新建2万吨环氧丙烷生产厂初步设计书

第二篇初步设计说明书目录目录21总论311项目概况312设计依据413工艺特点414产品方案415主要物料规格及消耗416厂址概况517主要危险品防护518全厂综合经济技术指标62原料采购及产品营销721原料采购7211甲醇8212丙烯8213双氧水822主要产品标准8221环氧丙烷8223本厂产品923营销9231公司品牌策略9232公司产品策略9233产品价格策略9234顾客服务策略10235网页策略103化工工艺及系统1031工艺方案的选择10311环氧丙烷的性质10312环氧丙烷的生产工艺11313工艺优缺点比较14314工艺方案的选择1632本厂工艺原理17322反应动力学17323反应条件1833工艺流程说明19331工艺流程方框图19332工艺流程简述20333工艺流程模拟20334合成工段21335分离工段2134全厂物料能量衡算244、化工计算2541反应器物料衡算2542预分离塔物料恒算如表422543甲醇回收塔物料衡算如表432644丙烯回收塔物料衡算如表4426丙烯回收塔物料衡算如表442645环氧丙烷精馏塔物料衡算275、设备设计及选型2851反应器计算28512反应管长度的计算29513管束尺寸和反应管的排列29514板厚的计算30515孔数和孔径的确定3052精馏塔设计31521塔径的计算32522塔高的计算33523其他精馏塔的计算3453离心泵的选型34531丙烯进料泵的选型34532双氧水进料泵的选型35533甲醇进料泵的选型35534预精馏回流泵选型36535丙烯回收塔回流泵选型37537甲醇回收塔回流泵选型3854换热器选型38541设计计算主要公式38542流体流动阻力计算主要公式406、车间布置说明421总论11项目概况本项目为XX化工园区新建2万吨环氧丙烷生产厂。建址于XX市XX化工园区。项目总投资为314878万元。其中固定资产投资为206217万元，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183年，动态投资回收期为229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、2009“三井化学杯”大学生化工设计大赛指导书；4、本项目可行性报告。13工艺特点本厂以丙烯、双氧水、甲醇为主要原料。甲醇由园区厂家通过管道输送直接供应。丙烯及双氧水存有XX本地厂家供应。14产品方案本厂产品主要为环氧丙烷。产品方案如表11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997一级品215000产品销售市场简介环氧丙烷主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇和各类非离子表面活性剂等，其中聚醚多元醇是生产聚氨酯泡沫、保温材料、弹性体、胶粘剂和涂料等的重要原料，各类非离子型表面活性剂在石油、化工、农药、纺织、日化等行业得到广泛应用。同时，环氧丙烷也是重要的基础化工原料。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/年双氧水工业级13丙烯工业级16原料甲醇工业级046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物质名称分子量熔点（）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42081853474097一级品11500023营销231公司品牌策略首先公司经营的产品要确定自己的品牌，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。232公司产品策略企业使用网络营销方法要先明确自己的公司所卖产品或者服务项目，明确哪些群体是消费者，有目的的寻找消费群体，产品的选择是很重要的，产品的选择决定了要进行网络营销的消费群体。