年产二万PO项目初步设计 化工设计

1、目录1 总论51.1项目概况51.2设计依据51.3工艺特点51.4产品方案51.5主要物料规格及消耗61.6厂址概况61.7主要危险品防护71.8全厂综合经济技术指标72 原料采购及产品营销92.1原料采购92.1.1丙烯92.1.2双氧水92.1.3甲醇92.2主要产品标准92.2.1环氧丙烷92.2.2本厂产品102.3营销103 化工工艺及系统113.1工艺方案的选择113.1.1环氧丙烷的性质113.1.2环氧丙烷的生产工艺113.1.3工艺优缺点比较153.1.4工艺方案的选择193.2本厂工艺原理193.2.1反应动力学203.2.2反应条件213.3工艺流程说明213.3.1工

2、艺流程方框图213.3.2工艺流程简述223.3.3合成工段223.3.4分离工段243.3.5精馏塔塔顶的控制273.3.6精馏塔塔釜的控制284 物料及热量衡算304.1 总论304.2 物料衡算324.2.1 衡算方法324.2.2 进料工段物料衡算324.2.3 反应工段物料衡算324.2.4 丙烯回收段物料衡算334.2.6 甲醇回收工段物料衡算334.2.7 环氧丙烷精馏工段物料衡算344.3 能量衡算354.3.1 基本原理354.3.2 能量衡算任务354.3.3 系统物料及能量衡算364.3.3.1 反应器364.3.3.2 丙烯回收塔364.3.3.3 甲醇回收塔374.3

3、.3.4环氧丙烷精馏塔375设备设计及选型385.1丙烯储罐v101385.2双氧水储罐v102385.3甲醇储罐v103385.4po储罐v105395.5进料泵设计405.5.1石油、化工装置对泵的要求405.5.2 进口直径d405.5.3 出口直径d415.5.4 泵进口速度v415.5.5泵出口速度v415.5.6 比转速n425.5.7水力效率425.5.8容积效率425.5.9机械效率435.5.10总效率435.5.11轴功率p435.5.12计算扭矩m445.5.13 计算轴径d445.5.14泵的扬程445.6反应釜r101的设计465.6.1罐体和夹套的设计465.6.2

4、罐体几何尺寸计算465.6.3夹套的几何尺寸计算475.6.4.反应釜的搅拌装置475.6.5搅拌器的安装方式及其与轴连接的结构设计485.6.6夹套反应釜的强度计算485.6.7夹套厚度计算495.6.8 水压试验校核计算495.6.9常用电机及其连接505.6.10釜用减速机类型，标准及其选用505.6.11反应釜的其他附件515.7丙烯精馏塔的设计535.8反应器r102的设计705.8.1反应参数705.8.2 反应器结构的计算705.9甲醇回收塔的设计745.9.1塔的设计要求745.9.2塔设备选型745.9.3塔板性能比较755.9.4基本数据765.9.5塔径的设计及计算765

5、.9.6溢流装置785.9.7塔板流体力学的计算795.9.8塔板负荷性能图815.9.9进出口管设计及计算865.9.10筒体厚度计算865.9.11封头的设计875.9.12支座的设计及计算875.9.13塔高的计算885.10换热器e107的设计915.10.1 设计任务和初始条件915.10.2 定性温度915.10.3计算总传热系数911.热流量及平均温差915.10.4工艺结构尺寸的计算921. 管程数和传热管数925.10.5换热器的核算935.10.6壁温计算945.10.7换热器结构与强度计算955.11环氧丙烷精馏塔设计975.11.1塔的设计要求975.11.2塔设备选型

6、975.11.3塔板性能比较985.11.4基本数据995.11.5塔径的计算995.11.6溢流装置1025.11.7塔板流体力学计算1035.11.8淹塔1045.11.9塔板负荷性能计算及图示1055.11.10进出口管设计1105.11.11筒体厚度的设计1105.11.12封头的设计1115.11.13支座的设计1115.11.14塔高的计算1125.12冷凝器的设计1135.12.1aspen模拟数据1135.12.2定性温度1135.12.3管程设计1135.12.4公称直径1145.12.5折流板设计1145.12.6壳程计算1145.13再沸器1165.13.1aspen模拟

7、数据1165.13.2管程设计1165.13.3公称直径1175.13.4折流板设计1175.13.5壳程计算1176车间布置图说明1197设备一览表1248任务分配1271 总论1.1项目概况本项目建址于xx市xx化工园区。项目总投资为3014.83万元。其中固定资产投资为2317.497万元，流动资金为600万元每年。从中国建设银行贷款60%，借款利率为7%，其余由自有资金注入。建设期为1年，生产期10年，静态投资回收期为2.83年，动态投资回收期为3.78年。1.2设计依据1、化工工程设计相关规定；2、国家经济、建筑等相关政策； 3、2010“三井化学杯”大学生化工设计大赛指导书；4、x

