年产2万吨环氧丙烷

1、目录第一章绪论51.1 原料的性质 51.1.1 丙烯 5.1.1.2 氯气 5.1.1.3 石灰 5.1.2环氧丙烷性质及性能 51.2.1 产品名称与结构式 5.1.2.2 理化性质 6.1.2.3 环氧丙烷安全与毒性 6.1.3环氧丙烷市场发展简介 7第二章 环氧丙烷工艺的选择 92.1典型工艺介绍 92.1.1氯醇法 9.2.1.2 共氧化法 9.2.1.3过氧化氢直接氧化法（HPPOfc） 102.1.4氧气直接氧化法 1.12.2工艺方法的选择 112.2.1 氯醇法生产环氧丙烷机理 112.2.2反应速率的影响因素 1. 2第三章工艺流程说明143.1 生产过程 1.4.3.1.

2、1 氯醇法工序 1.43.1.2 皂化工序 1.53.1.3 精制工序 1.73.1.4 电石渣预处理工序 1. 83.1.5 废水预处理工序 1.8第四章设计计算204.1 物料衡算 2.0.4.1.1 计算依据 2.04.1.2 第 1部分的物料衡算： 2. 14.1.3第 2 部分的物料衡算 2. 24.1.4 皂化塔的物料衡算 2. 34.1.5 成品塔的物料衡算： 2. 54.1.6 回收塔的衡算： 2.64.2 热量衡算 2.7.4.2.1 皂化第一冷凝器 2. 74.2.2 皂化第二冷凝器 2. 84.2.3 皂化第三冷凝器 2. 94.2.4 工艺水加热器 3.04.2.5 皂

3、化塔热量衡算 3. 04.2.6 成品塔的热量衡算 3. 24.2.7 回收塔的热量衡算 3. 24.2.8 蒸汽耗量总表 3.34.3 非标准设备的计算及定型设备选型 3. 34.3.1 非标准设备的计算 3. 44.3.2 定型设备的选择 3. 64.3.3 工艺管道计算 3.6第五章安全与三废治理395.1 原料物的特征及防护措施 3.95.2 废气的排放 3.9.5.3 废水的排放 4.0.第六章技术经济分析416.1 成本计算 4.1.6.2 前景分析 4.2.第七章结论43参考文献 443摘要本设计是年产 2 万吨环氧丙烷的工艺设计。 设计采用了氯醇法进行环氧丙烷的生产。 主要是利

4、用氯气和水反应生成次氯酸，然后利用次氯酸与丙烯反应生成氯丙醇，氯丙醇 再进入皂化塔与氢氧化钙反应生成产品环氧丙烷。本设计共有七章。介绍了环氧丙烷生产工艺流程的选择和论证，对整个工艺装置进 行了物料和能量衡算，对非标准设备和主要管道进行了计算和选型，最后对该工艺流程 的安全生产和三废处理作了相关说明。关键词 环氧丙烷；工艺设计；工艺流程；氯醇法ABSTRACTChlorohydrination method was adopted for the process design of the production of propylene oxide. Propylene and chlorine

5、 reacted in the presence of water to form the intermediate. and propylene chlorohydrin was dehydrochlorinated by a calcium hydroxide solution to form propylene oxide.This design contains eight paragraphs. This document is mainly to introduce the demonstration and choosing of the process design for t

6、he production of propylene oxide. The calculation of material and energy balance of propylene oxide were carried out based on the technological equipments. The non-standard equipment equipments and main pipe lines were calculated and choosed. Finally, the work safety and three industrial wastes disp

7、osal was also introduced.Keywords: propylene oxide；technological planning；process flow；chlorohydrination method4第一章绪论1.1原料的性质1.1.1丙烯分子式C3H6,结构式CH3-CH=CH2,分子量42,常温常压下，无色气体，带有甜味。 气体的密度1.87 kg/m3，液体的密度513.9 kg/m3。熔点-185.2 C,沸点-47.7 C。化学性 质很活泼，与空气混合形成爆炸性混合物，爆炸极限2.011.0%（体积）。主要用于制环氧丙烷、聚丙烯、丙烯腈等。一般由热裂化和催化裂

8、化气体中分出，也是轻油裂解制 乙烯时的副产品。1.1.2氯气分子式Cb,分子量70.91。在常温常压下，是一种黄绿色、具有刺激性气味的气体， 能溶于水。沸点-34.6 C。密度3.17 kg/m3。氯气的毒性很大，能刺激粘膜、呼吸道和眼 睛，还可引起肺水肿，使用时要特别注意，防止中毒。氯气的化学性质非常活泼，能氧 化几乎所有的金属、氢以及许多处于低价态的元素化合物，还能与水、碱等发生反应。 氯气和氢气混合时能发生爆炸，爆炸极限为4.096.0%（氢气体积含量）。氯气由氯碱车间供给，用电解饱和食盐水的方法制得。本工段通过氯气跟水及丙烯反应得到氯丙 醇。此外氯可用于合成农药、塑料、纤维、橡胶等。1