选择好产品可以通过网络营销获得更大的利润。233产品价格策略价格，是消费者最关注的，以最低价格购买到最好质量的产品或服务是每个消费者的最大希望了。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。一个企业要想在价格上取胜，就要注重强调自己的产品性能价格以及与同行业竞争者产品的特点，及时调整不同时期不同价格。如果在自身品牌推广阶段完全可以用低价来吸引消费者，在满足自己成本的基础上以最好的质量回馈消费者，通过这样的方式来占领市场。当品牌推广累积到一定阶段后，制定自动价格调整系统，降低成本，根据变动成本市场需求状况以及竞争对手报价来及时适时调整。234顾客服务策略根据自身公司产品特性,根据特定的目标客户群，特有的企业文化来加强互动，建立完善的客户服务系统，节约开支，避免传统营销模式营销手法单一所带来的弊端。235网页策略通过网络营销，将营销建立在互联网上，企业可以选择比较有优势的网址来建立自己的网站，然后专人进行维护管理，节省原来传统市场营销很多广告费用，搜索引擎也会关注网站搜索率，一定程度上来说比广告效果好。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（20/20）0859，折射率ND13664，粘度（25）028MPAS。与水部分混溶20时水中溶解度405（重量）；水在环氧丙烷中的溶解度128（重量），与乙醇、乙醚混溶，并与二氯甲烷、戊烷、戊烯、环戊烷、环戊烯等形成二元共沸物。312环氧丙烷的生产工艺环氧丙烷的生产在国民经济的发展中占有举足轻重的地位。环氧丙烷（PO）是重要的有机化工原料，在丙烯的重要衍生物中仅次于聚丙烯和丙烯腈，居第三位。环氧丙烷最主要的用途是用于生产聚醚多元醇，其次是用于生产丙二醇，此外还用于生产表面活性剂、羟丙基纤维素等多种精细化工产品。这些精细化工产品广泛应用于化工、轻工、医药、食品、纺织等行业。环氧丙烷的生产方法已工业化的主要有氯醇化法、共氧化法和HPPO法，其中共氧化法又可以分为乙苯法和异丁烷法两种。2007年世界PO生产能力统计，氯醇化法占总生产能力的403，共氧化法占515，HPPO法占5，其它工艺仅占12。就共氧化法而言，乙苯法占世界总生产能力的249，异丁烷法占266。1氯醇法传统的氯醇法生产PO流程示意见图31，该法以丙烯、氯气和水按一定比例送入次氯酸化反应器,反应压力为常压或略高于常压。反应温度为4090E。一般使丙烯和水过量以降低生成副产物二氯丙烷、丙醛等。次氯酸化反应后,未反应的丙烯及生成的二氯丙烷等由反应器顶部排出进入丙烯分离器,再经洗涤、分离后使未反应的丙烯循环返回次氯酸化反应器,反应生成的氯丙醇浓度约为5。次氯酸化生成的氯丙醇的盐酸液与过量的1020的CAOH2溶液经预热后进入皂化反应器,皂化生成的粗PO由塔釜以蒸汽汽提至塔顶蒸出,皂化污水由釜底排出后泵送闪蒸罐,回收废热并在污水沉降池回收过量的CAOH2,上部液体送污水处理。粗PO经初馏塔和精馏塔分离出水、二氯丙烷及其他有机杂质得产品PO。为了减少PO水解为氯丙醇,宜采用真空精馏。图31传统氯醇法生产工艺流程图2共氧化法根据采用不同原料和联产不同产品,共氧化法可分为乙苯共氧化法和异丁烷共氧化法。除PO外,前者还联产苯乙烯,后者则联产叔丁醇。鉴于MTBE会污染地下水,如今美国等已停止使用。因此当今联产法大都建成PO/SM生产装置。较好的工艺为SHELL工艺技术，SHELL工艺技术生产PO/SM的比例为1212213,主要工艺过程包括乙苯氧化、丙烯环氧化EPOXIDATION、产品分离、PO精制及苯乙烯精制等5部分。SHELL法催化剂为负载于二氧化硅上的钒、钨、钼或钛的化合物,如以氯化三甲基硅烷活化的TIO2/SIO2催化剂,在丙烯与乙苯过氧化物的摩尔比为61,反应温度为8090E,压力313MPA和接触时间为30MIN的条件下反应时,过氧化物转化率为97,环氧丙烷选择性为9195。