【年产10万吨环氧丙烷工艺设计6500字（论文）】

年产10万吨环氧丙烷工艺设计摘要：环氧丙烷是除丙烯腈和聚丙烯外的第三大丙烯衍生物，是重要的有机化工基本原料，本次设计通过对比各种环氧丙烷的生产工艺选择合适的工艺方法，采用HPPO法制作环氧丙烷，本设计通过对工艺流程进行物料衡算和热量衡算以及设备计算选型，设计出符合实际生产要求的制备环氧丙烷的工艺路线。关键词：环氧丙烷；HPPO法；物料衡算；热量衡算引言环氧丙烷(简称PO)又称氧化丙烯,化学式为C3H6O，其分子量是58.08，沸点是34℃，熔点是-112℃，无色醚味液体，易燃。与水部分混溶，与乙醇、乙醚混溶，与戊烷、戊烯、环戊烷、环戊烯、二氯甲烷形成二元共沸混合物，是非常重要的有机化合物原料，是仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大丙烯类衍生物，主要用于生产聚醚、丙二醇等。它是第四代洗涤剂非离子表面活性剂、油田破乳剂、农药乳化剂等的主要原料。环氧丙烷的衍生物广泛用于汽车、建筑、食品、烟草、医药及化妆品等行业。生产了近100种加工产品，它们是精细化学品的重要原材料。环氧丙烷主要用于生产聚醚多元醇(PPG)，国内环氧丙烷用于聚醚多元醇的消费量占总消费量的85%，占据主导地位，未来环氧丙烷消费中，聚醚仍然占主导地位，所占的比例有所上升。作为的丙烯衍生物，每年约7%的丙烯用于环氧丙烷生产[1,2]。工业上生产环氧丙烷的主要方法有氯醇法、共氧化法、单产法及直接氧化法。其中氯醇化法和共氧化法是目前世界生产环氧丙烷的主要的工业化方法，本次设计通过对比环氧丙烷各制备方法的优缺点及可实施性情况选择合适的环氧丙烷工艺方法，同时进行物料平衡和热量平衡的计算同时选定和绘制相应流程图和设备图。生产工艺介绍[3]氯醇法氯醇法是生产环氧丙烷的传统工业方法。该方法通过次氯酸和丙烯的反应产生氯丙醇，氯丙醇和氢氧化钙的乳液进行皂化反应以形成环氧丙烷。该方法具有成熟的技术，工艺短，设备要求低和生产成本低的特点。但该工艺中的氯消耗量很高对设备腐蚀严重。同时生产过程中产生的废物和废水严重污染了环境，总的来说综合处理需要大量的投资。技术专利美国陶氏化学公司(DowChemical)和意大利埃尼公司(Enichem)控制，改进的氯醇工艺用石灰乳代替稀释液，并在100°C至105°C和常压下与氯丙醇发生皂化反应。该方法有效地抑制了皂化反应中的副反应，减少了丙二醇的形成并减少了废渣的形成，但是产生了更多的废水。在环境保护和环氧丙烷和氯碱工业的供需压力下，短期内不能完全替代氯醇法生产环氧丙烷。共氧化法（间接氧化法）共氧化法过程可分为两个过程，异丁烷共氧化过程和乙苯共氧化过程。进行异丁烷或丙烯与乙苯的共氧化反应以形成叔丁醇或苯乙烯，同时形成环氧丙烷。共氧化工艺消除了氯醇工艺的缺点，例如严重的腐蚀和过多的废水，并且具有生产成本低和对环境的影响小的优点。自1969年工业化以来，它在世界范围内发展迅速，使用这种方法生产的环氧丙烷目前约占世界总生产能力的55％。单产法单产法是基于共氧化工艺生产环氧丙烷的改进工艺。异丙苯氧化法和过氧化氢异丙苯共氧化工艺统称为单产法。该工艺中用异丙苯代替乙苯且异丙苯可回收，不会产生相联产品等问题，因此被称为单产法。该工艺主要包括将异丙苯氧化生成过氧化氢异丙苯，将其放置在配备有钛基催化剂的固定床反应器中，而过氧化氢异丙苯用作氧化剂将丙烯环氧化为二甲基苄醇和环氧丙烷，将二甲基苄醇脱水成α-甲基苯乙烯，然后氢化以获得异丙苯以进行再循环。与氯醇法相比没有设备腐蚀和产生更多废水之类的缺点，但是当前的技术仍未得到充分开发，并且仍然存在诸如产量低，设备运行成本高以及不确定的成本等问题需要改进。直接氧化法直接氧化法可分为过氧化氢直接氧化法（HPPO）和氧气直接氧化法。HPPO法当前环氧丙烷的工业生产仍然存在一些设计问题，例如复杂的工艺，较多的副产物和环境污染大。为了上述问题，世界各地和国内许多公司，科学技术研究人员都致力于开发可实施性的环氧丙烷生产工艺。丙烯的直接氧化已经成为研究的热点使过氧化氢的直接氧化生产环氧丙烷的技术变得更加成熟。该工艺的主要特点是工艺设备简单，所需设备少，占地面积小，投资成本低，并且在生产过程中仅形成目标产品环氧丙烷，水和少量丙二醇，对环境的影响可忽略不计，缺点是甲醇溶液在生产过程中会使环氧丙烷开环，大大降低环氧丙烷的生产率。另外原料昂贵投资高，并且过氧化氢溶液的储存和运输也加大了投资成本。该生产目前以美国陶氏化学(Dow)、德国伍德公司(Uhde)、德国德固赛化学有限公司(Degussa)、德国巴斯夫公司(BASF)工业化生产技术最为成熟，在国内中国石化、中科院大连物化所、华东理工大学也拥有相关研发的自主技术。氧气直接氧化法氧气直接氧化法指氧化丙烯生产环氧丙烷，该方法有着无需昂贵的试剂以及无产生副产物的优点。美国利安德化学工业公司(Lyondell

