应器。

39、该工艺采用独特的环管式反应器，具有单位体积传 热面积大，总传热系数高，单程转化率高、流速快、混合好、不会在聚合区形成塑化 块、产品切换牌号的时间短等优点，而且结构简单，材质采用低温碳钢即可。环管反 应器则是利用轴流泵使浆液高速循环，通过夹套冷却撤热，由于传热面积大，撤热效 果好，因此其单位反应器体积产率高，能耗低。spheripol 工艺经济性好，原料和公用 工程消耗低，人工费和三废处理等费用也少，生产成本较低，因此 spheripol 工艺成为 当今世界最为先进和流行的 pp 生产工艺之一。 表 2-1 几种聚丙烯工艺对比 工艺名 称 工艺特点 淤浆法 工艺 1.丙烯单体溶解在惰性液相溶剂中

40、（如己烷中） ，在催化剂作用下进行溶 剂聚合，聚合物以固体颗粒状态悬浮在溶剂中，采用釜式搅拌反应器； 2.有脱灰、脱无规物和溶剂回收工序，流程长，较复杂，装置投资大， 能耗高，但生产易控制，产品质量好； 3.以离心过滤方法分离聚丙烯颗粒，再经气流沸腾干燥和挤压造粒； 溶液法 工艺 1.使用高沸点自链烃作溶剂，在高于聚丙烯熔点的温度下操作，所得聚 合物全部融解在溶剂中呈均相分布； 2.高温气提方法蒸发脱除溶剂得熔融聚丙烯，再挤出造粒得粒料产品； 3.方法工艺流程复杂，且成本较高，聚合温度高，采用特殊的高温催化 剂使产品应用范围有限; 气相法1.系统不引入溶剂，丙烯单体以气相状态在反应器中进行气相

41、本体聚合； 2.流程简短，设备少、生产安全、生产成本低； 3.聚合反应器有流化床、立式搅拌床及卧式搅拌床等； 液相本 体法 （含液 相气相 组合式） 1.系统中不加溶剂，丙烯在反应器中进行液相本体聚合，乙烯丙烯在流 化床反应器中进行气相共聚； 2.流程简单、设备少、投资省、动力消耗及生产成本低； 3.均聚采用釜式搅拌反应器，或环管反应器，无规共聚和嵌段共聚在搅 拌式流化床中进行； 2.4 工艺流程草图工艺流程草图 图 2.1 工艺流程草图 2.5 工艺流程概述工艺流程概述 全装置的工艺流程分为聚合区、造粒区、包装区和循环水场。 聚合区分为 000#、100#、200#、300#、500#、60

42、0#、700#、制氢站等工段。 2.5.1 聚合区工艺 本装置使用的催化剂分为主催化剂和助催化剂三乙基铝（teal） 、给电子体 （donor） 。teal 密封在钢瓶内贮存和运输。首先利用 n2将 teal 从钢瓶压送到 teal 贮罐 d111，再分批压送到 teal 计量罐 d101。d101 中的 teal 按照一定的流 量控制通过计量泵 p101 精确地输送到催化剂混合罐 d201。 donor 对产品的等规度调节具有重要的作用。使用时先将 100% donor 溶液通 过气动泵 p103 送至给电子体贮罐 d110a/b。为了方便计量，并根据产品性能的不同要 求，再向 d110a/

43、b 中加入一定量的白油，配成不同浓度的 donor 溶液。本装置一般 使用 10%和 30%两种，配制好的 donor 溶液按照一定的流量控制通过 p104 精确地输 送到 d201。donor 系统必须在 n2封状态下使用和保存。 配制主催化剂膏体所需要的脂先在 e102 中进行加热，熔化后通过齿轮泵 p105 送 至油脂混合罐 d105，再按照油：脂为 2：1 的比例向 d105 中加入白油。通过 z110 鼓 泡排气后待用。使用时需将 d105 升温至 70，按需要量通过 p105 将加热好的油脂混 合物送到催化剂分散罐 d106 中，主催化剂从 d106 上部的 hv136 振动加入。

