年产二万po项目初步设计 化工设计

目录1总论511项目概况512设计依据513工艺特点514产品方案515主要物料规格及消耗616厂址概况617主要危险品防护718全厂综合经济技术指标72原料采购及产品营销921原料采购9211丙烯9212双氧水9213甲醇922主要产品标准9221环氧丙烷9222本厂产品1023营销103化工工艺及系统1131工艺方案的选择11311环氧丙烷的性质11312环氧丙烷的生产工艺11313工艺优缺点比较15314工艺方案的选择1932本厂工艺原理19321反应动力学20322反应条件2133工艺流程说明21331工艺流程方框图21332工艺流程简述22333合成工段22334分离工段24335精馏塔塔顶的控制27336精馏塔塔釜的控制284物料及热量衡算3041总论3042物料衡算32421衡算方法32422进料工段物料衡算32423反应工段物料衡算32424丙烯回收段物料衡算33426甲醇回收工段物料衡算33427环氧丙烷精馏工段物料衡算3443能量衡算35431基本原理35432能量衡算任务35433系统物料及能量衡算364331反应器364332丙烯回收塔364333甲醇回收塔374334环氧丙烷精馏塔375设备设计及选型3851丙烯储罐V1013852双氧水储罐V1023853甲醇储罐V1033854PO储罐V1053955进料泵设计40551石油、化工装置对泵的要求40552进口直径D40S553出口直径D41D554泵进口速度V41S555泵出口速度V41D556比转速N42S557水力效率42H558容积效率42V559机械效率43M5510总效率435511轴功率P435512计算扭矩M44N5513计算轴径D445514泵的扬程4456反应釜R101的设计46561罐体和夹套的设计46562罐体几何尺寸计算46563夹套的几何尺寸计算47564反应釜的搅拌装置47565搅拌器的安装方式及其与轴连接的结构设计48566夹套反应釜的强度计算48567夹套厚度计算49568水压试验校核计算49569常用电机及其连接505610釜用减速机类型，标准及其选用505611反应釜的其他附件5157丙烯精馏塔的设计5358反应器R102的设计70581反应参数70582反应器结构的计算7059甲醇回收塔的设计74591塔的设计要求74592塔设备选型74593塔板性能比较75594基本数据76595塔径的设计及计算76596溢流装置78597塔板流体力学的计算79598塔板负荷性能图81599进出口管设计及计算865910筒体厚度计算865911封头的设计875912支座的设计及计算875913塔高的计算88510换热器E107的设计915101设计任务和初始条件915102定性温度915103计算总传热系数911热流量及平均温差915104工艺结构尺寸的计算921管程数和传热管数925105换热器的核算935106壁温计算945107换热器结构与强度计算95511环氧丙烷精馏塔设计975111塔的设计要求975112塔设备选型975113塔板性能比较985114基本数据995115塔径的计算995116溢流装置1025117塔板流体力学计算1035118淹塔1045119塔板负荷性能计算及图示10551110进出口管设计11051111筒体厚度的设计11051112封头的设计11151113支座的设计11151114塔高的计算112512冷凝器的设计1135121ASPEN模拟数据1135122定性温度1135123管程设计1135124公称直径1145125折流板设计1145126壳程计算114513再沸器1165131ASPEN模拟数据1165132管程设计1165133公称直径1175134折流板设计1175135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11项目概况本项目建址于XX市XX化工园区。项目总投资为301483万元。其中固定资产投资为2317497万元，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283年，动态投资回收期为378年。12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、XX大学化工学院设计组可行性报告。13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9997的PO，PO收率95。14产品方案本厂产品主要有环氧丙烷，副产物较少。表11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9997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。15主要物料规格及消耗表12主要物料规格及消耗项目规格数量万吨/年丙烯工业级5双氧水工业级076原料甲醇工业级30冷却水207000公用工程蒸汽10020038316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313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。17主要危险品防护表13危险物一览表爆炸极限序号品名分子量熔点沸点闪点自燃温度下限V上限V火灾危险类别毒性危害1甲醇3204978648113855544甲类III2丙烯42081912477210845520117甲类3双氧水43012158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。18全厂综合经济技术指标表14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2202448054工厂用地面积亩455建筑面积亩376总定员人1397总投资万元23204828全厂总产值万元/年237989产品年总成本万元/年2318059910静态投资回收期年18211动态投资回收期年31512投资利润率55013投资利税率73314内部收益率259715外部收益率188816盈亏平衡点379具体计算见可行性报告。2原料采购及产品营销21原料采购本节主要介绍丙烯、H2O2、甲醇的采购方案。211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。212双氧水分厂每年共需076KT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。213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。