9、.1.3石灰主要成分是氧化钙，分子式CaO,纯的为白色，含有杂质时为淡灰色或淡黄色，一 般呈块状，有时呈粉状。露置在空气中渐渐吸收CO2而生成CaCO3。氧化钙的密度为3350 kg/m3，熔点为2580 °C。易溶于酸，难溶于水，但能与水化合生成氢氧化钙，可 用石灰石置于石灰窖中煅烧而制得。1.2环氧丙烷性质及性能1.2.1产品名称与结构式产品名称：环氧丙烷英文名称：Propylene oxide；简称：PO结构式分子式： C3H6O分子量： 58.08摩尔质量： 58.08 g/mol1.2.2 理化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

10、产品为两种旋光异构体的外消旋混合物。凝固点：-112.13 C沸点：34.24 C相对密度（20 C ）：0.859折射率（nD ）: 1.3664粘度（25 C）： 0.28 mPaS蒸汽压（25 C）: 75.86 kPa燃烧热 ： 1887.6 kJ/mol标准摩尔燃烧焓:1915 kJ/mol（据石油化工设计手册）闪点（开杯）：-37 C爆炸极限（在空气中）（V/V% ）： 3.127.5%（VOL）溶解性：与水部分混溶20 C时水中溶解度40.5%（重量）；水在环氧丙烷中的溶解度 12.8（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。化学性质

11、：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。1.2.3 环氧丙烷安全与毒性环氧丙烷产品是易燃品，应贮存于通风、干燥、低温（25 C以下）阴凉处，不得 于日光下直接曝晒并隔绝火源。环氧丙烷有毒性，液态的环氧丙烷会引起皮肤及眼角膜的灼伤，其蒸汽有刺激和轻 度麻醉作用，长时间吸入环氧丙烷蒸汽会导致恶心、呕吐、头痛、眩晕和腹泻等症状。 所有接触环氧丙烷的人员应穿戴规定的防护用品， 工作场所应符合国家的安全和环保规 定。环氧丙烷是易燃、易爆化学品，其蒸汽会分解。应避免用铜、银、镁等金属处理和 贮存环氧丙

12、烷。也应避免酸性盐（如氯化锡、氯化锌）、碱类、叔胺等过量地污染环氧 丙烷。环氧丙烷发生的火灾应用特殊泡沫液来灭火。1.3环氧丙烷市场发展简介34前几年，我国聚氨生产发展较快，在那个时候国内引进的装置已有100多套，生产能力达1820万吨/年，需要环氧丙烷1213万吨年。1993年我国进口聚醚6万 吨，广东、福建两省外向型企业进口6万吨左右，共折合环氧丙烷10万吨左右。2000年，我国聚醚需求量为3336万吨，届时需环氧丙烷2831万吨。环氧丙烷水合制得 的丙二醇是不饱和聚酯树脂的主要原料。不饱和聚酯树脂大量用来制造表面涂料及增强 塑料，2008年我国进口 23.013万吨，折环氧丙烷22.43

13、万吨。2008年我国生产丙二醇 需消耗环氧丙烷25.14万吨。环氧丙烷还用来生产多种表面活性剂。20082011年我国环氧丙烷的消费构成、需求量及价格分别见表1.2、表1.3和表1.4。表1.1国内环氧丙烷的消费构成%消费去向2008年2009年2010年2011年聚醚5442.155.963.4丙二醇8.46.23.54.7其他37.651.740.631.9表1.2国内环氧丙烷需求量单位：万吨年份2008200920102011需求量52.756.357.558.7表1.3国内环氧丙烷价格单位：千兀/吨年份2008200920102011价格12.5-12.712.5-12.6-13.2-

14、13.513.3-13.6从表 1.1 可以看出，我国环氧丙烷的消费构成也是比较正常的。世界各主要生产国 环氧丙烷的消费构成比一般是聚醚 6265%丙二醇2325%其他13%由此看来，我 国丙二醇生产的发展还要加快步伐。根据世界各主要生产国的经验，我国环氧丙烷消费 量今后将以 1112%的速度增长，因此我国的总需求量将为我国环氧丙烷的生产带来巨 大的市场。由表 1.2可以看出，国内环氧丙烷需求量增长较快， 2008年至 2011年的年 均增长率达 15.7%。由表 1.3 看出，国内环氧丙烷的价格也基本稳定在 12.5-13.6左右， 并稳定增长。由于环氧丙烷市场形势前几年较为乐观，行业利润可