Chemical

Company)正在开发将氢气、氧气、丙烯直接转化为环氧丙烷的氧化技术，同时使用一种含钯-钛的硅酸盐双功能催化剂，用氢和氧产生过氧化氢后迅速将丙烯转化为环氧丙烷，整个过程在一个反应器中完成，生产过程不需要其他辅助材料。与过氧化氢直接氧化生产环氧丙烷相比，该方法在降低资本投入方面具有明显的优势。该公司在美国建立了一套当前处于试验阶段的实验装置，以进一步开发该工艺用于环氧丙烷的工业生产。生产工艺方法对比及选择表1工艺方法的比较工艺方法优点缺点氯醇法工艺成熟、安全；流程短，产品单一；投资低；制造成本得低，选择性收率高；对原料要求低；操作弹性大[4]“三废”排放量大，对环境污染严重；设备腐蚀严重共氧法“三废”排放量少，对生产设备无腐蚀性工艺流程长，投资大；操作压力高；原料多，质量要求高；联产品多，易受市场制约HPPO法工艺流程简单；无污染；产品收率高，无副产品储运昂贵；技术不成熟考虑到环境保护、生产安全、资金投入等各方面，在当今号召“节能环保”的理念下，清洁经济型化学工艺设计应是优先选择的方向，对比之下选择HPPO法制环氧丙烷作为本次设计的方法。反应原理在实际工艺流程操作中，丙烯和过氧化氢在含沸石的钛硅（TS-1）固定床催化剂催化下反应生成环氧丙烷和水。主要的反应方程式为： 主要的副反应有以下；a.环氧丙烷的皂化反应Cb.环氧丙烷的醚化反应Cc.过氧化反应Cd.过氧化氢分解反应H为了提高环氧丙烷的生产率，选择适量的丙烯及甲醇，高选择性的催化剂以及合适的反应温度都是需要有效掌控的，针对产品损失可以通过优化完善工艺流程等其他条件来有效避免，反应产生的以上副产物可通过加料中的阻聚剂对反应混合物的PH值起缓冲作用进行有效控制。工艺路线在温度接近室温的条件下，将过氧化氢水溶液，丙烯与甲醇混合，反应在装有TS-1催化剂的固定床反应器发生。反应后在分离器中分离环氧丙烷，甲醇，丙烯和水的混合产物，将所得的混合产物送至预分离塔进行分离。先将从甲醇和水的混合物中分离出PO和丙烯，将PO馏出物送至PO塔进行处理，清除掉残留的甲醇，水和少量杂质的混合物，多次精馏后所得的PO馏出液达到要求的标准。丙烯和剩余的甲醇水溶液再循环，分离出的丙烯气体压缩纯化后返回至反应装置中。在分离塔和PO塔的底部，从甲醇和水混合物中分离出甲醇，并将从上部转移的甲醇蒸气返回到PO反应器中，从甲醇塔底部分离出的水和副产物返回至管道进行循环处理[5]。其工艺流程框图如下：图1工艺流程框图工艺中制取环氧丙烷应注意：一是丙烯为可燃气体，去除其中的较多氧气时可能会存在爆炸等安全问题，需要在此前对工艺系统进行爆炸分析以及安全防患，为解决此问题，应该做好除氧工序的温度和压力控制，使其在爆炸范围上限。二是该反应为放热反应，温度过高会导致副反应的增加，同时催化剂也会受到影响，因此需调控各个反应段的温度，及时将反应器中的反应热排出去，控制最佳的温度范围来提高生产效率。1物料平衡计算1.1设计依据：（1）设计任务：年产10万吨环氧丙烷（2）年工作时间：300天（3）过氧化氢转化率：96%（4）环氧丙烷的选择性：90%（5）排空气体比率：0.2%（6）催化剂质量分数：1.2%表2物性数据表序号物质分子量沸点℃1H2.01588-252.772O32-182.963H34.01150.24C42.08-47.75C44.10-42.16C32.0464.77C58.08341.2物料衡算基本原理物料衡算是根据质量守恒建立起用,来表达系统内进出物料量及组成的变化，即：系统累计的质量+出系统的质量+应消耗的质量=输入系统的质量+反应生成的质量[6]假设系统无泄漏则有:dF/dt=当系统无化学反应发生时则有：dF/dt=在比较稳定状态则有：dF/dt=即：F其中：FINFOUTGRCR1.2物料衡算的目的通过定量计算化工装置和处理装置系统的物料平衡，可以确定主要产品和副产品的形成，废物处置，原材料消耗的确定以及“三废”的排放，同时计算最终产品质量和其他重要经济方面的指标。技术指标可为后续设计提供了思路和基础。