22主要产品标准221环氧丙烷表21环氧丙烷产品规格指标项目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）010004002环氧乙烷含量（WT）030010001色度（铂钴色号），HAZEN20105酸度以乙酸计，00100060003醛含量（以丙醛计），01000300010222本厂产品表23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0997优等品211600表24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23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31工艺方案的选择311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11213，沸点3424，相对密度20/200859，折射率ND13664，粘度25028MPAS。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。312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23吨苯乙烯理论上18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251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31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45的盐酸溶液。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2225T苯乙烯或23T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SCGDOW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313工艺优缺点比较1、工艺条件的比较表31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；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。表32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21043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277/469约1吨叔丁醇或苯乙烯1、工艺路线长。2、投资大。（5060亿）HPPO11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33表33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34国外主要环氧丙烷生产企业及产能统计表352010年我国环氧丙烷生产企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。314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。32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，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。321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UNIQUACRK模型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3060,0204MP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7832104316506302132HCOHRTER322反应条件表323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5528冷凝器20400117再沸器501400117丙烯精馏塔501400110环氧丙烷精馏塔5014000510甲醇精馏塔50140010833工艺流程说明331工艺流程方框图我们以HPPO法合成环氧丙烷为依据，设计了合成工艺。其工艺流程方框图见图31332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，H2O2转化率达999，PO收率为780。333合成工段将储罐V101摩尔分数为011的新鲜丙烯以流量为165KMOL/H，储罐V102摩尔分数为004的双氧水以流量为55KMOL/H和储罐V103摩尔分数为085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TS1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999，产品环氧丙烷的选择性95，产品环氧丙烷的收率率为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，HKMOL12651655321UHKMOLUHKMOLU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334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006BAR。塔釜再沸器E102温度控制在77，压强为014BAR丙烯回收塔的操作压力为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396，压强为006BAR。塔底设再沸器E104，温度为276，压强为018BAR。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E106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201，压强为015BAR。塔顶冷凝器E105中采出物进入PO精馏塔T104。温度控制在497，压强为004BAR。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1075，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，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41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ASPENPLUS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。