新建2万吨环氧丙烷生产厂设计方案说明文本书.doc

初步设计书
第二篇
初步设计说明书

目录
目录 2
1 总论 3
1.1项目概况 3
1.2设计依据 4
1.3工艺特点 4
1.4产品方案 4
1.5主要物料规格及消耗 4
1.6厂址概况 5
1.7主要危险品防护 5
1.8全厂综合经济技术指标 6
2 原料采购及产品营销 7
2.1原料采购 7
2.1.1甲醇 8
2.1.2丙烯 8
2.1.3双氧水 8
2.2主要产品标准 8
2.2.1环氧丙烷 8
2.2.3本厂产品 9
2.3营销 9
2.3.1 公司品牌策略 9
2.3.2公司产品策略 9
2.3.3产品价格策略 9
2.3.4顾客服务策略 10
2.3.5网页策略 10
3 化工工艺及系统 10
3.1工艺方案的选择 10
3.1.1环氧丙烷的性质 10
3.1.2环氧丙烷的生产工艺 11
3.1.3工艺优缺点比较 14
3.1.4工艺方案的选择 16
3.2本厂工艺原理 17
3.2.2反应动力学 17
3.2.3反应条件 18
3.3工艺流程说明 19
3.3.1工艺流程方框图 19
3.3.2工艺流程简述 20
3.3.3工艺流程模拟 20
3.3.4合成工段 21
3.3.5分离工段 21
3.4全厂物料能量衡算 24
4、化工计算 25
4.1 反应器物料衡算 25
4.2 预分离塔物料恒算如表4.2 25
4.3 甲醇回收塔物料衡算如表4.3 26
4.4 丙烯回收塔物料衡算如表4.4 26
丙烯回收塔物料衡算如表4.4 26
4.5 环氧丙烷精馏塔物料衡算 27
5、设备设计及选型 28
5.1 反应器计算 28
5.1.2反应管长度的计算 29
5.1.3管束尺寸和反应管的排列 29
5.1.4 板厚的计算 30
5.1.5 孔数和孔径的确定 30
5.2 精馏塔设计 31
5.2.1 塔径的计算 32
5.2.2 塔高的计算 33
5.2.3 其他精馏塔的计算 34
5.3离心泵的选型 34
5.3.1 丙烯进料泵的选型： 34
5.3.2双氧水进料泵的选型： 35
5.3.3 甲醇进料泵的选型： 35
5.3.4预精馏回流泵选型： 36
5.3.5 丙烯回收塔回流泵选型： 37
5.3.7 甲醇回收塔回流泵选型： 38
5.4 换热器选型 38
5.4.1 设计计算主要公式 38
5.4.2 流体流动阻力计算主要公式 40
6、车间布置说明 42

1 总论
1.1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3148.78万元。其中固定资产投资为2062.17万元，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1.83年，动态投资回收期为2.29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、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。
1.3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。
1.4产品方案
本厂产品主要为环氧丙烷。产品方案如表1.1

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
99.7%
一级品
2
15000
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。

1.5主要物料规格及消耗
表1.2 主要物料规格及消耗
项目
规格
数量(万吨/年)

原料
双氧水
工业级
1.3
丙烯
工业级
1.6
甲醇
工业级
0.46
公用工程
冷却水
20℃
7000
蒸汽
100℃-200℃
383

1.6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。
1.7主要危险品防护
表1.3 危险物一览表
序号
物质名称
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V％
1
甲醇
32.04
-97.8
64.8
11
385
5.5
44
甲类
III
2
丙烯
42.08
-185.3
-47.4
<-107
497
2
11.7
甲类
II
3
环氧丙烷
58.08
-104.4
33.9
-37
420
2.8
37
甲类
III

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
2
2
年操作日
小时/年
7200
3
原料及辅助材料消耗
万元/年
4700
4
工厂用地面积
平方米
24321
5
建筑面积
平方米
7224.8
6
总定员
人
139
7
总投资
万元
3014.83
8
全厂总产值
万元/年
8347
9
产品年总成本
万元/年
5865.4395
10
静态投资回收期
年
1.83
11
动态投资回收期
年
2.29
12
投资利润率
%
54.59
13
投资利税率
%
72.79
14
内部收益率
%
53.00
15
盈亏平衡点
%
83.08

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
由于本分厂的主要原料合成气都是由总厂转化后直接输送而来。因此本节主要介绍总厂对本分厂所需合成气合成原料的采购方案。
2.1.1甲醇
本厂所需甲醇，由园区甲醇生产厂家直接供应，在厂区内通过管道直接输送。在经济核算时，以市价计算所需甲醇价格。
2.1.2丙烯
本厂每年共需1.66万吨丙烯，由XX本地厂商提供。在经济核算时，以市价计算所需丙烯价格。
2.1.3双氧水
本厂每年共需1.35万吨氧气，由XX本地厂家提供。在经济核算时，以市价计算所需双氧水价格
2.2主要产品标准
2.2.1环氧丙烷