8、x大学化工学院设计组可行性报告。1.3工艺特点本分厂以用h2o2催化氧化丙烯得到po和水，甲醇为溶剂。丙烯、h2o2、甲醇直接购买得到。该工艺由环氧化、分离、po精制工序组成。该放热反应在甲醇溶剂中进行，用一种具有高的产品选择性固体硅酸钛催化剂。工艺的关键环节是环氧化用的管式反应器，它在足以使反应物维持在液态高压和低于100的温度下运作，其创新性设计可将高效传热和理想的柱塞流特性完美地结合在一起。po一经生成，即从水相转入液体丙烯相，从而减少了副产物的生成，进而提高po的选择性。通过卸压和蒸馏使未反应的丙烯从产品中分离，可得到质量分数99.97 的po，po收率95。1.4产品方案本厂产品主要

9、有环氧丙烷，副产物较少。表1.1 产品方案产品名称 本厂规格国家规定产量（万吨/年）单价（元/吨）环氧丙烷99.97%优等品211899产品销售市场简介：国内po的下游产品主要用于制造聚醚多元醇( ppg) 、丙二醇( pg) 、非离子型表面活性剂等。而按2007年初步统计则ppg占po总消费量的83%, 丙二醇占6% , 非离子型表面活性剂及丙二醇醚等其他产品约占11%。丙二醇( pg) 是po 的主要下游产品, 它的消费领域现集中在不饱和树脂领域。而它在该领域消费比例将接近70%, 其它领域约占30%。自2000年迄今国内不饱和树脂行业的快速发展, 使丙二醇的消费量将有大幅增加。1.5主要

10、物料规格及消耗表1.2 主要物料规格及消耗项目规格数量(万吨/年)原料 丙烯工业级5双氧水工业级0.76甲醇工业级30公用工程冷却水207000蒸汽100-2003831.6厂址概况厂区地处xxxx化工园区。xx区幅员面积1423平方公里，人口88万，是xx陆路的交通枢纽和长江上游的重要港口，是xx经济社会资源向三峡库区辐射的重要中继站。xx化工园区是2001年12月xx市人民政府批准成立的省级工业园区。园区首期规划面积31.3平方公里，分为天然气化工片区、石油化工片区、精细化工片区及化工材料片区，是xx市集天然气化工、石油化工、生物质化工、精细化工和新材料产业于一体的综合性化工园区，是xx市

11、资源加工业的重要平台。园区具有优越的地理位置、便捷的交通网络、丰富的自然资源、雄厚的产业基础、完善的配套设施，规划合理，布局科学。经过五年的开发建设，园区已基本形成了石油化工、天然气化工、氯碱化工、生物质化工、精细化工和新材料产业基础。成功引进英国bp公司、中国石化集团公司、中国石油天然气集团公司、德国巴斯夫、德国林德气体公司、美国普莱克斯公司、中化国际、云天化股份有限公司等81家企业，其中有世界五百强12家，国内外上市公司19家，协议投资总额超过800亿元人民币，将在2011年底前全部建成投产。原料优势：xx地区有丰富的天然气资源，有天然气合成甲醇以及氢气，厂区有甲醇和一氧化碳生产厂家，来源

12、稳定运费低廉。原料运输由管道运输完成运费低廉。交通优势：长江黄金水道、国家干线铁路、骨干高速公路、毗邻国际机场构成了快速便捷的立体交通网络。1、港口：园区南、北两岸拥有37个泊位的深水港码头，年吞吐能力达2090万吨；2、铁路：渝怀铁路、渝利铁路和规划中的城际铁路都将通过园区，设有客、货运站，建有园区化学品专用站；3、公路：xx-上海、xx-福州的高速公路在园区交汇；4、航空：距xx江北国际机场50公里。1.7主要危险品防护表1.3 危险物一览表序号品名分子量熔点沸点闪点自燃温度爆炸极限火灾危险类别毒性危害下限v上限v1甲醇32.04-97.864.8113855.544甲类iii2丙烯42.