ASPENPLUS的流程模拟工艺过程图如下42物料衡算421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。422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41反应工段的物料平衡表管路S1S2S3压力BAR101101101温度（）250025002500气体分率000100000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000000000000165011双氧水5500004000000000000甲醇000000126500085000000423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TS1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42反应工段的物料平衡表管路S4S5S6压力BAR800800800温度（）30450005000气体分率000000000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0000000000004785003水0000000000004785003丙烯165000111650001111619008双氧水550000455000046190004甲醇126500085126500085126500085丙二醇00000000000009600006总流量148500100148500100148404100424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43丙烯回收工段物料平衡表管路S6S7S8压力BAR800014006温度（）5000770960气体分率000000000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4785003473700350480004水4785003478400350007000丙烯11619008116000115030995双氧水619000461870005600时，被夹套包围部分的圆筒分别按内压圆筒和外压圆筒计算，取其中较大值，其余部分按内压圆筒设计。5662按内压对圆筒和封头进行强度计算筒体强度计算已知TC110PC07MPA08513TMPA512ITPCDSM负偏差C215MM腐蚀裕量C215名义厚度SNSC1C28封头厚度计算同理5120ITPCDSM名义厚度SNSC1C285663按外压对筒体和封头进行强度校核筒体图算法由于D0/SE20假设SN14MM令SESN212MMD0DI2SN1428MM则L/D014001428098D0/SE119D020查得A00012由于TCPC故筒体厚度SN2取14MM由SN18MMPC所以封头厚度确定SN14MM567夹套厚度计算夹套筒体部分厚度计算由PC209MPATC214008513TMPA2703CTPDMS负偏差C105MM腐蚀裕量C215MM则SN2S2C110MM夹套封头厚度计算同理22705CTCPDMS则SN2S2C110MM568水压试验校核计算夹套反应釜应对罐体和夹套分别进行水压试验，并校核圆筒应力T罐体水压试验由于T故PT125P125PC0875MPA6172TPDISEMA材料屈服点应力S235MPA09S1798MPA09S所以罐体水压试验强度足T够（2）由于T故PT125P125PC21125MPA2106TPDSEMA材料屈服点应力S235MPA09S1798MPA09S所以夹套水压试验强度足T够569常用电机及其连接设备选用电机主要是考虑到它的系列，功率，转速，以及安装形式和防爆要求等几项内容。最常用的为Y系列全封闭自扇冷式三相异步电动机。电机功率必须满足搅拌器运轴功率与传动系统，轴封系统功率损失的要求，还要考虑到又时在搅拌过程操造作中会出现不利条件造成功率过大。电机功率可按下式确定MDP式中P14KW095096设计采用机械轴封，功率消耗小，PM06KW则PD22KW5610釜用减速机类型，标准及其选用反应釜的立式减速机的选用根据轴转速N50R/MIN电机功率为22KW可选BLD摆线针轮行星减速机，其尺寸从HG574578标准中选取。电动机功率为22KW转速为1430R/MIN选取电动机型号为Y112M4额定功率为4KW满载转速为1440R/MIN56101凸缘法兰凸缘法兰一般焊接于搅拌器封头上，用于连接搅拌传动装置。设计采用R型突面凸缘法兰，其形式见附图44，其尺寸有附表46查找。选择R型突面凸缘法兰，其尺寸如下DN400MMD1410MMD2565MMK515MMD3430MMD4455MM螺栓数量16，螺纹M24。质量46KG56102安装底盖安装底盖采用螺栓等紧固件，上与机架连接，下与凸缘法兰连接。是整个搅拌传动装置与容器连接的主要连接件。设计选取了RS型安装底盖。其主要尺寸内容如下单位MMDN400,D2565K515D51626D6415S50D9176K2210D108M1656103机架机架是安装减速机用的，它的尺寸应与减速机底座尺寸相匹配。其选用类型有三种，本次选用无支点机架。常用的无支点机架见附图51，尺寸见附表56选用WJ90型无支点机架，H140MMH225H37H48D1400D2450D3490D4430D5515D6565H660质量170KG56104联轴器常用的电机和减速机输出轴与传动轴之间及传动轴与搅拌轴之间的连接，都是通过联轴器连接的。常用的类型很多，选取刚性凸缘联轴器。选用GT45质量17KG56105反应釜的轴封装置轴封式搅拌设备的一个重要组成部分。其任务是保证搅拌设备内处于一定的正压和真空状态以及防止物料溢出和杂质的掺入。鉴于搅拌设备以立式容器中心顶插式为主，很少满釜操作，轴封的对象主要为气体；而且搅拌设备由于反应工况复杂，轴的偏摆震动大，运转稳定性差等特点，故不是所有形式的轴封都能用于搅拌设备上。反应釜搅拌轴处的密封，属于动密封，常用的有填料密封和机械密封两种形式。他们都有标准，设计时可根据要求直接选用。这次设计选用机械轴封。机械轴封是一种功耗小，泄露率低，密封性能可靠，使用寿命长的转轴密封。主要用于腐蚀、易燃、易爆、剧毒及带有固体颗粒的介质中工作的有压和真空设备。由于机械轴封的结构形式很多,且大都有标准。5611反应釜的其他附件56101支座夹套反应釜多为立式安装，最常用的支座为耳式支座。标准耳式支座（JB/T472592）分为A型和B型两种。当设备需要保温或直接支撑在楼板上时选用B型，否则选择A型。