其流程图如图32图32共氧化法工艺流程图3HPPO法该法通过丙烯经氧化剂双氧水进行直接氧化的工艺流程较简单,副产物少,且不像氯醇法有环境污染问题,因此当前已为各国所关注。2002年由DOWCHEMICAL与BASF合作开发成功的过氧化氢制POHPPO工艺,并决定将此技术工业化,并在BASF公司ANTWERP建设300KT/AHPPO装置。据称原计划将于2008年5月完成,后由于建设方面问题推迟了完成时间。预计2009年后将投产。该工艺采用管式反应器,在中温、低压和液相条件下,在甲醇溶剂中用过氧化氢催化丙烯环氧化生产PO。BASF公司为了解决工程放大中可能出现问题,曾于2000年在路德维希建100T/AHPPO工艺中试装置。该法流程图如图33图33陶氏巴斯夫HPPO工艺流程示意图313工艺优缺点比较环氧丙烷的生产方法已工业化的主要有氯醇化法、共氧化法和HPPO法，其中共氧化法又可以分为乙苯法和异丁烷法两种。2007年世界PO生产能力统计，氯醇化法占总生产能力的403，共氧化法占515，HPPO法占5，其它工艺仅占12。就共氧化法而言，乙苯法占世界总生产能力的249，异丁烷法占266目前,PO的工业化生产方法即氯醇化法、共氧化法和HPPO法在生产工艺、原料要求、副产品量、三废处理等方面各有优劣。在投资、原材料消耗量、副产品生成量、公用工程消耗量等方面也各有千秋。表41列出了三种方法的优缺点。表42列出了三种方法的技术经济指标。表31氯醇化法、共氧化法和HPPO法优缺点生产路线优点缺点氯醇化法历史悠久，工艺流程短，工艺成熟；单产品，操作弹性大；选择性好,收率高；生产比较安全；对原料丙烯纯度要求不严；建设投资小设备易腐蚀；废水量大；氯气消耗多；副产二氯丙烷；废渣量大共氧化法废水量少；无腐蚀；副产品经济价值高废水处理困难；工艺流程长；原料品种多；对原料丙烯纯度要求高；生产大量联产品；建设投资大HPPO法三废少；投资少；无联产品；工艺流程短；占地面积少工业化时间短；工艺待完善表32氯醇化法、共氧化法和HPPO法技术经济指标共氧化法项目氯醇化法异丁烷法乙苯法HPPO法投资/亿元以1万T/A装置计210277469110PO产品收率/8891939495丙烯080090085080080异丁烷277乙苯320氢气273氯气135150生石灰100每吨PO需原材料过氧化氢065二氯丙烷010027二氯异丙醚0022叔丁醇236每吨PO副产物/T苯乙烯260电耗/KWH100385442冷却水耗/T200500855公用工程每吨PO需蒸汽（4MPA）/T204012比传统工艺能耗降低3540人工81567450我国环氧丙烷生产始于上世纪60年代中期,随着国民经济的发展，我国PO的生产规模逐渐提高，具体生产企业的情况见表33从表33可知国内生产PO大部分企业依然采用污染较大的氯醇法。随着国内环保压力日益增加,氯醇法生产压力大增,尽管氯醇法工艺流程简单，生产比较安全,但是最大缺点是设备腐蚀严重，大量废水难以治理。近年来国际上新建装置多选择POSM法,POSM共氧化法虽然比较先进,但由于要使用原料乙苯,而且在生产环氧丙烷的同时要联产苯乙烯,每吨环氧丙烷要联产LST苯乙烯,对于没有乙苯资源,也没有苯乙烯的下游产业链的企业,不宜采用POSM法而随着PO新技术工业应用的成功,如日本CHP路线已经投产,清洁节能的HPPO路线在韩国尉山的建设,以及中石化自主产权的HPPO国产工艺包的推出,将推动环氧丙烷进入一个环保有国际竞争力的快速发展的时代。所以发展HPPO不仅是环保的需求，也是行业发展的大势所趋。表332010年我国环氧丙烷生产商和产能及核心技术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）直接氧化法法工艺简单，并且环保无污染问题，符合时代需求，且产率较高；（2）生产安全环保，符合建设和谐社会的要求；（3）避开了使用传统方法所带来的环保，以及自动化较低的问题4原料简单，均可在XX本地购买，降低成本；5作为未来极有发展前途的技术，直接氧化法的工业化应用，将会对其未来的发展，以及PO的合成工艺，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过氧化氢直接氧化法（HPPO）。