13、08-191.2-47.72-1084552.011.7甲类3双氧水43.01-2158无意义无意义无意义甲类本厂主要危险品性质及防护见附录msds章节。1.8全厂综合经济技术指标 表1.4 综合经济技术指标序号指标名称单位数量1设计规模万吨/年22年操作日小时/年72003原料及辅助材料消耗万元/年22024.48054工厂用地面积亩455建筑面积亩376总定员人1397总投资万元2320.4828全厂总产值万元/年237989产品年总成本万元/年23180.59910静态投资回收期年1.8211动态投资回收期年3.1512投资利润率%55.013投资利税率%73.314内部收益率%25.9

14、715外部收益率%18.8816盈亏平衡点%37.9具体计算见可行性报告。 2 原料采购及产品营销2.1原料采购本节主要介绍丙烯、h2o2、甲醇的采购方案。2.1.1丙烯分厂每年共需5kt丙烯，购买所得。在经济核算时，以市价计算所需丙烯价格。2.1.2双氧水分厂每年共需0.76kt双氧水，购买所得。在经济核算时，以市价计算所需双氧水价格。2.1.3甲醇分厂每年共需30kt甲醇，由购买所得。在经济核算时，以市价计算所需甲醇价格。2.2主要产品标准2.2.1环氧丙烷 表2.1 环氧丙烷产品规格项目指标合格品一级品优级品外观 无色透明易燃液体 气味 具有醚类气味水份（wt%） 0.100.040.0

15、2环氧乙烷含量（wt%） 0.300.100.01色度（铂-钴色号），hazen 20105酸度(以乙酸计)，% 0.010.0060.003醛含量（以丙醛计），% 0.100.0300.0102.2.2本厂产品表2.3 本厂产品结构产品名称本厂规格国家规定产量（万吨/年）单价（元/吨）环氧丙烷摩尔分率0.997优等品211600表2.4 目标市场产品环氧丙烷销售对象环氧丙烷产业链下游产品生产商主要优势高质量，低价格2.3营销营销策略：先以产品质量和较低的价格，良好的售后服务树立信誉，打入本地市场；逐步确定主要销售目标市场和客户群 ，逐步扩大市场，稳定市场占有率，直至建立起完善的销售网络。之后

16、可以通过多种手段树立品牌，打响名号。如专业销售人员进行销售、产品推广；召开产品新闻发布会；参加业内颇有影响力的行业展会；在客户群中形成良好的口碑；利用电视、杂志和报纸等平面媒体对企业品牌进行宣传；建立公司网站，通过网络平台对产品进行宣传，甚至可以建立在线贸易系统，在网络上进行交易。售后服务的完善也很重要。客户在使用化工产品过程中因生产工艺、设备装置、技术水平的不同会出现不同的问题，本厂会派出工程技术人员帮助客户查找和解决问题，这也是本厂树立负责任良好形象、拓展客户关系的好机会。3 化工工艺及系统3.1工艺方案的选择3.1.1环氧丙烷的性质环氧丙烷在常温常压下为无色透明低沸易燃液体，具有类似醚类

17、气味；环氧丙烷工业产品为两种旋光异构体的外消旋混合物。凝固点-112.13，沸点34.24，相对密度(20/20)0.859，折射率(nd )1.3664，粘度(25)0.28 mpas。环氧丙烷化学性质活泼，易开环聚合，可与水、氨、醇、二氧化碳等反应，生成相应的化合物或聚合物。在含有两个以上活泼氢的化合物上聚合，生成的聚合物通称聚醚多元醇。3.1.2环氧丙烷的生产工艺环氧丙烷（po）生产工艺主要有氯醇法、共氧化法和hppo法三种方法。 氯醇法是传统生产方法,主要原料是丙烯和氯气，适宜在沿海大型氯碱厂建设，该法甲醇量大，设备腐蚀严重；共氧化法是后起之秀，适宜在石油化工厂建设，主要原料是乙苯(或

18、异丁烷)和丙烯，从60年代到90年代初发展速度较快，此生产方法无腐蚀、甲醇量少，因工艺流程长，单位投资大，适宜大规模生产采用。乙苯法路线生产1 吨环氧丙烷要联产2.3 吨苯乙烯(理论上1.8 吨/吨)，异丁烷法路线生产1 吨环氧丙烷要联产3 吨叔丁醇(理论上2.51吨/吨)。hppo法的优点是生产过程中只生成环氧丙烷和水，工艺流程简单，占地面积小；产品收率高，没有其他联产品；三废少，基本无污染，属于环境友好的清洁生产系统。hppo生产工艺的选择性很高，相对于传统工艺，原材料消耗更低。1、氯醇法氯醇法生产环氧丙烷的主要原料为氯气、丙稀、石灰乳，生产工艺分为三个部分：即氯醇化、皂化及精制。氯醇法生

19、产机理如下：（1）氯醇化反应氯醇化是将烯烃与溶解于水中氯气反应生成氯醇的过程，同样的装置可适用于乙烯和丙烯两种不同原料。2、 氯醇化反应3、 氯醇化副反应（2）皂化反应4、 皂化反应 皂化是氯醇与碱反应制取环氧化物的过程。5、 皂化副反应（3）精制是提纯环氧化物的过程（4）氯醇法生产po工艺流程介绍氯醇法生产环氧丙烷的工艺流程如图3-1所示。图1 传统氯醇法环氧丙烷生产工艺流程首先将丙烯气体、氯气和水按一定配比送入氯醇化反应器中进行反应，未反应的丙烯与反应中产生的hci及部分的二氯丙烷等自反应器顶部排出，经冷凝除去氯化氢和有机氯化物，丙烯循环回用。反应器底部得到氯丙醇质量分数为4%-5%的盐酸