15、观，而且又是消耗氯的有效途 径之一，因而随着氯碱行业的扩产，环氧丙烷也开始越来越受到业内人士的关注，产能 扩张的空间仍很大。8第二章 环氧丙烷工艺的选择2.1 典型工艺介绍目前环氧丙烷生产工艺主要有氯醇化法、共氧化法（也称间接氧化法）和直接氧化 法 2 。现在世界生产环氧丙烷的主要工业化方法为氯醇化法和共氧化法，其中共氧化法 又分为乙苯共氧化法和异丁烷共氧化法。近几年，异丙苯氧化法和过氧化氢直接氧化法 已开发成功并先后实现工业化生产，以氧气作为氧化剂的直接氧化法也在开发中。2.1.1 氯醇法氯醇法生产历史悠久，工业化已有60多年，以美国陶氏化学（DowChemical）公司 的氯醇法为代表。氯

16、醇法的主要工艺过程为丙烯氯醇化、石灰乳皂化和产品精制，其特 点是生产工艺成熟、操作负荷弹性大、选择性好，对原料丙烯的纯度要求不高，从而可 提高生产的安全性，建设投资少。由于固定资产投入少，产品成本较低，其产品具有较 强的成本竞争力。目前世界环氧丙烷约 40%的产能为氯醇法。氯醇法的缺点是水资源消耗大，产生大量废水和废渣，每生产 1 t 环氧丙烷产生 4050t含氯化物的皂化废水和2 t以上的废渣，该废水具有温度高、pH值高、氯根含量 高、 COD 含量高和悬浮物含量高的 “五高”特点，难以处理。同时，氯醇法还消耗大量高 能耗的氯气和石灰原料，而氯和钙在废水和废渣中排放掉，生产过程中产生的次氯酸

17、对 设备的腐蚀也比较严重。中国环氧丙烷生产始于 20世纪 60年代，采用自行开发的氯醇法工艺路线。 20世纪 80 年代末和 90 年代初，中国先后引进了日本旭硝子公司、三井东压公司、昭和电工公 司和美国陶氏公司氯醇法技术，锦化化工、山东滨化、中石化上海高桥石化、天津大沽 化工等企业环氧丙烷装置建成投产后取得了较好的经济效益，生产水平得到较大提高。 目前，除中海壳牌 25万 t/a 环氧丙烷装置采用共氧化法外， 国内现有 80%的环氧丙烷产 能使用氯醇法。2.1.2 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

18、，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（Lyo ndell，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，目 前，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2.22.5t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，

19、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。中海壳牌项目是目前国内最大的 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。 2009年底，Lyon dell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已 经建成投产。2.1.3过氧化氢直接氧化法（HPPOfc）过氧化氢真接氧化法是由过氧化氢 （双氧水）催化

20、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

21、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，

22、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。2.1.

23、4氧气直接氧化法美国Lyondell公司正在开发将丙烯、氢气、氧气转化为环氧丙烷的直接氧化技术， 使用1种由钯和钛的硅酸盐组成的双功能催化剂，用氢和氧产生过氧化氢后立即将丙烯转化为环氧丙烷，整个工艺过程在1台反应器内完成。该公司在美国建有1套实验装置, 以进一步将此工艺推向工业化。目前该工艺尚处于试验阶段。2.2工艺方法的选择目前，国际上环氧丙烷生产工艺主要采用氯醇法和共氧化法。氯醇法工艺简单，技 术成熟，建设规模灵活缺点是能耗大、三废多。而共氧化法工艺流程长，技术难度较大, 装置规模不能过小并受联产品平衡的制约等。根据国情，我国均采用氯醇法生产环氧丙2.2.1氯醇法生产环氧丙烷机理由文献可知

24、氯醇法生产环氧丙烷分三步进行，即氯气先于水反应生成次氯酸，丙烯 同次氯酸反应生成氯丙醇，后者皂化生成环氧丙烷 。其反应式如下：CI2+ H20 = HCl + HCIO (这是可逆反应)CHj - CH -+ HCIOCHjCTf或 CH,H-CH,Cl OHCHj+ MOH 亠 CMS-CH4 MCI * 比I IKOH Cl h°(or CH>CHCH3 )M = Na orCl OH上述过程是按内部亲核取代 SN2机理进行的氯丙醇在碱性催化解离平衡中发生闭 环反应形成环氧丙烷。自反应物中迅速除去产物，有利于平衡向右移动。OHHj 4- CF4 H?0OClCHjCH H,