44、通过严 格的配制程序，最后将主催化剂混合在 10的油膏中，以保证主催化剂能均匀地加入 反应系统。 使用时，先用 n2将主催化剂油膏压至催化剂计量罐 d108a/b。从催化剂计量泵 p108 打出的油进入 d108 顶部，通过对活塞的压力，将 d108 中的催化剂送出至 d201，通过对油的计量可以精确地计量催化剂的加入量。 主催化剂、teal、donor 在 d201 中被混合均匀，温度控制在 10。主催化剂 在 d201 中被活化。催化剂混合物通过 d201 上部的溢流管进入到催化剂在线混合器 z203 中，同时由 fv204 控制的、流量为 3300kg/h 的一股丙烯也同时加入，并一起进

45、 入预聚合反应器 r200。预聚合的目的在于使催化剂表面包裹上一层聚丙烯薄层，当催 化剂进入环管反应器时，这个薄层起保护催化剂的作用，防止催化剂在突遇高温时发 生爆裂，生成大量细粉。经过预聚的催化剂再进入到环管反应器 r201 中。 氢气在本装置的作用是分子量调节剂。装置内使用的氢气由制氢站供给，制氢站 包括水电解制氢装置和氢气纯化装置两部分。由水电解产生的氢气经过催化脱氧、吸 附干燥后得到高纯度的氢气，进入到氢气贮罐 d993 中。d993 的压力控制在 1.2- 1.3mpa，当 d993 的压力超高时，需要将氢气放空。d993 中的氢气被压缩机 pk705 压 缩至 5.0mpa，经 f

46、202 过滤后进入到丙烯总管。 本装置使用的丙烯由中转罐区送来。丙烯先进入固碱塔 t001 和分子筛塔 t002， 除去其中大量的水分，精制合格后的丙烯进入丙烯球罐 q-1/2，两个球罐可以切换使用。 球罐中的丙烯通过 p-1 送往保安精制。 保安精制主要包括汽提塔t701、脱硫塔 t702、脱水塔 t703、脱胂塔 t704，它们 分别可以脱除丙烯中的轻组分（乙烷、一氧化碳、氢气） 、硫、水、胂等主催化剂“毒素”。 从 t701 系统中的 e701 排出的轻组分，进入尾气回收系统。从保安精制出来的丙烯被 称为“精丙烯”，经 f701 过滤后进入到丙烯进料罐d302 中。 d302 中的丙烯通

47、过丙烯进料泵 p301 送往环管反应器 r201。为保持 p301 出口压 力的稳定，多余的丙烯通过 fv331 返回 d302。 r201 的丙烯主要有两个来源，一个由 p301 直接送入，另一个由 p301 经 e201、z203 和 r200 后进入 r201。 r201 需要严格控制其反应条件：温度 70，压力 3.4mpa，密度 560-580kg/m3。 r201 带有一台轴流泵 p201，用来维持物料在反应器内的循环。聚合反应放出的热 量由反应器夹套水带走，夹套水通过 e202 与循环冷却水进行热交换来实现夹套水温度 的稳定。 r201 的压力控制是通过与之相连的 d202 的压

48、力控制来实现的。d202 的压力控制 主要是通过调节进入 e203 蒸发的液相丙烯流量来实现，另外从 d202 顶部出来的气相 丙烯，也具有一定的调节作用。 r201 的出料由 d202 的液位控制。 从 r201 中流出的浆料在闪蒸线内完全汽化后，进入闪蒸罐 d301。当后续系统故 障时，可以从 d301 前的三通阀 hv301，将物料排向排放系统。 物料在 d301 中进行气、固分离，粉料从 d301 底部进入袋滤器 f301，气相丙烯由 d301 顶部进入丙烯洗涤塔 t301。d301 顶部的动力分离器 a301 可以使粉料尽可能不 被带走。丙烯在 t301 内经冷却和循环洗涤后，由丙烯

49、泵 p302 送回 d302。另有一股丙 烯从 t301 底部排出，在小闪蒸线内汽化后，与 d301 底部流出的物料一起进入 f301， 目的是将洗涤下来的粉料排出。t301 系统中的 e301 可将不凝气排放到尾气回收系统。 物料在 f301 内再次减压至 0.05-0.08mpa，闪蒸出来的丙烯气经滤袋和安全过滤器 f302 过滤后，进入低压丙烯洗涤塔 t302。t302 内的循环液由白油和添加剂 atmer163 按 2：1 混合而成。气相丙烯中夹带的粉料和 teal 被洗涤下来。当油中的 teal 含量 超过 8%时，t302 需换油，每次更换一半。废油由齿轮泵 p303 送往 d60