1.3系统物料衡算下面由AspenPlus软件模拟HPPO工艺流程的物料衡算图：图2HPPO工艺流程工序物料衡算图表3系统的物料衡算结果表进入系统物流质量流量/kg/h离开系统物流质量流量/kg/hIN−32946.38O3627.84IN−C24709.79T0202W3927.56IN−13649.62C2263.50C5947.00PO12588.82H626.00CH26194.04H14104.46H213867.78C533.18C408.98H362.68合计77878.8合计77878.8从表2可以看出，进出系统物流的的质量流量保持平衡。2热量平衡2.1热量衡算基本原理热量衡算是据能量守恒原理，确定工艺设计中供给或移走的能量研究系统各类型的能量变化[7]，即：输出系统的能量+系统积累的流量=输入系统的能量输出系统的能量+系统积累的流量=输入系统的能量当为连续系统时则有：Q其中：Q指设备的热负荷W指输出系统的能量HOUTHIN2.2热量衡算的目的确定过程中增加或减少的能量，为换热器的设计提供基础，了解其传热效率和设备损耗，采取适当措施。2.3系统热量衡算下面由AspenPlus软件模拟反应工序的能量衡算图：图3反应工序能量衡算图表4总流程质量与能量平衡表Conventionalparts(KMOL/HR)INOUTGENERATIONRELATIVEDIFFH1406.351632.03225.6820.263131E-05C321.12588.6628-232.4620.449263E-09C3.094763.094760.000000.840926E-09C0.00000220.979220.979-0.395979E-06O0.000000.968593E-010.968593E-010.162717E-08C0.000006.973846.973870.433187E-05C0.000004.509754.509770.338262E-05H242.1489.49216-232.6560.202750E-06C771.165766.659-4.50977-0.557803E-05C144.863144.8630.000000.117718E-14C0.000000.000000.000000.00000表5总平衡数据一览表TOTALBALANCEMOLE(KMOL/HR)2888.752877.36-11.38680.157420E-15MASS(KG/HR)77878.877878.8-0.772995E-06ENTHALPY(WATT)-0.171272E+09-0.184640E+090.723996E-01表6系统的热量衡算结果表进入系统能量能量/kw离开系统能量能量/kwIN−-121174.54O356.61IN−C-50770.46T0202W1186.44IN−1803.81C474.71C1629.65PO-7395.13H-2760.84CH-56372.06E010233030.62H2-60818.16C01016620.04H2-59874.72T0201再沸器11336.68C-887.74E02046.78C-791.01C020161.57H-519.18T0202再沸器3459.34E01011392.42T0301再沸器4802.21R010114818.66T0302再沸器2058.10E020139650.66T0401再沸器17588.97T0201冷凝器3162.82T0402再沸器17467.60E020519.81T0501再沸器18186.24T0202冷凝器3502.94T0502再沸器411.47T0301冷凝器4194.63T0503再沸器532.88T0302冷凝器5024.25T0401冷凝器19481.59T0402冷凝器17429.07E05011876.40T0501冷凝器17442.77T0502冷凝器395.92T0503冷凝器538.90合计-55709.87合计-55709.393设备计算与选型3.1反应器设备计算反应器进料形式为液态混合，考虑到原料运输效率及催化剂失活等[8]可能存在因素，本次选用固定床反应器[9]为来达到此次工艺目的。图3反应器结构示意图由上述物料衡算和能量衡算结果，确定催化剂床所需层数、温度和用量[13]。结合动力学方程则有：ddFddT根据上述公式可得：进料体积流率为空时空速停留时间塔内平均流速塔径取得挡板距离取总塔高则为取整后3.2塔设备设计气液传质分离常用的塔设备，常用的塔包括板式塔和填料塔[10]。