25、 + OHCHjCHCHt CHjCH在碱性环境中环氧丙烷还会开环水解形成丙二醇:CH,YHYHh +卯.CHjCHCHt + 0H0 OHOH 0H由于氯丙醇闭环反应的速率大大高于环氧丙烷开环反应的速率，在100 C反应时,两者之比高达830,因而选用短的停留时间，环氧丙烷产率几乎可以不受水解作用的影 响。2.2.2反应速率的影响因素(1) 反应过程中酸碱性和温度对原料的影响：由于氯气与水是可逆反应，而且反应的方向性和体系的酸碱度有密切的关系，在碱性条件下，反应向正反应方向移动，这是 由于OH-离子的中和作用.而在酸性条件下，反应方向是逆向移动。在中性条件，C12和H2O的作用关系实际上是比

26、较复杂的，既有 CI2的水合作用也有CI2的水解作用，这个 作用和温度有一定的关系，在低温条件，CI2的水合作用为主，我们可以从氯水的低温饱和溶液冷冻，可以得到它的水合物的晶体Cl2nH2O。而水解作用的产物和温度有关，在低温下，主要是HCIO和盐酸；而在高温和碱性条件下，主要产物则是CIO3和CI-。因此在该设计中选取了为碱性低温条件下。(2) 装置设备杂质的影响：新建的环氧丙烷装置，其设备管线在制造、运输、安装 过程中不可避免存在油污、表有涂层如防锈漆、铁锈、轧制鳞片、泥沙、焊渣、焊药等 污物，这些物质的存在不仅影响开车的顺利进行，而且还影响产品的质量，收率及设备 的使用寿命。环氧丙烷是极

27、活泼的中间体，在铁、锌、无机酸、碱等污染物存在下能 促进其聚合的发生，因而在开车前必须保持有关设备管线洁净。常规的化学清洗方法就可以达到此目的。常规化学清洗一般按下列程序进行：水冲洗，碱洗脱脂，脱脂后水冲洗，酸洗，酸洗后水冲洗，漂洗，中和钝化，检查 及人工处理。(3) 石灰中MgO和温度的影响：朱保福等人详细研究了石灰中 MgC和温度对丙醛生成的影响，具体见图2.1:(b)图2.1 MgO和温度对丙醛生成量的影响(d)由图2.1c,d可得出：石灰中含有MgO时对氯丙醇皂化反应速度有一定影响，MgO含量越高,反应速度越慢。由图2.1c可知MgO含量一定时， 皂化反应温度越高，丙醛生成量越大。 在

28、MgO含量小于2%时，二者呈近于平缓的直线关系，在 5%以上时为曲线关系。由图2.1a可知温度一定时，MgO含量越高，丙醛生成量越大。在工业生产中，80 C 的皂化条件下，为防止生成较多的丙醛，石灰中MgO含量应控制在2%以下。15第三章工艺流程说明3.1生产过程氯醇化法生产环氧丙烷的工艺过程，因原料和设备的选型不同而不同。现介绍以丙烯、氯气和电石渣为原料，以管式反应器、塔式反应器及皂化塔为主要设备的一种氯 醇化法生产过程。该过程由氯醇化、皂化、精制、电石渣预处理、废水预处理5个工序组成，整个过程由集散系统控制。3.1.1氯醇法工序氯醇法的工序见图3.11、热交换器2、管式反应器3、塔式反应器

29、4、鼓风机5、冷凝器6、第二氯醇化塔7、分离器 8、贮罐 9、除害器图3.1氯醇法工序流程示意图工艺水在热交换器1中和来自皂化塔的热废液进行热交换，并预热到约40 C，然后泵入管式反应器2,此后将气态氯喷入管式反应器和工艺水混合，再将丙烯气体喷入 管式反应器与氯水反应。新供给的丙烯稍比氯气过量。在管式反应器中，大约进行了全部氯醇化反应的 45%。反应溶液、含在氯气和丙烯 气中的气体杂质被新加入的工艺水排出管式反应器并送入塔式反应器3。在塔式反应器中进行剩下的55%的氯醇化反应。氯气和丙烯经各自的分散喷嘴喷入 塔式反应器，反应后过剩的丙烯气从塔式反应器顶部引出，然后经冷凝器5冷凝，并经分离器7分