50、7，进行废油 处理。 当低压闪蒸系统故障时，可由 f301 前的三通阀 hv311 将物料排放至排放系统。 从 t302 顶部出来的丙烯，经 e304 冷却，d304 缓冲后，进入循环气压缩机 pk301，pk301 将丙烯压缩至 1.6-1.8mpa 后，返回到 t301 入口。 f301 内的粉料向下进入汽蒸罐 d501。汽蒸的目的是为了提高产品的质量，降低产 品灰份和氯含量。d501 是一个带搅拌器（a501）的流化床。蒸汽由底部进入，将粉料 中的残余催化剂分解后，由 d501 顶部出来进入水洗塔 t501。蒸汽中带有少量的丙烯、 油、hcl、粉料等。粉料、hcl 和蒸汽在 t501 中

51、被洗涤下来，由塔底排出。少量的丙 烯和油被 t501 顶部的 e501 冷却后进入尾气压缩机 pk501。pk501 将残余丙烯压缩至 0.4mpa 后进入尾气回收系统。少量的油贮存在废油罐 d506 中，最后排至油桶。 t501 的操作温度为 90-100，它的热水同时还作为 t301 底再沸器 e303 的热源循 环使用。 d501 中的物料依靠重力进入干燥罐 d502。d502 内有螺旋筛板，可以使物料不发 生混流。热氮气从 d502 底部进入，对物料进行干燥后，由顶部出来进入水洗塔 t502，n2在 t502 中被冷却，并降低湿度后，进入鼓风机 c502。从 c502 出来的 n2在

52、e503 中加热至 80-100，又从 d502 底部进入。t502 的循环液在 e502 中进行冷却， 以稳定 t502 的操作温度。 从 d502 底部排出的合格粉料，由粉料输送系统 pk801 送至聚丙烯粉料缓冲仓 d802，等待造粒。 2.5.2 造粒区 造粒系统由添加剂配制单元，计量加料单元，cmp230x-12aw 连续混炼机，水下 切粒机，颗粒水（pcw）系统，颗粒干燥器、分级器组成。 通过混合器 m801a/b 配制好的添加剂，经 w802 计量后，再与经 w801 计量后的 pp 粉料混合之后进入预混器 m802，混合后加到混炼机腔，混炼树脂和添加剂，并通 过排气口放出富余氮

53、气及挥发物，由齿轮泵加压，树脂通过换网器，清除树脂中的杂 质，送到模板。在水室中，挤压成条的树脂被切粒机旋转的切刀切成颗粒。这些颗粒 由 pcw 系统送到脱水干燥器 d805，干燥后由分级器 s803 进行分类，分离出不合格尺 寸的颗粒。尺寸合格的颗粒送到 d807，d807 底部出来的颗粒通过颗粒输送系统 pk802 送至均化料仓 d901。 2.5.3 包装区 正常生产时，每一满罐（d901a/b/c/d）pp 粒料为一批料，批料均化时间为 6-10 小时。均化操作是从同一料仓通过均化管线自料仓的不同高度取料，再通过 pk901 送 往同一料仓顶部的操作。均化结束后，可根据生产安排停 pk

54、901 或将 pk901 目标料仓 切向 d902，将 d901a 中粒料送至 d902，进行包装。 成品包装工段共有 a、b 两条 czq 型全自动包装码垛生产线，该生产线由包装单 元、码垛单元、电气控制及上位管理系统，辅助及公用工程系统组成。 2.5.4 循环水场 本装置还包括有一个循环水场，负责向装置内提供循环冷却水。 第三章 物料衡算 物料衡算是对进出生产装置、生产工序或单台设备的物料进行平衡计算。物料衡 算的主要内容是根据各种物料之间的定量转化关系，计算进出整个生产装置、生产工 序或单台设备的各股物料的数量及组成11。 物料衡算的理论依据是质量守恒定律。对于没有化学反应的生产过程来说