其反应方程为反应后，反应液进入甲醇回收塔，回收其中未反应的甲醇重新回到反应器，塔釜液进入环氧丙烷塔，从塔顶分离出丙烯进行回收；塔底液进入环氧丙烷回收塔，回收较纯环氧丙烷，塔底液可直接排放进入污水处理厂处理。322反应动力学1主反应动力学丙烯环氧化反应生成环氧丙烷是个串并联反应,但是由实验可以发现,在反应过程中丙二醇的生成量相对较少,因此,此反应可以近似地认为是串联反应其反应的动力学方程为在反应过程中,液相中丙烯的浓度取决于丙烯在甲醇中的溶解度,由于丙烯的压力恒定为030MPA,因此,丙烯在液相中的浓度也相对恒定,同时甲醇的浓度远远大于环氧丙烷的浓度,甲醇的浓度近似为一常数,因此,反应动力学方程可以简化为在丙烯压力为03MPA,温度为3050E,甲醇、双氧水和催化剂质量比为1270B180B10的条件下进行了动力学实验。由双氧水的分解实验可知,当反应时间为60MIN时,双氧水的分解率均小于2,因此,此时的双氧水分解对反应的影响可以忽略。根据得到的双氧水转化率实验数据可得丙烯环氧化反应动力学方程,结合得到的环氧丙烷进一步反应的副反应动力学,得到氧丙烷生成反应速率方程为A以甲醇为溶剂,TS21催化丙烯/H2O2环氧化反应中,TS21催化剂不仅对丙烯环氧化有催化作用,同样对环氧丙烷的醚化和双氧水分解也有催化作用,因此催化剂浓度的选择至关重要。B反应温度低于60E,双氧水的分解率均小于6,基本可以忽略。环氧丙烷的醚化是主要的副反应,在丙烯压力为03MPA,温度为3050E下,用幂指数型的非机理速率方程建立了该串联反应动力学方程,其副反应活化能高于主反应活化能,但主反应的反应级数高于副反应。2、副反应动力学环氧丙烷可以分别与甲醇和水反应生成丙二醇甲醚以及丙二醇,这是个平行反应,但在实验过程中发现丙二醇的生成量约为丙二醇甲醚的051,因此,丙烯环氧化的副产物主要是丙二醇甲醚,假定生成的丙二醇忽略不计。根据环氧丙烷浓度随时间的变化规律,利用非线性差分的方法,得到各实验点的反应速率,采用幂函数形式的动力学模型,用最小二乘法计算出模型参数。由于甲醇的浓度远远大于环氧丙烷的浓度,甲醇的浓度近似为一常数,在压力为03MPA,温度3050E条件下环氧丙烷醚化生成丙二醇甲醚的动力学方程为323反应条件表34主要设备的反应条件设备名称反应温度/反应压强/MPAPH反应器50136预精馏塔8002甲醇精馏塔40015丙烯精馏塔100016环氧丙烷精馏塔500233工艺流程说明331工艺流程方框图我们采用HPPO法，根据国外的研究成果以及已经用于生产的工艺设计了合成工艺。其工艺流程方框图见图31。图31所用工艺流程方框图332工艺流程简述如图331所示，反应原料丙烯气体、过氧化氢溶液，从丙烯回收塔回收来的丙烯，从H2O2回收塔回来的过氧化氢一起进如环氧化反应器进行环氧化反应。反应方程式如下反应后，反应后，反应液进入甲醇回收塔，回收其中未反应的甲醇重新回到反应器，塔釜液进入环氧丙烷塔，从塔顶分离出丙烯进行回收循环使用；塔底液进入环氧丙烷回收塔，回收较纯环氧丙烷，塔底液可直接排放进入污水处理厂处理333工艺流程模拟使用ASPENPLUS软件对流程进行模拟，其模拟流程图见图32图32ASPEN模拟流程图334合成工段合成工段主要包括了预处理及反应阶段。预处理的目的是让液体甲醇汽化，同时使反应原料达到一定的初试反应温度。反应混合气体在50、1MPA下进入反应器。在反应合成过程中反应器温度控制在50，压力为1MPA下。由于合成反应是放热反应，因此通过热导油将热量移走，以作为后续工艺的热源。反应结束后，产品环氧丙烷的产率为87，副产品丙二醇对双氧水的选择性为3。335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和H2O；（2）未完全反应的反应物丙烯和双氧水；（3）未反应物甲醇（4）副产物丙二醇。