30、离排除副产物（二氯丙烷）后，由循环气鼓风机 4加压循环再使用。排出的 副产物被送至贮罐8中。利用循环气体的气升效应使塔式反应器内的大量反应液循环， 同时该工序装有一套在线分析仪，以监视循环气中丙烯和杂质的浓度，当杂质浓度过高 时，将部分循环气排至工序之外。为进一步提高丙烯的利用率，最大限度地回收排放尾气中的丙烯气，设置了第二氯 醇化塔。预热到约40 °C的工艺水与喷入的氯气混合，变成氯水后进入氯醇化塔底部， 再将含有丙烯气的循环气喷入第二氯醇化塔，再进行氯醇化反应，反应液经除害塔9用30%Ca（OH）2碱洗除去盐酸和氯气后，氯丙醇溶液从除害塔底排出泵入塔式反应器，除 害塔顶引出的尾气

31、丙烷排至大气或送至焚烧装置。氯醇化反应产生的氯丙醇大约是 4%，65 C的溶液，并含有几乎等摩尔的盐酸。经 氯醇过热器由直接蒸发调节阀加热并控制温度约 80 C。该溶液将送至下一个工序（皂 化工序）3.1.2皂化工序皂化工序流程示意图见图3.21贮槽2、皂化塔3、闪蒸罐4、再沸器5、加热器6、贮槽图3.2皂化工序流程示意图氯丙醇溶液在贮槽1中贮存一段时间，然后从贮槽抽出规定量的氯丙醇与处理后的 电石渣混合后送人环氧丙烷皂化塔 2。环氧丙烷皂化塔有3个作用：1.用石灰乳中和氯 丙醇中约2%的盐酸，2.将氯丙醇皂化成环氧丙烷，也就是进行皂化反应，3.蒸馏分离， 迅速将生成的环氧丙烷取出，与废水分离

32、并浓缩。水蒸汽由塔底吹入，作为皂化反应和蒸馏分离的热源。皂化塔是一个筛板塔，为减 少蒸汽消耗和提高环氧丙烷分离效率，在减压下操作。反应产生的粗环氧丙烷自塔顶以 90%95%的浓度馏出，塔顶气相物料先至第一冷凝器，用工艺水冷却至约56 C,冷凝液流入第三冷凝器用冷冻盐水冷至 10 C左右，不凝气体通过尾气排入大气，冷凝液则 流入贮槽6。为了防止减压操作下吸入空气与环氧丙烷形成爆炸组成，装有一套在线氧 分析仪，随时监测系统内氧浓度，以便监控氧气浓度。当氧气浓度上升时，则往塔内通 入氮气，以维持塔内压力处于正常，并确保安全。皂化废水含4%氯化钙，过剩的氢氧化钙和电石渣夹带的杂质，由皂化塔底排出。由

33、于环氧丙烷皂化塔在减压下操作，所以废水中化学含氧量和生物含氧量值较低。（塔釜温度在105 C）。从塔底出来的废水温度大约为80 C，废水经经闪蒸罐3闪蒸后产生蒸汽并回收。 废水大量的显热被用于环氧丙烷前馏塔再沸器 4作为热源，并且当电石渣被送到汽提塔 时也作为电石渣加热器5的热源。热量回收后的废水被送入废水预处理工序。3.1.3精制工序精制工序具体流程见图3.3图3.3精制工序流程示意图工序生产的粗环氧丙烷送至前馏塔 1。环氧丙烷前馏塔的再沸器2用皂化废水的热 量加热。前馏塔底排出的液体进入精馏塔 3,环氧丙烷由塔1和3顶部馏出，高沸物以精馏 塔底部排出。高沸物含 PDC、PCH、DCIP、水

34、等物，经油水分离器4分离为两层，即 油层和水层，两层物料分别贮于油贮槽 5和水贮槽6。环氧丙烷前馏塔1和精馏塔3均为挠性一板式塔，并且在常压下操作，塔 1和3底 部液体温度分别约为15 C和80 C,并且不会因为分解引起产品变质。在塔 1和3顶部 馏出的环氧丙烷经冷凝器7冷却至10 C以下存人检验槽8,经质量检查合格后送入环氧 丙烷贮槽，有一部分不合格的进入回收塔精馏后再进入贮槽。3.1.4电石渣预处理工序氯丙醇皂化用的电石渣通过管线从界区外供应到装置内。电石渣由加热器1加热后(>=70 C)加入电石渣汽提塔2,在汽提塔内，电石渣中的乙炔和氨被从塔底吹入的 大量空气和水蒸汽汽提吹出。脱除