设计中选取B型，支座数为4个。允许载荷为100KN型式见附图49，尺寸见附表49支座质量为287KG地脚螺栓M2456102人孔人孔的设置是为了安装、拆卸、清洗和检修设备内部的装置。设备的直径大于900MM，应开设人孔。人孔的形状有圆形和椭圆形两种。圆形人孔制造方便。应用较为广泛。人孔的大小及位置应以人进出设备方便为原则，对于反应釜，还要考虑搅拌器的尺寸，一便搅拌轴及搅拌器能通过人孔放入罐体内。其主要尺寸见附表411，型式见附图411密封面型式突面（RF型）公称压力10MPA公称直径DN450MM总质量125KG螺柱20个螺栓40个。螺柱M2412556103设备接口化工容器及设备，往往由于工艺操作等原因，在筒体和封头上需要开一些各种用途的孔。接管和法兰是用来与管道和其他设备连接的。标准管法兰的主要参数是公称直径和公称压力。管子的公称直径和与钢管的外径的关系接管的伸长度一般为从法兰密封面到壳体外径为150MM。液体出料管的设计主要还要考虑温差应力的影响。57丙烯精馏塔的设计571ASPEN模拟数据（S6为进料，S7为塔釜流出，S8为塔顶流出）572塔径的初步设计由ASPEN软件模拟得出摩尔回流比R15进料位置塔内液体密度KG/M3947103868350140953801083F则精馏段的平均密度KG/M3KG/M39781421FDL421FDV质量流量（已知塔顶摩尔流量为11558KMOL/H）KG/H065501R/712742V）（体积流量HMVLS/67250918311空塔气速，安全系数（0608）AXKUK，计算式中的C可由史密斯关系图得出1MAXCUVL横坐标值405011）（VLS取板间距MHHLT8,由史密斯关联图查出C20011塔顶液体表面张力ND/14675精馏段表面张力F21则00850354M/SM/S2106AX1U则塔径为1845M最终取塔径为D2M横截面积314M2空塔气速02217M/S同理可求得提馏段塔径D21952M最终取塔径为D2M横截面积314M2空塔气速02174M/S573溢流装置5731堰长取LW07D14M出口堰高本设计采用平直堰，堰上液层高度按下式计算取E13210841WSOLLEH精馏段M04289832O01372M同理得提馏段HOW0613HW18705732弓形降液管宽度和截面积查图得9TFA5DW则弓形降液管面积AF02826M2WD03M精馏段SLHST9360/18360/1提馏段STF58/972/2所以降液管设计符合要求。5733降液管底隙高度精馏段，取降液管底隙流速为U011M/S，则MLLHW馏段取降液管底隙流速为U013M/S，则MULLHWS0149536149702574踏板分布、浮阀数目与排列5741塔板分布根据以上计算，塔径D20M，采用分块使塔板，以便装拆。5742浮阀数目与排列（1）精馏段取阀孔动能因子F012，采用F1型重阀D039MM，则孔速为U01M/S8142U10VF每层塔板上浮阀数目为个3245136081094725D012UNS取边缘宽度WC006M。泡沫区宽度为WS010M。则踏板上鼓泡区面积其中M94062CDR613X）（SW所以2A09A浮阀排列方式采用等腰三角形交叉排列，取同一横排孔心距为T75MM则排间距M086175324TTAN塔板开孔率72U01塔板开孔率（2）提馏段取阀孔动能因子F012，采用F1型重阀D039MM，则孔速为U02M/S78634512U20VF每层塔板上浮阀数目为个32194036781094425D02UVNS取边缘宽度WC006M。泡沫区宽度为WS010M。则踏板上鼓泡区面积其中M94062CDR613X）（SW所以2A09A浮阀排列方式采用等腰三角形交叉排列，取同一横排孔心距为T75MM则排间距M086975321TATN塔板开孔率8712U0塔板开孔率575塔板流体力学计算5751气相通过浮阀塔塔板压降可根据计算。1、精馏段（1）干板阻力M/S34217825173825U0VC因U01U0C1，故098971423G234H2L011C（2）板上充气液层阻力取则850L，M1501LLH（3）液体表面张力所引起的阻力液体表面张力所引起的压降可忽略不计，因此气体流经塔板的压降的液柱高度PAHPMLPLC84790814092G2116、提馏段（1）干板阻力/S321458273825U0VC因U02U0C2，故M05896723G234H2L02C（4）板上充气液层阻力取则1850L，9101LLH（5）液体表面张力所引起的阻力液体表面张力所引起的压降可忽略不计，因此气体流经塔板的压降的液柱高度PAHPMLPLC43701895670932G2522576淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度，即DWTHHDLPHHD5761精馏段（1）单层气体通过塔板的压降相当的柱液高度HP1009902M（2）液体通过降液管的压头损失MHLLHWSD185047136098155302201（3）板上液层高度则ML8HD6521取，已选定HT08M，HW01372M，则70MHTW6083701可见，所以符合要求。DWTHH5762提馏段（1）单层气体通过塔板的压降相当的柱液高度HP2009325M（2）液体通过降液管的压头损失MHLLHWSD265014736091553020（3）板上液层高度则ML18HD38252取，已选定HT08M，HW01372M，则70MHTW60813012可见，所以符合要求。DW577雾沫夹带校核其中为表面张力HF为泡沫液层高度，可按清液高度的25倍计算。1、精馏段423361094508617210578VFEM2、提馏段42336105450861271057VE由以上可知，雾沫夹带能满足的要求/气液KGEV578塔板负荷性能图5781雾沫夹带B11136AKCZLVFSVLS泛点率据此可作出负荷性能图的雾沫夹带线，泛点率可按80计算。1、精馏段板上液体流经长度M41302DLWZ板上液流面积2B57861432AFT取物性系数K10，泛点负荷系数CF01488016B11AKZLVFSVLS泛点率整理得119372SS2、提馏段取物性系数K10，泛点负荷系数CF014580136B222AKZLVFSVLS泛点率整理得1179SS在操作范围内，任意取LS的值，得出相应VS的值如下表24所示附表24雾沫夹带LS确定VS的值如下表24所示精馏段提馏段LS/M3/SVS/M3/SLS/M3/SVS/M3/S0002125400021175005087400508090104770104285782液泛线由此确定液泛线，忽略式子中H而（5）精馏段32121221460182370504753089740334870SSSLLV整理得321212196SSSV（6）提馏段32224160821305014