55、，质量 守恒定律为：进入一个装置的全部物料质量等于离开这个装置的全部物料质量再加上 装置内积累起来的物料质量。写成公式为： 流入量=流出量+积累量+损失量 对于有化学反应的过程来说，要将化学反应的计量关系结合到质量守恒定律中， 写成公式为： 流入量+反应生成量=流出量+反应消耗量+积累量+损失量 3.1 设计名称设计名称 年产 15 万吨环管法聚丙烯合成车间工艺设计 3.2 设计条件设计条件 3.2.1 全套装置工艺参数 生产规模：年产 15 万吨 生产时间：年工作时数 8000 小时 每吨聚丙烯消耗丙烯理论量：1.02 吨丙烯（100%） 全装置总收率按 98%计算，提耗为 2%（以 1.0

56、2 吨 100%丙烯为基准计算收率和损 耗） ，损耗分配如下： 精制工段丙烯损失 0.5% 闪蒸工段丙烯损失 0.5% 汽蒸工段丙烯损失 0.8% pp 粉料损失 汽蒸工段 0.1%，造粒工段 0.1% 3.2.2 丙烯进料量 （按小时计算） pp 每小时净生产量：150000/8000=18.75t 需要 100%丙烯：18.75*1.02=19.125t 则取 19.125t 丙烯为基准计算收率和损耗 扣除损耗的则参加反应的丙烯：19.125/(1-0.5%-0.5%-0.8%)=19.476t 按转化率 55%，则需要 100%丙烯进料量为：19.476/0.55=35.41t 原料纯度

57、为 99.5%，则原料量为：35.41/0.995=35.59t 3.3 催化剂用量催化剂用量 .主催化剂（cs-型和 dq-型） 主催活性：2531kgpp/gcat，取 30 kgpp/gcat。 则主催用量：19.476*1000/30=649.2g 其它 按主催：助催 teal：给电子体 donor：烃油十脂=0.06：0.35：0.015：0.35 助催 teal 用量:(0.35*649.2)/0.06=3787g 给电子体 donor 用量：(0.015*649.2)/0.06=162.3g 烃油十脂：3787g 则催化剂总量：649.2+3787+162.3+3787=8385

58、.5g,即 8.385kg 3.4 r200 小环管的物料衡算小环管的物料衡算 主 催 化 剂 去聚合 teal 预聚合 donor d302 丙烯原料 图 3.2 r200 物料平衡图 表 3-2 r200 物料平衡表 物料名称物料质量 （kg） 总量（kg） 丙烯3000输入 催化剂8.385 3008.385 丙烯2935.08 pp64.92 输出 催化剂8.385 3008.385 进料：丙烯进料流量 27003300kg/h，取 3000kg/h 主催化剂 649.2g 催化剂总量 8.385kg 主催化剂：100150gpp/gcat，取 100gpp/gcat 则预聚合生成 p

59、p：649.2*100=64920g=64.92kg 未反应的丙烯：3000-64.92=2935.08kg 出料：pp 64.92kg 丙烯 2935.08kg 催化剂 8.385kg 3.5 氢气用量氢气用量 h2 消耗定额：0.0090.31kg/tpp,此处取值：0.20kg/tpp 则 h2 用量：0.20*19.476=3.8952kg 3.6 r201 大环管反应器的物料衡算大环管反应器的物料衡算 r201r200 pp64.992kg 丙烯 2935.08kg 催化剂 8.385 kg d302 丙烯 32590kg pp19603.71kg 丙烯 15986.286kg d3

60、01 氢 气 图 3.3 r201 物料平衡图 转化率 55% 进料：丙烯 35.59*1000-64.92=35525.08kg pp 64.92kg 生成 pp：35525.08*55%=19538.794kg 出料：pp 19538.794+64.92=19603.714kg 丙烯 35.59*1000-19603.714=15986.286kg 表 3-3 r201 物料平衡表 物料名称物料质量 （kg） 总量（kg） 丙烯（r200）2935.08输入 丙烯（d302）32590 35590 pp(r200) 64.92 丙烯15986.286输出 pp19603.714 35590