两种类型均可用于蒸馏，吸收和其他气液传质过程，但每种都有其优缺点。本次工艺蒸馏和过程分离要求效率稳定，巨大的操作灵活性，方便的维护以及较低的投资成本。这次塔板塔被选为技术设备。通过Aspen软件模拟数据计算可得：气相平均流量和平均密度分别为液相平均流量和平均密度液相平均表面张力和粘度dyne3.2.1塔径计算令塔板间距，板上清液层高度则可得：气相负荷因子[11]：塔板允许有效空塔气速：所以估算塔径取整为0.8m由，，故可选择塔直径为0.83.2.2塔高计算[12]计算得则实际塔板数可取塔板数为10塔顶空间高度最后一块板到塔底的距离进气管顶部到最后一块板的距离进气管管径进气管底部到塔釜液面的距离为保证塔底有1min的液体储量：所以裙座高度：封头高度：且H=0.8m，则需增加高度所以塔高：塔顶出料液体，塔釜出料液体速度[13]皆取0.5m/s。塔顶液体出料管：、选用的钢管，流速为0.532m/s。塔釜出料管：选用的钢管，流速为0.385m/s。进料管为选用的钢管，流速为0.776m/s。3.3传热面积计算通过Aspen换热器模拟数据计算得传热量则对数平均温差：由于混合气本身的物性和压力影响则总传热系数传热面积为选用固定管板式换热器[14]，管心距圆缺高度为直径的折流板间距为。公式当量直径壳程流通截面积壳程流速雷诺数普兰特数粘度校正得由管程流通截面积管程流速雷诺数普兰特数由格林林斯基公式得其中且得到得查化工工艺物性手册可得管内侧污垢热阻管外侧污垢热阻管壁热阻总传热系数：换热所需面积实际换热面积，该换热器可使用。取零计算传热管温度则可得传热管平均温度取则换热器的阻力损失根据雷诺数及相对粗糙度查莫狄图得则有液体流速很慢，压降很小，所以损失皆在范围内。3.4泵选型计算上述选用了固定床反应器为本次工艺设备，由AspenPlus软件模拟可得以下数据:进料温度进料密度质量流量体积流量进料口液体流速为则计算可得:故内径则管内实际流速假定总管路长L=15m标准弯头止回阀半球心阀全开球心阀则进料口离地面高度进料粘度在3000000范围内且内径为23mm的钢铁管则选取泵扬程H=20m允许汽蚀余量泵质量为51kg底座质量为41kg3.5工艺设备一览表表7工艺设备表序号设备名称单位数量1混合器台12预热器台13反应器台14精馏塔台65冷凝器台64安全、选材及三废处理4.1原料消耗表表8原料消耗表序号物料名称浓度mol/L单位每秒消耗量mol/s1丙烯3.5秒211.52双氧水1.2秒74.03甲醇15.0秒944.34.2安全设计环氧丙烷是一种易燃易爆的化学物质。因此，为防止事故发生并确保生产人员的安全，对产品的生产，运输，储存等方面均要求严格[15]。考虑到该过程的实际生产中可能出现的一些安全问题，建议采取以下有效措施：1.按照国家建筑设计消防安全标准，严格规范每个处理站的要求。2.工厂内部和外部必须安装足够的灭火系统，并且必须定期维修包含易燃易爆材料的设备和运输线，并配备适当的防护装置。3.如果易燃或有毒气体可能泄漏并积聚，请设置警报以检测易燃或有毒气体。4.当停止系统设备管路进行维护时，应彻底清除物料，只有在检查合格后方可进行废气更换和火灾检查。给系统设备管道开车，用氮气置换，并且在移动之前，检测到的氧气含量需低于3％。5.所有控制室应放置在安全位置。同时应考虑采取安全措施，例如防火，防水，防爆，防尘和防雷措施，以应对可能的工业事故，并建立常规控制，紧急停车和安全联锁装置，向警告灯控制电路发出信号。6.安装在危险区域中的设备需符合防爆要求，每个主机的工具和系统均由不间断电源供电。7.生产中的有毒化学品，个人防护措施必须严格遵守劳动法规，并且必须对工人的急救措施进行培训。4.3三废处理在实际的生产工艺中，针对废水废气的产生及排放，将统一排放至废水处理厂处理后再进行排放，尾气将进一步处理循环利用。5结论本次设计任务为年产10万吨环氧丙烷的工艺设计，通过查阅有关文献，相关化工设计类书本，综合对比各种生产方法的优缺点及可实施性，秉持“安全节能，绿色环保”的发展理念对此课题进行初步设计，运用Aspenplus软件模拟工艺流程，对所得数据进行物料衡算和热量衡算，在此基础上根据有关数据进行设备选型，同时使用CAD软件对本次设计流程进行设计绘图，为工业上生产环氧丙烷提供依据。18参考文献[1]崔小明.国内外环氧丙烷的供需现状及发展前景分析[J].石油化工技术与经济.2016,32(1