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、过氧化氢和甲醇循环回环氧丙烷反应器中继续参加反应，而气液可以通过闪蒸进行分离。由于丙烯、过氧化氢和甲醇可形成共沸物，因此甲醇的回收和环氧丙烷的分离提出需要通过精馏完成。1、回收丙烯在环氧化反应中，H2O2会在TS1催化剂上部分分解产生一定量的O2，O2与丙烯形成一种可燃烧性混合物，使操作存在危险性。同时为了充分利用丙烯；通常使未反应的丙烯经分离和提纯后循环回HPPO工艺。工艺流程见图33。图33丙烯回收工艺流程示意图首先通过N2供应装置向尾气流中供应N2，使其中O2浓度稀释至燃烧极限以外，然后使混合气压缩至1525MPA后送入冷凝装置，在020下产生一个由丙烯、丙烷、O2及少量挥发物组成的气相T1和一个主要由丙烯组成的液相T2。T2被送入分离器，借助蒸馏装置得到一个富丙烯物流T2和一个贫丙烯物流T2，前者丙烯纯度95，被循环回HPPO工艺；后者与O2混合燃烧转化为可利用能源。T1被送入膜渗透装置，渗透膜由聚合物与无机化合物复合而成，将T1分离成一个含丙烯、丙烷及挥发物的通过物流T3和一个由N2、少量O2及挥发物组成的保留物流T4，前者被循环回尾气流，后者经处理后排放。2、PO的分离与回收在回收未反应丙烯并使其经提纯和循环使用后，使剩余的产品混合物进行蒸馏，以回收和精制PO产品。GHANSGEORG等报道了一种用萃取蒸馏法来分离PO产物的工艺。其工艺流程示意图见图34。图34PO的分离与回收工艺流程示意图分离丙烯后的产物流的质量组成为PO8105、甲醇6570、水2025、丙烯350106、丙烷10106、乙醛100106、高沸物065，它经预热后作为原料M从距塔顶第45块理论级处送入萃取蒸馏塔。该塔优选有7580块理论板，回流比优选3539，萃取剂用分离甲醇后的工艺水，它从距塔顶第10块理论板处引入，萃取剂用量基于原料的质量优选0451，MPOM萃取剂671，塔顶压力优选4550KPA，塔底温度优选5060，填料用比表面积为250750M2/M3的金属片或网。从塔顶得到纯度97的PO，其他组分质量分数满足甲醇10106、水20106、丙烯和丙烷025，该馏分经一个功率为39MW的24转子的单级汽轮压缩机C100压缩至025035MPA，此时蒸气温度为7090，经一个冷却水换热器和一个冷冻水换热器冷却至1220，然后部分作为回流液返回萃取蒸馏塔。塔底馏分质量组成为甲醇97、水2、乙醛50106、PO50106、高沸物02，它被用作使原料预热的换热器的热源，换热后进一步分离甲醇并循环回HPPO工艺，分离甲醇后的水经提纯后用作萃取剂循环回萃取蒸馏塔。在管壳式换热器中优选的操作方式是，首先在2030内使丙烯压缩至2030MPA，然后减压至0508MPA并完全蒸发，所得的制冷功率用作换热器的冷源，从而实现整个工艺的热量一体化。3、回收和精制甲醇溶剂回收和精制甲醇溶剂的连续化工艺。它包括如下步骤从HPPO工艺得到的反应产物中分离未反应丙烯和PO，得到一个质量组成为甲醇5585、水1040、C13羰基化合物0105、甲氧基丙醇和PG011的混合物。使该混合物在承载的PD催化剂存在下，于6585、氢压0313MPA条件下氢化，得到一个PG质量分数为0113的混合物。用碱如碱金属氢氧化物水溶液和该氢化产物，NOHN酸121，PH89，得到新的混合物。使中和后的混合物在一个1540块理论板的蒸馏塔中于008015MPA下分离出一个质量组成为甲醇6080、水1535和低沸物001的馏分。使该馏分在一个2050块理论级的蒸馏塔中于0512MPA下分离成一个质量组成为甲醇9099、水055、低沸物100106的馏分和一个含PG的主要由水组成的馏分。使前者循环回HPPO工艺，后者经回收PG后排放。