20、溶液。将该溶液与过量约10%的石灰乳混合后送入皂化塔中皂化，再经精馏即可得到环氧丙烷。氯醇法优点是流程比较短、工艺成熟、操作负荷弹性大、产品选择性好、收率高、生产比较安全、对原料丙烯纯度的要求不高、投资少。缺点是对设备有腐蚀、消耗大量的氯气、生产中产生含有氯化钙的甲醇（这种含氯化钙的甲醇严重污染环境，专家指出，污染现己成为制约环氧丙烷工业发展的首要因素）。2、共氧化法共氧化法又称哈康法，包括异丁烷共氧化法和乙苯共氧化法2种，分别由异丁烷或乙苯与丙烯进行共氧化反应，生成叔丁醇或苯乙烯，同时联产环氧丙烷。共氧化法由美国奥克兰公司开发，现为美国莱昂德尔（lyondell，也译为利安德）公司所有。共氧

21、化法克服了氯醇法的腐蚀大、污水多等缺点，具有产品成本低（联产品分摊成本）和环境污染较小等优点。自1969年工业化以来，在世界范围发展迅速，如今，共氧化法环氧丙烷产能已占世界总产能的55%左右。共氧化法的缺点是工艺流程长，原料品种多，丙烯纯度要求高，工艺操作在较高的压力下进行，设备材质多采用合金钢，设备造价高，建设投资大。同时，环氧丙烷在共氧化法生产中，只是1个产量较少的联产品，每吨环氧丙烷要联产2.2-2.5t苯乙烯或2.3t叔丁醇，原料来源和产品销售相互制约因素较大，必须加以妥善解决，只有环氧丙烷和联产品市场需求匹配时才能显现出该工艺的优势。此外，共氧化法产生的污水含cod也比较高，处理费用

22、约占总投资的10%。国内环氧丙烷生产一直采用氯醇法工艺。2006年3月，随着中海壳牌年产25万t环氧丙烷装置投产，环氧丙烷生产格局发生一定变化。中海壳牌项目是如今国内最大的1套环氧丙烷装置，也是唯一采用环氧丙烷/苯乙烯共氧化联产法工艺的环氧丙烷装置。预计2009年底，lyondell与中石化合资在镇海建设的28万t/a共氧化法环氧丙烷生产装置将建成投产。3、hppo法过氧化氢真接氧化法（hppo法）是由过氧化氢（双氧水）催化环氧化丙烯制环氧丙烷的新工艺，生产过程中只生成环氧丙烷和水，工艺流程简单，产品收率高，没有其他联产品，基本无污染，属于环境友好的清洁生产系统。 目前过氧化氢真接氧化法工艺分

23、别由赢创工业集团（原德固萨，degussa）与伍德（uhde）公司、陶氏化学和巴斯夫（basf）公司联合开发和工业化推广。 2001年，赢创工业集团和伍德公司在德国法兰克福建设了1套过氧化氢法试验性装置，测试最佳催化剂和测定临界参数，并开始对技术进行工业化设计。2003年，赢创推出该技术的商业化工艺包。 2006年5月，韩国环氧丙烷和聚酯薄膜生产商skc公司从赢创和伍德购买专利，开始在韩国蔚山建设世界第1套过氧化氢法环氧丙烷装置，该装置生产规模为10万t/a，2008年7月已建成投产，生产运行良好。赢创工业集团正在与俄罗斯天然气寡头gazprom的子公司sibur谈判，计划在俄罗斯建设过氧化氢

24、和环氧丙烷联合生产装置。 2001年，陶氏化学从enichem公司购买了利用过氧化氢作为氧化剂来生产环氧丙烷的实验室技术，还包括在意大利的1套试验装置。2003年，陶氏化学和巴斯夫开始合作开发过氧化氢法技术并将其商业化。2006年，陶氏化学与巴斯夫公司共同宣布在比利时安特卫普合资建设30万t/a过氧化氢法环氧丙烷装置，计划于2009年初建成投产。2008年6月，陶氏化学与泰国siamcement集团（scg）合资建立的scg-dow集团在泰国的环氧丙烷装置动工，使用陶氏与巴斯夫联合开发的过氧化氢法工艺，产能为39万t/a，该项目预计将于2011年投入运营。陶氏化学还计划2010年在瑞士开工建设