35、乙炔和氨后电石渣被送入电石渣增稠器3,在增稠器中氢氧化钙的浓度被浓缩到15%17%，增稠了的电石渣由增稠器底部排出，送入浓度 调整槽5,然后作为石灰乳用于环氧丙烷皂化塔。去皂化塔1、加热器2、汽提塔3、增稠器4、溢流罐5、浓度调整槽图3.4电石渣预处理工序流程图3.1.5废水预处理工序废水处理工序见图3.521回收显热后皂化废图3.5废水预处理流程示意图来自环氧丙烷皂化塔的废水经过前馏塔再沸器和电石渣预处理工序的加热器回收 其热量后送至废水增稠器。增稠器的溢流液被送至增稠器的溢流罐，然后在工艺水的预 热器中回收热量后被送到废水槽，此后该废水被送到界区外。增稠器底部出来的溶液在 热水加热器5中回

36、收热量后被送到界区外。22第四章设计计算4.1物料衡算4.1.1计算依据生产能力：年产20000吨的环氧丙烷年工作日:日产量：小时产量:以300天计算20000X1000/300=6.67 沐04kg6.67 >104/24=2777.78 kg主反应 - CH - CH, + 5TCHi - 'CH-CHjCl + CECH3 - + CH 一 CH3 Cl 十 HjCCH, - CH - CH3+ ir bn II副反应谨相副反应 匚角-+ CH - CH3 Ci + crCl ClCH. - CH CHS 二氟丙烷CH3 YH _ CHa + CH, - * CH - CH

37、j CMLh占CH.、一 wR-oyh+ H+ 二优二异丙駁气丰目副反应CFh -CH = CHS +CltCHd - CH-CHj 二氣丙烷 a ci由主副反应可以知道，副产物主要是二氯丙烷和氯化氢，我们这里也只考虑二氯丙 烷和氯化氢。从前面的工艺说明我们可以知道，在管式反应器中氯醇法反应了 45%,在塔式反应 器以及利用了氯醇化塔的反应产物的进入， 相当于反应了 55%,因此在计算过程中把管 式反应器作为第1部分，而塔式反应器+氯醇化塔作为第2部分。倒推法计算：由于皂化反应后生成的粗环氧丙烷只以90%95%的浓度进入了精制工序，我们在这里取以95%的浓度进入。皂化阶段：(环氧丙烷收率：95

38、%)2777.78/0.95=2923.98kg=2923.98/58 kmol=50.41 kmol氯醇化反应时生成的氯丙醇纯度为 96%，由主反应方程式可知，需生成的氯丙醇为：50.41 04.5/0.96=4962.57 kg (52.51 kmol)氯气与丙烯完全反应生成氯丙醇的实际用量为99.2%，纯度为99.8%,所以生成的次氯酸为：52.51 爲2.5=2756.98 kg/h,所以氯气的含量为 2756.98/52.5 71/0.992/0.998 =3766.09 kg/h丙烯新供给时比氯气过量，按丙烯：氯气 =1.05： 1计算，则丙烯的流量为3766.09 *05=395

39、4.40 kg/h4.1.2第1部分的物料衡算：鱗二丽烷亂滋水氯气水盐酸和氯丙静的额丙烯图4.1管式反应器流程示意图第一部分氯醇化进行了 45%，则反应生成的氯丙醇为：4962.578.45=2233.16 kg/h反应需氯气为：2233.16/94.507 仁1677.82 kg/h反应需丙烯为：2233.16/94.52=992.52 kg/h反应需反应水为：1677.82/71018=425.36 kg/h反应生成的氯化氢为：1677.82/71036.5=862.54 kg/ho二氯丙烷和水的流量放在总体的物料衡算中计算。第1部分物料衡算见如下表4.1:表4.1第1部分物料衡算单位kg

40、/h进料出料氯气3766.092088.27丙烯3954.402961.88氯化氢0862.54氯丙醇02233.164.1.3第2部分的物料衡算第二部分的物料衡算基于塔式反应器和氯醇塔的工艺流程（图4.2）丙林图4.2塔式反应器和氯醇塔流程示意图 第二部分氯化醇进行了 55%,反应生成的氯化醇为：4962.57-2233.16=2729.41 kg/h反应需氯气为：2729.41 /94.5>7仁2050.68 kg/h反应需丙烯为：2729.41 /94.5>42=1213.07 kg/h反应需反应水为：2729.41 /71 x18=691.96kg/h反应生成的氯化氢为：2

41、729.41/71X36.5=1403.15 kg/h第2部分物料衡算见如下表4.2:表4.2第2部分物料衡算单位kg/h进料出料氯气2088.2737.59丙烯2961.881748.81氯化氢862.542265.69氯丙醇2233.164962.57氯气的纯度为99.8%,所以氯气中的杂质含量为：3766.09kg/hX).002=7.53kg/h主反应只使用了 99.6%的氯气，还有0.4%的氯气参与了副反应，有0.05%成为废气， 有0.35%的氯气参与了生成二氯丙烷的副反应，那么生成的二氯丙烷为：(3766.09-7.53) >0.0035/71 x113=20.93kg/h