34全厂物料能量衡算全厂物料能量衡算见表35表35全流程物料横算4、化工计算41反应器物料衡算反应器的物料衡算如表41温度（C）5050压强MPA11进料出料项目流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数C3H6165000111111138507675H2O25500370438500260CH4O126500085185126500085280H2O495003337C3H6O495003337C3H8O21650011142预分离塔物料恒算如表42预分离塔物料恒算如表42温度（C）505050压强MPA111进料塔顶出料塔底出料项目流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数C3H6113850767511385069370H2O23850026038500292CH4O12650008528012650770126373595830H2O4950033370003微量494973753C3H6O49500333749005298600495微量C3H8O2165001111650012543甲醇回收塔物料衡算如表43甲醇回收塔物料衡算如表43温度（C）505050压强MPA111进料塔顶出料塔底出料项目流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数C3H6H2O2385002920495微量38505734CH4O1263735958301251098999211263718822H2O4949737530495微量4900272986C3H6O0495微量C3H8O2165001251650245844丙烯回收塔物料衡算如表44丙烯回收塔物料衡算如表44温度（C）505050压强MPA111进料塔顶出料塔底出料项目流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数C3H6113850693701137369995701140226H2O2CH4O1265077012652513H2O0003微量0003微量C3H6O49005298600049微量4895697255C3H8O245环氧丙烷精馏塔物料衡算环氧丙烷精馏塔物料衡算如表45温度（C）505050压强MPA111进料塔顶出料塔底出料项目流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数流量KMOL/H流量百分数C3H60114022601140232H2O2CH4O1265251300130026125296086H2O0003微量0001微量0002微量C3H6O489569725548907997390049微量C3H8O25、设备设计及选型根据工艺流程图，本厂所需主要设备为24个。基本情况如表51。设备号设备名称R101固定床反应器T101预精馏塔T102甲醇回收塔T103丙烯回收塔T104环氧丙烷精馏塔E101预热器E102冷凝器E103塔顶冷凝器E104塔底再沸器E105塔顶冷凝器E106塔底再沸器E107塔顶冷凝器E108塔底再沸器E109塔顶冷凝器E110塔底再沸器P101丙烯进料泵P102H2O2进料泵P103甲醇进料泵P104反应进料泵P105回流泵P106回流泵P107回流泵P108回流泵V101原料混合罐51反应器计算本工艺以丙烯、甲醇、过氧化氢为原料，采用催化剂为钛硅酸盐，其组成为TIO2XSIO21XX0001005，NTINTISI001011，优选TS1MFI结构和TS2MEL结构。催化剂粒径优选100NM，比表面积优选30030M2/G。,空速取15。反应器选用列管式固定床反应器。