25、38万t/a过氧化氢法环氧丙烷项目。 中国大连化学物理研究所也从事过氧化氢法技术的研究。2002年，大连化物所与中石化签订了中试合作合同，2005年上半年大连化物所“反应控制相转移催化丙烯氧化制环氧丙烷小试研究”通过了由中石化组织的技术鉴定。2008年8月，大连化物所研发的双氧水直接氧化丙烯制环氧丙烷技术通过了由辽宁省科技厅组织的鉴定。反应机理和反映历程如下：3.1.3工艺优缺点比较1、工艺条件的比较表3-1 氯醇法、共氧化法和hppo法优缺点对比生产路线优点缺点氯醇法1、工艺成熟；流程简单；2、单产品，操作弹性大；3、对设备要求低，基建投资低；4、生产比较安全。1、设备易腐蚀；2、氯气消耗多

26、；3、副产二氯丙烷；4、甲醇、废渣量大。共氧化法1、单位装置产能大；2、对设备无腐蚀；3、无需氯气资源；4、三废污染小。1、工艺流程长, 复杂，防爆要求高，操作条件严格；2、原料品种多，对丙烯纯度要求高；3、生产大量联产品，市场稳定性差；4、装置规模要求较高，投资大，建设周期较长；5、国内尚未自主掌握共氧化法技术，只能采取和跨国化工公司合作建设的方法。hppo1、工艺流程简单，流程短、副产品少。2、无联产产品，市场灵活性强3、物料消耗、能耗低，占地少、投资相对少。1、工业化时间短，工艺待完善；2、h2o2水溶液储运困难,需要跟h2o2装置联合布置或外购h2o2。3、h2o2和催化剂价格相对较高

27、。表3-2：基本情况工艺类别原料成本亿/万tpo甲醇吨/tpo副产物/tpo缺点氯醇法2.1043吨cacl2二氯丙烷1、甲醇量大2、副产物廉价3、设备腐蚀严重共氧化法2.77/4.69约1吨叔丁醇或苯乙烯1、工艺路线长。2、投资大。（50-60亿）hppo1.1约1吨无1、h2o2需配套从上表容易看出，直接氧化法较氯醇法，技术先进，无副产物，环境友好，而且装置投资少。2、投资成本的比较几种合成技术的经济指标比较见表3-3：表3-3 几种合成技术的投资比较从表可以发现hppo法的工艺经济性最佳。3、生产现状比较 表3-4 国外主要环氧丙烷生产企业及产能统计表3-5 2010年我国环氧丙烷生产企

28、业情况从表可以发现，我们国内主要采用氯醇法，污染严重，产能较低，对于新型环境有好清洁生产系统hppo法有待进一步的尝试。3.1.4工艺方案的选择1、选择标准我们在具体选择工艺时主要考虑的因素及其重要程度依次排列如下：（1）有较为成熟的工艺技术，接近或已工业化；（2）环境友好。环境问题已逐渐成为影响人们生活质量的重要因素，近来对环境问题的关注也越来越广泛。长期以来化工厂往往被人看成是污染的代名词，因此环保理念对于现代工厂的设计是非常重要的；（3）操作费用低，能耗低。因为工厂是连续运营生产的，因此对于蒸汽、水电等每天都在消耗的成本要求尽量低；（4）设备费用低，投资成本低。设备为一次性投资，因此在保

29、证操作费用低的基础上尽量减少设备等一次性投资成本。2、工艺选取结合工艺比较，我们最终决定选择hppo法。其中理由如下：（1）生产过程中只生成环氧丙烷和水，工艺流程简单；（2）三废少，基本无污染，符合建设和谐社会的要求；（3）物料消耗、能耗低，占地少、投资相对少；（4）原料廉价易得，较低了成本，选择性很高，相对于传统工艺，原材料消耗更低；（5）作为未来极有发展前途的技术，hppo法的工业化应用将会对其未来的发展以及其它方面产生影响。3.2本厂工艺原理本厂所采用的工艺是hppo法。其反应方程如下：主反应： 主要副反应： 开环机理：环氧化合物三元环处于受张力的状态,性质活泼,容易与含活泼氢原子的物质

30、，如醇、水等发生开环反应,生成互为同分异构体的伯醇或仲醇的衍生物。3.2.1反应动力学天津大学化工学院对以甲醇为溶剂的丙烯环氧化过程进行研究，建立了主副反应动力学模型，确立了各自的模型参数，为双氧水 与丙烯环氧化过程的工业化提供了依据。在反应动力学模型中，幂指数方程的应用较广，可以较好地描述各类反应，工程应用方便，因此采用“幂指数模型” 假设该反应的非机理速率方程为：在醚化反应中，甲醇的浓度远大于双氧水的浓度，故式（2）可变为式中：k1 、k2、 k3为指前因子；e1、e2、e3 为活化能；r1、r2、r3 为反应速度；ci为各组分的浓度,其中丙烯浓度及液体密度值用uniquac- rk 模型