42、氯化氢挥发了 1%，剩余的溶于水成为盐酸溶液，盐酸液为：2265.69> (1-0.01) =2243.03kg/h由工艺说明可知氯丙醇浓度为 4%,纯度为96%，则氯丙醇为50.41kmol(4764.07kg), 则水的流量为114337.68kg/h;盐酸为2%，盐酸为61.45kmol (2243.03kg),则水的流量 为 109908.47kg/h ， 按理论计算可知，需要水的流量为 114337.68+109908.47+425.36+691.96=225363.47kg/h水和二氯丙烷总的物料衡算见下表 4.3:表4.3水和二氯丙烷物料衡算表单位kg/h进料出料二氯丙烷0

43、20.93水230000225363.474.1.4皂化塔的物料衡算1. 塔顶出料：环氧丙烷，二氯丙烷，少量的水。2. 塔底出料：氯化钙，氢氧化钙，电石渣，大量的水设计时设氯丙醇的转化率为100%，另取环氧丙烷，二氯丙烷100%蒸出，水和其他 蒸出1%。氢氧化钙在皂化反应中的用途：a 与氯丙醇反应：实际与氢氧根离子反应的氯丙醇为50.41 kmol ，因此需要的氢氧化钙为50.41 kmol，生成了 50.41kmol的氯化钙和50.41 kmol的水；b 与盐酸反应：由于工业生产中是利用过量的氢氧化钙中和 2%的盐酸液，由第二 部分的物料衡算可知盐酸为61.45 kmol,在等摩尔的计算中可

44、以得出需要氢氧化钙30.73kmol，生成了 30.73 kmol( 3411.03 kg/h)的氯化钙和 61.45 kmol 的水。所以总体需要氢氧化钙为50.41+30.73=81.14 kmol，在本设计中我们通入81.2 kmol/h的氢氧化钙进入皂化反应阶段。因此最后剩余 0.06kmol/h(4.44kg/h)3. 进料氯丙醇4764.07 kg/h氢氧化钙6004.36kg/h二氯丙烷20.93 kg/h氯化氢2243.03kg/h水225363.47 kg/h50.41 kmol/h81.2 kmol/h0.22 kmol/h61.45kmol/h12520.19 kmol/

45、h50.41 kmol/h50.41 kmol/h50.41 kmol/h50.41 kmol/h30.73 kmol/h30.73 kmol/h61.45 kmol/h4. 皂化塔的物料计算： 和氯丙醇反应耗氢氧化钙的量 生成氯化钙的量 生成水的量 生成环氧丙烷的量 和氯化氢反应耗氢氧化钙的量 生成氯化钙的量 生成水的量5.出料( 1 )塔顶环氧丙烷2923.78 kg/h50.41 kmol/h二氯丙烷20.93kg/h0.22 kmol/h水227376.9kg/h12632.05 kmol/h( 2)塔底水225363.47kg/h12520.19kmol/h氢氧化钙4.44 kg/h

46、0.06 kmol/h氯化钙9006.54 kg/h81.14 kmol/h6.皂化塔的物料衡算见如下表4.4：表4.4皂化塔物料衡算表进料出料组分kmol/hkg/h组分kmol/hkg/h水12520.19225363.47水12632.05227376.9Ca(0H)281.26004.36Ca(OH)20.064.44二氯丙烷0.2220.93二氯丙烷0.2220.93氯丙醇50.414764.07氯丙醇00氯化氢61.452243.03氯化氢00环氧丙烷00环氧丙烷50.412923.784.1.5成品塔的物料衡算：1进料环氧丙烷水二氯丙烷2923.78X).95=2777.59 k

47、g/h47.89 kmol/h227376.9 kg/h1263.05 kmol/h20.93 kg/h0.22 kmol/h设计时要求环氧丙烷的含量为 99% (塔顶镏出液)，塔底出料含环氧丙烷不能超过3%。将进料的三组分看成两组分处理，将二氯丙烷和其他杂质也作为水处理。D环氧丙烷的斤水和其他为玫图4.3成品塔流程示意图则：47.89=D99%+(F-D)3%F=47.89+126.31+0.22=174.42得 D=45.872.成品塔的物料衡算如下表4.5:表4.5成品塔物料衡算表进料塔顶出料塔底出料组分kmol/hkg/hkmolhkg/hkmol/hkg/h环氧丙烷47.892777