表2.1环氧丙烷标准
项目
指标（摩尔分率）
一级品
优级品
纯级品
外观
无色透明液体，无可见杂质
环氧丙烷，%
99.5
99.8
99.8
水份，%
≤0.1
≤0.050
≤0.0020
甲醇含量，%
≤0.20
≤0.050
≤0.0020
色度(铂-钴色号)，号
10
5
5
相对密度，g/cm3
1.071±0.005

2.2.3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>0.97
一级品
1
15000
2.3营销
2.3.1 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。
2.3.2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。
2.3.3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。
2.3.4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。
2.3.5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
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 mPa·S。与水部分混溶[20℃ 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。

3.1.2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40.3%，共氧化法占51.5%， HPPO 法占5%， 其它工艺仅占1.2%。就共氧化法而言， 乙苯法占世界总生产能力的24.9%， 异丁烷法占26.6%。
1.氯醇法
传统的氯醇法生产PO流程示意见图3.1，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40~ 90e 。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10% ~ 20%的Ca ( OH ) 2 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C a( OH) 2, 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3.1 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She ll工艺技术，She ll工艺技术生产PO /SM 的比例为1: 212~ 213, 主要工艺过程包括乙苯氧化、丙烯环氧化( epox idation)、产品分离、PO 精制及苯乙烯精制等5部分。She ll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T iO2 /S iO2 催化剂, 在丙烯与乙苯过氧化物的摩尔比为6: 1, 反应温度为80~ 90e , 压力313MPa和接触时间为30m in 的条件下反应时,过氧化物转化率为97%, 环氧丙烷选择性为91% ~ 95%。其流程图如图3.2.
图3.2 共氧化法工艺流程图

3.HPPO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Dow Chem ical与BASF 合作开发成功的过氧化氢制PO (HP - PO ) 工艺, 并决定将此技术工业化, 并在BASF公司Antw erp 建设300kt/ aHP- PO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 /a HP - PO 工艺中试装置。该法流程图如图3.3
图3.3 陶氏- 巴斯夫HP- PO工艺流程示意图

3.1.3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40.3%，共氧化法占51.5%， HPPO 法占5%， 其它工艺仅占1.2%。就共氧化法而言， 乙苯法占世界总生产能力的24.9%， 异丁烷法占26.6%.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4.1列出了三种方法的优缺点。表4.2列出了三种方法的技术经济指标。
表3.1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3.2 氯醇化法、共氧化法和HPPO 法技术经济指标
项目
氯醇化法
共氧化法
HPPO法
异丁烷法
乙苯法
投资/亿元(以1万t/a装置计)
2.10
2.77
4.69
1.10
PO产品收率/%
88%
91%~93%
94%~95%
每吨PO需原材料
丙烯
0.80~0.90
0.85
0.80
0.80
异丁烷

2.77

乙苯

3.20

氢气

2.73

氯气
1.35~1.50

生石灰
1.00

过氧化氢

0.65
每吨PO副产物/ t
二氯丙烷
0.10~0.27

二氯异丙醚
0.022

叔丁醇

2.36

苯乙烯

2.60

公用工程(每吨PO需)
电耗/(KWh)
100
385
442
比传统工艺能耗
降低35%~40%
冷却水耗/t
200
500
855
蒸汽（4MPa）/t
2.0
4.0
12
人工
81
56
74
50
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3.3. 从表3.3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PO SM 法, PO SM 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l.s t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PO S M 法􀀁而随着PO 新技术工业应用的成功, 如日本C H P 路线已经投产, 清洁节能的H P P O 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3.3 2010年我国环氧丙烷生产商和产能及核心技术

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。
3.2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。
3.2.2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0. 30 MPa, 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0. 3 MPa, 温度为30~ 50 e , 甲醇、双氧水和催化剂质量比为127. 0 B 18. 0 B 1. 0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60 min 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, T S21 催化丙烯/ H2 O2 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60 e , 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0. 3 MPa, 温度为30~ 50 e 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0. 5% ~ 1%, 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0. 3 MPa, 温度30~ 50 e 条件下环氧丙烷醚化生成丙二醇甲醚的动力学方程为:

3.2.3反应条件
表3.4 主要设备的反应条件
设备名称
反应温度/℃
反应压强/MPa
pH
反应器
50
1
3~6
预精馏塔
80
0.2
——
甲醇精馏塔
40
0.15
——
丙烯精馏塔
100
0.16
——
环氧丙烷精馏塔
50
0．2
——
3.3工艺流程说明
3.3.1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3.1。