31、计算的活度系数和活度求得。 根据多组实验中的浓度随时间的变化，利用非线性差分方法得到各点的反应速度，再用最小二乘法拟合出副反应模型中的各个参数，得到30-60,0.2-0.4mp时的反应速率模型为：将分解反应r3的结论与主反应结果相结合，得到主反应速率模型为:3.2.2反应条件表3.2.3 主要设备的反应条件设备名称反应温度/反应压强/mpa反应器552.8 冷凝器20-400.1-1.7再沸器50-1400.1-1.7丙烯精馏塔50-1400.1-1.0环氧丙烷精馏塔50-1400.05-1.0甲醇精馏塔50-1400.1-0.83.3工艺流程说明3.3.1工艺流程方框图我们以hppo法合成

32、环氧丙烷为依据，设计了合成工艺。其工艺流程方框图见图3-1：3.3.2工艺流程简述将存于储罐v101、v102、v103中的丙烯、双氧水、甲醇经泵分别泵p101、p102、p103泵入夹套反应釜r101，经过均匀混合和预热后进入固定床反应器r102。反应产物流含po、未反应的h2o2、甲醇及少量丙二醇，从管减压后进入环氧丙烷精馏塔t101。塔顶馏分主要为未反应丙烯，从管进入冷凝器e101，丙烯物流从管循环回反应釜；塔底再沸器e102不断回流，使釜液中丙烯含量降低。釜液进入甲醇精馏塔t102回收甲醇，为充分回收甲醇，在进入一个甲醇回收塔t103。最后进入po精馏塔t104制的较纯的环氧丙烷，h2

33、o2转化率达99.9%，po收率为78.0%。3.3.3合成工段将储罐v101摩尔分数为0.11%的新鲜丙烯以流量为165kmol/h，储罐v102摩尔分数为0.04%的双氧水以流量为55kmol/h和储罐v103摩尔分数为0.85%的甲醇以流量为1265kmol/h分别经泵p101、p102、p103进入夹套反应釜r101进行混合与预热。混合物料经过反应釜预热到50，加压到8bar,进入到反应器r102.丙烯在ts-1分子筛的催化下，反应生成环氧丙烷等产物。在反应合成过程中反应器温度控制在55，压力为2800kpa下。反应结束后双氧水的转化率为99.9%，产品环氧丙烷的选择性95%，产品环氧

34、丙烷的收率率为78% 。1、进料量的控制本次设计方案为常压液体进料，其中双氧水、丙烯、甲醇进料量分别为：，进料流量相对较大，要求压力降小，流量测量准确度高，调节阀灵敏度高，泄漏量小，以此保证进料量的稳定。 我们在丙烯、双氧水、甲醇储罐v101 、v102 、v103分别安装液位计 lg 和液位变送器 lt 来控制反应物料液位高度出料量。 2、泵的控制离心泵将机械能通过在泵体内作高速旋转的叶片给液体以动能，将此动能（速度头）转化为静压头，再排出泵外，表明离心泵流量和供给压头及转速之间的关系即为泵的特性曲线。而实际上泵的工作必须在一定的管路中进行，因此，还需研究不同流量下为克服管路阻力所需有效压头

35、的大小。实际操作中，二者统一于两条曲线的交点，即工作点。调节离心泵的流量，必须改变工作点使其符合新的要求。首先可以改变泵的特性曲线，通过改变泵的转速或叶轮直径来实现。其次可以改变管路特性曲线，比如改变阀门开启度或在泵的出口加装旁路。本工艺中主要采用通过仪表检测流量来改变阀门开启度从而直接节流的方法。这种方法是在泵的出口管路上安装流量控制显示仪表（fc），当管道内流量不等于设定值时，仪表向控制器发出信号，控制器调节管道上阀门开度，从而改变管道中的流量，使其趋于设定值。合成工段pid图如下：3.3.4分离工段反应完成后，反应液中含有：（1）主反应生成物：环氧丙烷 ；（2）未完全反应的反应物及溶剂：

36、丙烯、双氧水和甲醇；（3）副产物：水、氧气、丙二醇。为了能够充分利用原料，提高原料利用率，需要将未反应的丙烯、双氧水和甲醇循环回po反应器中继续参加反应，而气液可以通过闪蒸进行分离。由于甲醇、丙烯、水和po可形成共沸物，因此甲醇、丙烯、双氧水的回收和po的分离提出需要通过精馏完成。1、回收丙烯反应器产生的气相混合物、液相混合物直接进入一个丙烯精馏塔t101。丙烯精馏塔t101主要是为了回收丙烯到反应釜中从而对丙烯重复利用。从塔顶冷凝器e101冷凝得到的的丙烯进入反应釜。冷凝器控制温度为-96，压强为0.06bar。塔釜再沸器e102温度控制在7.7，压强为0.14bar.丙烯回收塔的操作压力为