48、.5945.872660.462.02117.16水126.31227376.9二氯丙烷0.2220.930.56150.294.1.6回收塔的衡算：考虑到成品有时不合格，需打入回收塔重新精馏，设成品塔出料不合格率为20%,其含环氧丙烷为96%。则回收塔的进料为环氧丙烷 45.87x20%x96%+(F-D) >3%=12.66 kmol水和其他 45.87农0%“+(F-D) Q.97= 128.36kmol回收塔精馏时要求塔顶出料环氧丙烷含量大于99%，塔底含量小于1%。计算时分别取99%和1%。1. 进料：环氧丙烷12.66 kmol/h水和其他 128.36 kmol/h环氧丙烷

49、财0图4.4回收塔流程示意图与成品塔同理：12.66=D99%+(F-D)1%F=12.66+128.36=141.02得 D= 11.48kmol/h,W=129.54 kmol/h2. 回收塔的物料衡算如表4.6:表4.6回收塔物料衡算表进料塔顶出料塔底出料组分kg/hkmol/h组分kg/hkmol/hkg/hkmol/h环氧734.2812.66环氧726.7412.537.540.13丙烷丙烷水和其他128.36水和0.1298128.2302其他4.2热量衡算4.2.1皂化第一冷凝器1.已知进料环氧丙烷：3472.2 kg/h59.87 kmol/h100 c水(g): 2711.

50、22 kg/h150.62 kmol/h100 c二氯丙烷：26.17 kg/h0.23 kmol/h100 c工艺冷水：268818.38 kg/h14934.35 kmol/h25 C2.各组分的热力学数据如下表4.7冋表4.7各组分热力学数据表组分比热 J/(mol*K汽化热（kJ/mol）环氧丙烷80.7926.99水75.29140.66二氯丙烷29831.383计算(1) 热平衡H2O的冷凝降温热Qi=150.62対0.66X1000+150.42x75.291 (100-56)=6622.52x10 kJ环氧丙烷的降温热Q2= 59.87x1000x80.79x (100-56)

51、=212.82x10 kJ二氯丙烷的降温热Q3= 0.23x1000X31.38+0.23x298x(100-56)=10.23x103 kJQ 总=(6622.52+212.82+10.23 x103=6.85x106kJ设计时取传热损失5%Q 总=6845.57x103X).95=6503.29x|03 kJ(2) 冷却水出水温度的计算Q=WCpA t(t-25) =6503x1000/(75.291x14934.35)t=30.78 C(3) 换热面积的计算(以逆流算)被加热介质：25 Ct 30.7 8 C加热介质：100 Ct 56 Ct=100 - 30.78 - 56 -25 1

52、/ln100 -30.78 / 56 -25 1=47.58 C由文献12,156 165可知 K 取 1000 W/m2.KS=Q/ K tm =1901.55/1000/47.58 =39.97 m24.2.2皂化第二冷凝器1已知进料环氧丙烷59.87kmol/h56 C冷冻水150.62kmol/h 10 C设出料环氧丙烷冷凝80%，冷凝后温度为27 C出料环氧丙烷（g）59.87 X0%27 C环氧丙烷（l）59.87 X0%27 C冷冻水150.62kmol/h15 C2计算（1）热平衡Qi=59.87x (56-27) x80.79=140270.02 kJ(2) 环氧丙烷的相变热

53、5Q2=59.87X).826.99x1000=12.93x10 kJ55Q= Qi+Q2=140270.02+12.93x10 =14.33x10 kJ取热损失为 5%, Q 总=Q/0.95=1.51x10 kJ(2) 换热面积的计算.1 - I 56 -15 - 27 -10 1/ln 56 -15 / 27 -10 =27.25 °C同上由文献12可知取K=1000S=Q/ K tm =15.08x100000/3600/27.25=15.37m2取 S=17m2(3) 冷冻水的用量5W=15.08x10 /(15-10)/75.291=4005.79 kJ4.2.3皂化第三

54、冷凝器1已知进料环氧丙烷59.87x20%27 C出料环氧丙烷59.87x20%10 C设冷冻盐水进料温度为5 C,出料时12 Co2计算(1) 热平衡环氧丙烷的降温冷凝热为59.87X20%x (27-10) +59.87x20%x26.99x1000=323178.26 kJ 取损失为 5%,贝U Q 为 323178.26/0.95=3.40x105kJ(2) 换热面积的计算t.'27 -12 - 10 -5 /in 27 -12 / 10 -5 =9.1 C同上由文献12,156165，取K=1000S=Q/ K tm =15.08x100000/3600/9.1=46.03m2冷冻盐水的量W=340187.64/(12-5)/75.29 仁645.47 kJ冷凝耗热总表皂化第二冷凝器61.51X10皂化第三冷凝器53.40x10皂化第一冷凝器所需热量（