1H511催化剂的填充量由物料衡算表数据，根据空速计算催化剂的填充量VONRSVR催化剂的填充量VON原料气体体积标流量SV体积空速,H1H/M07326451027349313R3RM60512反应管长度的计算取空床速度为005M/S，则床层截面积为2RM74136059UOVA则催化剂床层高度为7421AHR根据化工原理取床层空隙率为03，则反映管长为M7693057513管束尺寸和反应管的排列选取工业上所用的3525的列管，则单管催化剂体积为3221M10896703785LD4V则管数为251VON3R反应器采用正三角形排列采用正三角形排列，反应器列管的布置与普通换热器有很大不同。首先，管束中央水循环受阻，传热恶化，温度分布不均，故此区域不布管；其次反应管的排管把整个管板按67划分为6个区间，整个管板由一个60区间阵列而成。取中央不布管区域直径为200MM。按正三角形排列，取管心距为，采MD04375251T0用三角形排列，则单管所占的面积为，则反应器的直径为2322106043753MTS。7168169DI514板厚的计算根据流体进出选择流体的设计温度为100，设计压力为12MPA由于反应原料为丙烯，双氧水。有一定氧化性，所选材料为0CR18NI10TI。（化工设备设计基础）焊接方式选为双面焊对接接头，100无损探伤，故焊接系数，1根据GB6654压力容器用钢板和GB3531低温压力容器用低合金钢板规定可知对OCR18NI9钢板2C,1材料的许用应力MPA58T则厚度按下式计算。圆整为55MM。M534158267CP2DID515孔数和孔径的确定，取孔径D10MM，则孔数为M2716DI7865/02/DN2I在分布板中心部分按等边三角形排列，这样，每一圈是正六边形，最外23圈为同心圆排列，同心圆与正六边形之间的大空隙处，适当补加一些孔。设孔间距为S，则65907821S取椎帽外径为40MM，实际排孔数6123个，此时，满足条件。0156321塔径取为63M,底座高度及塔顶顶封口高度取05M,则总高度为1076M,取为11M52精馏塔设计塔的主要目的是将物质进行分离，本厂所采用工艺中，设计预精馏塔，甲醇回收塔，丙烯回收塔，以及环氧丙烷回收塔。以预精馏塔进行详细计算说明。其他塔计算方法相同。通过对设计要求的分析我们对工业上广泛应用的塔设备进行比较和选型。选型的依据是在保证工艺要求的前提上，做到安全生产，稳定操作，较低的设备费用和操作费用。工业用的精馏塔种类主要有填料塔和板式塔。两种类型的塔各有特点不同任务、操作条件、介质性质情况下，选择合适的精馏塔能够充分发挥塔德作用，既能保证安全稳定生产，又能够降低生产成本。通过比较我们得出结论，板式塔虽然压降高，但其空塔气速大、塔效率高，且稳定、液气比适用范围较大、安装和检修容易、大直径塔的造价低，这些特点能够的满足我们设计中处理量大，塔效率高，液气比范围广等要求。综合考虑，我们优先选择板式塔。521塔径的计算由ASPEN软件模拟结果得出摩尔回流比R15，塔板数为6块塔板，初选板间距HT035M取板上液层高度HL006M，HTHL035006029M进料位置塔内液体密度3F/KG021857905146则精馏段平均密度为3DFL/KG56423WFVM/KG12质量流量31/KG514672RD895V体积流量H/M32917LS1H/M0245V31S空塔气速，安全系数。MAXK806K064450VL1S由史密斯关联图查出04C2塔顶液体表面张力M/N165D精馏段表面张力/82F则082C10S/3CUVLMAX/24908AX1则塔径M65UD1S圆整为D6M522塔高的计算取塔板间距HT035M塔的有效高度ZHTNP1175M顶部高度取13M釜液高度取2M，液面板取06M进料板与上一板间距为2HT07M塔体高度塔有效高度Z顶部高度底部高度1751320607635M则圆整为7M。523其他精馏塔的计算表5253离心泵的选型设安装高度H3M，吸入管路阻力损失H15M，吸入液面的压力P01MPA，安全裕量S21531丙烯进料泵的选型丙烯流量39766M3/H，选泵IH3220125丙烯密度7019KG/M3NASHAP/GHHPV/G1453154159NASHR50NASHANASHR595。