图3.1 所用工艺流程方框图

3.3.2工艺流程简述
如图3.3.1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

3.3.3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3.2.
图3.2 aspen模拟流程图

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3.3.4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%。
3.3.5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TS–1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3.3。
图3. 3 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1.5~2.5 MPa后送入冷凝装置，在0~20℃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。G. Hans-Georg 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3.4。
图3.4 PO 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：PO8%~ 10.5%、甲醇65%~70%、水20%~25%、丙烯≤ 3 5 0 × 1 0 – 6、丙烷≤ 1 0 × 1 0 – 6、乙醛≤100×10–6、高沸物≤0.65%，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75 ~ 80 块理论板，回流比优选3.5 ~ 3.9，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0.45%~ 1%，m(PO)︰m(萃取剂)=(6 ~ 7)︰1，塔顶压力优选45 ~ 50 kPa，塔底温度优选50~60℃，填料用比表面积为250~750m2/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≤10×10–6、水≤20×10–6、丙烯和丙烷＜0.25%，该馏分经一个功率为3 ~ 9 MW的2×4 转子的单级汽轮压缩机(C100)压缩至0.25 ~ 0.35 MPa，此时蒸气温度为70~90℃，经一个冷却水换热器和一个冷冻水换热器冷却至12~20℃，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≤50×10–6、PO≤50×10–6、高沸物≤0.2%，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20 ~ 30 ℃ 内使丙烯压缩至2.0 ~ 3.0 MPa，然后减压至0.5 ~ 0.8 MPa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：①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55%~85%、水10 % ~ 40%、C1~3 羰基化合物0.1 % ~0 . 5 %、甲氧基丙醇和PG 0.1 % ~ 1 % 的混合物。使该混合物在承载的Pd 催化剂存在下，于65 ~ 85 ℃、氢压0.3 ~ 1.3 MPa条件下氢化，得到一个PG质量分数为0.1%~ 1.3% 的混合物。②用碱(如碱金属氢氧化物水溶液)和该氢化产物，n(OH－)︰n(酸)=(1~2)︰1，pH =8~9，得到新的混合物。③使中和后的混合物在一个15~40块理论板的蒸馏塔中于0.08 ~ 0.15 MPa下分离出一个质量组成为甲醇60%~80%、水15%~35%和低沸物≤0.01%的馏分。④使该馏分在一个20 ~ 50 块理论级的蒸馏塔中于0.5 ~ 1.2 MPa下分离成一个质量组成为：甲醇90%~99%、水0.5%~5%、低沸物≤100×10–6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。

3.4全厂物料能量衡算
全厂物料能量衡算见表 3.5.
表3.5 全流程物料横算

4、化工计算

4.1 反应器物料衡算
反应器的物料衡算如表4.1

温度（C）
50
50
压强(Mpa)
1
1
项目
进料
出料
流量(Kmol/h)
流量百分数(%)
流量(Kmol/h)
流量百分数(%)
C3H6
165.000
11.111
113.850
7.675
H2O2
55.00
3.704
3.850
0.260
CH4O
1265.000
85.185
1265.000
85.280
H2O
—
—
49.500
3.337
C3H6O
—
—
49.500
3.337
C3H8O2
—
—
1.650
0.111

4.2 预分离塔物料恒算如表4.2
预分离塔物料恒算如表4.2

温度（C）
50
50
50
压强(Mpa)
1
1
1
项目
进料
塔顶出料
塔底出料
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(%)
C3H6
113.850
7.675
113.850
69.370
—
—
H2O2
3.850
0.260
—
—
3.850
0.292
CH4O
1265.000
85.280
1.265
0.770
1263.735
95.830
H2O
49.500
3.337
0.003
微量
49.497
3.753
C3H6O
49.500
3.337
49.005
29.860
0.495
微量
C3H8O2
1.650
0.111
—
—
1.650
0.125

4.3 甲醇回收塔物料衡算如表4.3
甲醇回收塔物料衡算如表4.3

温度（C）
50
50
50

压强(Mpa)
1
1
1

项目
进料
塔顶出料
塔底出料

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(%)
C3H6
—
—
—
—
—
—
H2O2
3.850
0.292
0.495
微量
3.850
5.734
CH4O
1263.735
95.830
1251.098
99.921
12.637
18.822
H2O
49.497
3.753
0.495
微量
49.002
72.986
C3H6O
0.495
微量
—
—
—
—
C3H8O2
1.650
0.125
—
—
1.650
2.458

4.4 丙烯回收塔物料衡算如表4.4
丙烯回收塔物料衡算如表4.4
温度（C）
50
50
50

压强(Mpa)
1
1
1

项目
进料
塔顶出料
塔底出料

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(%)
C3H6
113.850
69.370
113.736
99.957
0.114
0.226
H2O2
—
—
—
—
—
—
CH4O
1.265
0.770
—
—
1.265
2.513
H2O
0.003
微量
—
—
0.003
微量
C3H6O
49.005
29.860
0.049
微量
48.956
97.255
C3H8O2
—
—
—
—
—
—

4.5 环氧丙烷精馏塔物料衡算
环氧丙烷精馏塔物料衡算如表4.5

温度（C）
50
50
50

压强(Mpa)
1
1
1

项目
进料
塔顶出料
塔底出料

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(%)
C3H6
0.114
0.226
0.114
0.232
—
—
H2O2
—
—
—
—
—
—
CH4O
1.265
2.513
0.013
0.026
1.252
96.086
H2O
0.003
微量
0.001
微量
0.002
微量
C3H6O
48.956
97.255
48.907
99.739
0.049
微量
C3H8O2
—
—
—
—
—
—

5、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5.1。
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
E10