37、8bar, 温度控制在50左右。塔底po和甲醇等混合物从釜底再沸器e102中馏出到甲醇回收塔t102。2、回收甲醇由丙烯精馏塔底部e102采出料液进入甲醇精馏塔t102。采用精馏的方式分离po和甲醇。含po和甲醇的混合液从塔进入后，塔顶设冷凝器e103，温度为-39.6，压强为0.06bar。塔底设再沸器e104，温度为27.6，压强为0.18bar。由于甲醇含量较多，只由一个精馏塔回收，po中含甲醇太多，故需要第二个精馏塔来进行二次回收甲醇。塔釜再沸器e104的含部分有机物的甲醇回到反应釜中作为溶剂再次利用，塔顶冷凝器中采出物进入第二个甲醇精馏塔t103。与t102原理相同，塔釜再沸器e10

38、6的甲醇馏出液回到反应釜中作为溶剂再次利用，温度控制在20.1，压强为0.15bar。塔顶冷凝器e105中采出物进入po精馏塔t104。温度控制在-49.7，压强为0.04bar。3、分离环氧丙烷由甲醇精馏塔t103塔顶冷凝器e105进入换热器e107,再进入po精馏塔t104，此塔操作压力为8bar, 温度控制在50。从塔顶冷凝器e108出少量环氧丙烷和为回收干净的丙烯，温度控制在-41，压强为1bar。塔底再沸器e109得到较纯的po，送入po储罐。e109温度控制在107.5，压强为8bar。 4、精馏塔塔顶的控制由塔顶采出的气相物质进入塔顶冷凝器换热成液相，部分冷凝后的液相回流回塔内，

39、另一部分液相物质作为塔顶产品采出。塔顶冷凝器的冷介质用量是根据冷凝器的出口温度而定的，当冷凝器的冷介质用量过多时会造成回流的液相物质温度降低，致使塔内温度降低，造成精馏塔体系不稳定，反之亦然。回流罐的回流量根据回流管路中的物料流量确定，采出物料的量则根据回流罐的液位来控制，他们流量的变化也会引起精馏塔体系不稳定。因而有必要对他们进行控制。5、精馏塔塔釜的控制由塔釜流出的液相物质一部分进入塔釜再沸器换热成气相，另一部分冷凝后的液相直接采出。塔釜再沸器的热介质用量是根据再沸器的出口温度而定的，当再沸器的热介质用量过多时会造成回流的气相物质增多，致使塔内温度升高，严重时甚至会产生液泛。因此必须对其进

40、行控制。本工艺中塔釜再沸器热介质的用量是采用通过检测其出口温度的变化调节热介质进料管道的阀门开度来控制热介质流量，从而达到控制再沸器出口物料温度的目的。这种方法是在再沸器出口管道上安装一个温度控制仪表（tc），当再沸器出口物料温度不等于设定值时，仪表向控制器发出信号，控制器调节管道上阀门开度，从而改变管道中的流量，使其趋于设定值。4 物料及热量衡算4.1 总论物料衡算与热量衡算是化工过程中最基本的运算之一。在已确定化学生产工艺和流程后，由定性阶段转向定量阶段，通过对整个生产系统、生产车间，以及部分重要的生产单元进行物料衡算计算出主、副产品的产量，原材料的消耗定额、“三废”排放量及组成，以及产品

41、收率等各项经济技术指标，从而定量地评述初步设计所选择的工艺路线、生产方法及工艺流程在经济上是否合理，技术上是否先进，为后阶段的设计提供数据。本项目是以丙烯、双氧水为原料，反应生成环氧丙烷、丙二醇等产物。反应产物加压精馏过程，从而分离所需产物。工艺流程的物料衡算以aspen plus的流程模拟结果为基础所得到的。以工段为单位进行物料衡算，全流程分为四个工段：进料工段、反应工段、丙烯精馏、甲醇精馏工段、环氧丙烷精馏工段。aspen plus的流程模拟工艺过程图如下： 4.2 物料衡算4.2.1 衡算方法 物料衡算的基本准则是质量守恒定律，利用某进出化工过程中某些已知物流的流量和组成，通过建立有关物