00921该泵工作时不会发生气蚀。532双氧水进料泵的选型编号塔径M塔高MT10255T10345T10436流量QCAPACITY型号MODELM3/HL/S扬程HHEADM转速NSPEEDR/MIN功率P（KW）效率（）必需汽蚀余量（NPSHRMIH3220125320882029000483550流量Q扬程H转速N必需汽蚀余量双氧水流量13M3/H，选泵IH3220200双氧水密度11323KG/M3双氧水的饱和蒸汽压PV013KPANASHAP/GHHPV/G93150012449NASHR40NASHANASHR4494004921该泵工作时不会发生气蚀。533甲醇进料泵的选型甲醇流量511M3/H，选泵IH10065200A甲醇密度791KG/M3双氧水的饱和蒸汽压PV122KPANASHAP/GHHPV/G1293151668NASHR52NASHANASHR68521621该泵工作时不会发生气蚀。534预精馏回流泵选型选泵IH5032125A型号MODEL流量QCAPACITY扬程HHEAD转速NSPEED功率必需汽蚀余量（NPSHRCAPACITY型号MODELM3/HL/SHEADMSPEEDR/MIN功率P（KW）效率（）（NPSHRMIH3220200320885029001622740流量QCAPACITY型号MODELM3/HL/S扬程HHEADM转速NSPEEDR/MIN功率P（KW）效率（）必需汽蚀余量（NPSHRMIH10065200A1092303436629001606052M3/HL/SMR/MINP（KW）效率（）MIH5032125A13637814729001164725馏分含量丙烯113850,环氧丙烷49005，甲醇1265，水0003总的质量流率M76777KG/H总的体积流率V102M3/H总密度M/V801KG/M3NASHAP/GHHPV/G1273154141NASHR25NASHANASHR41251621该泵工作时不会发生气蚀。535丙烯回收塔回流泵选型选型IH4025250馏分含量丙烯11374水0049总的质量流率M478894KG/H总的体积流率V71M3/H总密度M/V6726KG/M3NASHAP/GHHPV/ASHR45NASHANASHR6545221该泵工作时不会发生气蚀。536环氧丙烷精馏塔回流泵选型选型IH5032200A流量QCAPACITY型号MODELM3/HL/S扬程HHEADM转速NSPEEDR/MIN功率P（KW）效率（）必需汽蚀余量（NPSHRMIH4025250631748029001532645流量Q扬程H转速N必需汽蚀余量馏分含量环氧丙烷4896、甲醇1265、水0003总的质量流率M28887G/H总的体积流率V334M3/H总密度M/V8893KG/M3NASHAP/GHHPV/G1153154129NASHR2NASHANASHR2920921该泵工作时不会发生气蚀。537甲醇回收塔回流泵选型选型IH10065200馏分含量甲醇12511、环氧丙烷0049、水0002总的质量流率M401255G/H总的体积流率V489M3/H总密度M/V820KG/M3NASHAP/GHHPV/G1243154138NASHR34NASHANASHR38340421该泵工作时不会发生气蚀。CAPACITY型号MODELM3/HL/SHEADMSPEEDR/MIN功率P（KW）效率（）（NPSHRMIH10065200A6818942729003162520流量QCAPACITY型号MODELM3/HL/S扬程HHEADM转速NSPEEDR/MIN功率P（KW）效率（）必需汽蚀余量（NPSHRMIH1006520060167562900145633454换热器选型541设计计算主要公式传热速率方程式QKSTMQ传热速率热负荷，W；K总传热系数，W/M2；S与K值对应的传热面积，M2；TM平均温度差，。（1）传热速率热负荷Q传热