42、料的平衡式和约束式，求出其他未知物流的流量和组成的过程。系统中物料衡算一般表达式为：系统中的积累=输入-输出+生成-消耗式中，生成或消耗项是由于化学反应而生成或消耗的量；积累量可以是正值，也可以是负值，当系统中积累量不为零时称为非稳定状态过程；积累量为零时，称为稳定状态过程。稳定状态过程时，可以简化为： 输入=输出-生成+消耗对无化学反应的稳定过程，又可表示为： 输入=输出物料衡算包括总质量衡算、组分衡算和元素衡算。4.2.2 进料工段物料衡算 丙烯、环氧丙烷、甲醇以一定比例和温度混合通入混合器。表4.1 反应工段的物料平衡表管路s1s2s3压力(bar)1.01 1.01 1.01温度（）2

43、5.00 25.00 25.00 气体分率0.00 1.00 0.00 流量摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%丙烯0.00 0.00 0.000.00 1650.11 双氧水55.000.04 0.00 0.00 0.00 0.00 甲醇0.000.00 1265.000.850.00 0.004.2.3 反应工段物料衡算混合物料经过加热器预热到50，加压到8bar,进入到反应器，丙烯在ts-1分子筛的催化下，反应生成环氧丙烷等产物。该反应段主要包括流化床反应器。表4.2 反应工段的物料平衡表管路s4s5s6压力(bar)8.

44、00 8.008.00温度（）30.450.00 50.00 气体分率0.00 0.00 0.00 流量摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%环氧丙烷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 0.11165.00 0.11 116.190.08 双氧水55.00 0.04 55.000.04 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

45、0.00 0.96 0.0006 总流量1485.00 1.00 1485.00 1.00 1484.041.00 4.2.4 丙烯回收段物料衡算反应后的物料s6进丙烯回收塔，分离后（s8）气体部分主要为丙烯，液体(s7)部分为环氧丙烷。表4.3 丙烯回收工段物料平衡表管路s6 s7s8 压力(bar)8.000.14 0.06温度（）50.00 7.70 -96.0气体分率0.00 0.00 0.00 流量摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%环氧丙烷47.85 0.03 47.370.035 0.48 0.004 水47.85

46、 0.03 47.84 0.035 0.0070.00 丙烯116.190.08 1.16 0.00 115.030.995 双氧水6.19 0.004 6.1870.005 0.001 0.000 甲醇1265.00 0.85 1264.940.9240.0650.001 丙二醇0.96 0.0006 0.963 0.00 0.00 0.00 总流量1484.041.00 1368.461.00 115.581.00 4.2.6 甲醇回收工段物料衡算此工段主要是通过精馏将溶剂甲醇回收利用。 表4.4 甲醇回收物料平衡表管路s7s9s10s11s12压力(bar)0.140.180.060.0

47、40.15温度（）7.727.6 -39.6-49.720.1气体分率0.000.00 0.00 0.000.00流量摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%环氧丙烷47.370.035 0.470.00446.900.6446.430.9710.470.018水47.84 0.035 47.810.037 0.0340.00 0.001 0.000.0340.001丙烯1.16 0.00 trace 0.00 1.160.016 1.1620.024trace0.

48、00双氧水6.1870.005 6.1870.005 0.001 0.000 trace0.000.0010.00甲醇1264.90.9241236.60.95525.300.345 0.2530.00525.050.98丙二醇0.963 0.00 0.963 0.0007 0.00 0.00 0.000.00trace0.00总流量1368.461.00 1295.11.00 73.391.00 47.841.0025.551.004.2.7 环氧丙烷精馏工段物料衡算此工段主要是精馏环氧丙烷。首先甲醇回收后的物料s11经过换热器将物料加热到50，压强加到8.00bar，然后经过最后一个精馏塔

49、精馏得到产物环氧丙烷，质量分数为99.4%。表4.5 环氧丙烷精馏塔物料平衡表管路262728压力(bar)8.008.001.00温度（）50107.5-41.0气体分率0.000.00 0.00 流量摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%摩尔流量(kmol/h)摩尔分数%环氧丙烷46.430.97145.970.9940.4640.286 水0.001 0.000.001 0.00 trace0.00 丙烯1.1620.0120.0120.00 1.150.71双氧水trace0.00trace0.00 trace0.000 甲醇0.2530.0050.252

50、0.0050.0010.001 丙二醇0.000.000.000.00 0.00 0.00 总流量47.841.0046.231.00 1.621.00 4.3 能量衡算4.3.1 基本原理工程依据化工设计中关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际工艺相结合的原则，进行热量衡算书的编制。其中一个主要依据是能量平衡方程：其中，表示输入设备热量的总和； 表示输出设备热量的总和； 表示损失热量的总和。对于连续系统：其中: q表示设备的热负荷。 w表示输入系统的机械能。 表示离开设备的各物料焓之和。 表示进入设备的各物料焓之和。本厂所需主要设备有反应器、换热器、泵、压缩机、和精馏塔等。输入整个生产系统的能量主要有电能、加热介质带入的能量和进入物料的焓，输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓。对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进