25万吨年环氧丙烷8万吨年异丙醇胺生产项目1摘要.docx
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25万吨年环氧丙烷8万吨年异丙醇胺生产项目1摘要
“25万吨/年环氧丙烷、8万吨/年异丙醇胺生产项目
1.项目简介
本项目的目标是为炼化总公司设计一座采用清洁工艺制取环氧丙烷（PO）的分厂。
本装置综合利用经总厂脱硫装置预处理的丙烷和宁波化学工业园区内提供的双氧水等原料，经变压吸附等分离过程，丙烷催化脱氢、选择性加氢、丙烯环氧化等反应过程和丙烯精制等提纯过程联产附加值较高的产品：
纯度为99.9%的丙烯、99.98%的环氧丙烷和99.9%的异丙醇胺。
设计环氧丙烷生产能力25万吨/年，副产丙烯20万吨/年，异丙醇胺8万吨/年。
全厂分为丙烷脱氢工段、丙烯精制工段、环氧化工段、异丙醇胺合成工段。
2.工艺流程选择及介绍
2.1工艺流程选择
本项目选用的Oleflex和HPPO工艺，具有工艺流程短，副产物少，清洁环保的特点，并且所得产物纯度高，产物可做优质聚合产品原料。
本项目还选用了超临界工艺生产二异丙醇胺，与传统工艺相比，该工艺具有选择性高、无需催化剂、反应时间短等优点。
通过控制反应时间，还可以调节一异丙醇胺、二异丙醇胺、三异丙醇胺之间的比例关系。
本项目产品结构丰富，抗风险能力强，产品附加值高。
2.2工艺流程介绍
图2.1工艺流程图
3.节能设计与创新
3.1热泵精馏的利用
对于丙烯精制塔T0203，塔顶温度41.86℃、塔釜温度53.78℃，温差较小。
被分离物系的组分因沸点相近难以分离，必须采用较大回流比，从而消耗大量的加热蒸汽。
由于丙烯精制塔操作压力较高，所以本项目采用塔釜闪蒸式热泵精馏，以塔底液体出料为工作介质，经节流闪蒸降压、降温后作为冷剂，送入换热器换热。
流程如下图：
图3.1热泵精馏示意图
表3.1采用热泵精馏前后对比结果
项目
常规精馏塔
热泵精馏塔
塔顶温度/℃
41.86
41.86
塔釜温度/℃
53.78
53.78
塔顶压力/MPa
1.75
1.75
塔顶丙烷浓度/wt%
0.999
0.999
塔顶冷凝器热负荷/kW
79003.7
/
塔釜再沸器热负荷/kW
76903.9
/
闪蒸罐热负荷/kW
/
58150.1
压缩机负荷/kW
/
56049.3
总能耗/kW
155907.6
114199.4
节能
26.75%
采用热泵精馏虽然增加了一个压缩机，一个闪蒸罐，但是节能效果十分明显，方案可行。
3.2隔壁塔
工业分离三组分体系多采用常规精馏模型，而利用分壁式精馏塔（DividedWallColumn）能够实现塔内热量集成，最终起到节能降耗的作用。
较之于常规精馏模型，分壁式精馏少用一个精馏塔，在一个塔内完成精馏的任务，降低了设备投资。
异丙醇胺工段常规精馏流程需要两个塔（MIPA分离塔、DIPA分离塔），设备费和能耗很高，于是我们采用分壁式精馏。
分壁式精馏塔实际上相当于一个热耦合精馏塔，它将常规工艺中的两个塔精简为一个塔，同时省去了一个再沸器和冷凝器，其结构图如图3.2所示：
图3.2分壁式精馏塔模型
模拟结果显示，采用分壁式精馏后，达到同样的产品纯度要求，分壁式精馏节约了一个精馏塔。
一共减少能量消耗2800.64kW，节能11.28%。
对比结果如表2.2所示:
表2.2对比结果
项目
两塔分离
分壁塔
MIPA分离塔
DIPA分离塔
工艺参数
理论板数
20
20
30
回流比
5
5
9
操作压力
减压
减压
减压
进料位置
7
7
12
MIPA出料位置
塔顶
/
塔顶
DIPA出料位置
/
塔顶
15
汽相分配比
/
/
0.70
液相分配比
/
/
0.71
能耗指标
冷凝器热负荷/（kW）
-6851.49
-5458.62
-10908.6
节约能耗/%
11.38
再沸器热负荷/（kW）
7048.93
5467.60
11117.4
节约能耗/%
11.18
产品指标
MIPA/%
99.99
99.99
DIPA/%
99.98
99.99
TIPA/%
99.90
99.96
4.工艺方案创新
4.1反应精馏加氢工艺
原料丙烷经脱氢反应得到的混合气中，存在着少量的MAPD（丙炔和丙二烯），为了提高丙烯的产量和纯度，工业上常采用选择性加氢的方法将混合气中的MAPD转化为烯烃和烷烃。
我们参考了石油裂解C3组分加氢工艺，并结合丙烷脱氢制丙烯工艺的自身特点，将选择性加氢反应器与脱乙烷塔合并为一个反应精馏塔，具体细节如下：
图4.1反应精馏塔模型
如图4.1所示，由变压吸附装置分离的混合气与氢气进入反应精馏塔。
产物从反应段上方液相进料，氢气从反应段下方气相进料，气液固三相接触发生反应。
塔顶气相采出乙烷和未反应的氢气；塔釜采出丙烷丙烯混合物，其中MAPD的含量在36ppm。
本项目使用反应精馏工艺有如下优势：
提高了对烯烃的选择性；减少了副产物“绿油”对催化剂床层的污染；塔内温度由操作压力下塔内物质沸点决定，易于控制；省去了选择性加氢反应器以及连接设备，缩短了工艺流程，降低了投资成本。
4.2新型共沸物分离技术的应用
在HPPO工艺中，溶剂甲醇与产物环氧丙烷会形成共沸物，影响了环氧丙烷与甲醇的分离。
为了打破共沸体系，本项目设计了一种新型共沸物分离技术（申请号:
2016106029375），具体如下:
图4.2甲醇吸附塔示意图
如图4.2所示，常压塔塔顶共沸物由顶部进入甲醇吸附塔T0305A，其中的甲醇和水被吸附剂吸附，塔底采出高纯度的环氧丙烷。
当吸附饱和时，将共沸物通入甲醇吸附塔T0305B进行吸附，同时向T0305A塔底通入180℃的乙烷气体，被吸附的甲醇受到高温汽化脱附，与乙烷一同从塔顶采出，完成了吸附塔的再生。
与变压精馏相比，采用先粗分离后吸附的工艺分离环氧丙烷与甲醇共沸物，在分离出产物中甲醇的同时，还除去了产物中存在的微量水分，进一步提高了产品纯度。
在简化工艺、节约成本的同时，还提高了工艺的稳定性与安全性。
5.厂址选择与厂区布置
5.1厂址选择
宁波化学工业区位于杭州湾南岸，宁波区西北侧辽阔的海涂上，规划面积56.22平方公里。
目前化工区已开发面积为6.5平方公里，现有炼化，韩国LG甬兴、中金石化有限公司、杭州湾腈纶、中化进出口公司等70多家企业落户园区。
按照宁波化工区总体规划（2002-2020），园区重点发展以炼油及乙烯为龙头的石化源头产业、合成材料产业、高分子产品产业和精细化工产业。
园区水陆交通便捷、四通八达，区域优势明显，本项目拟建在园区北部的发展用地上。
5.2厂区布置
厂区的布置考虑厂区的地形、地质构造等因素，综合本项目的生产和产品性质、特点和工艺流程最终确定了总厂布置图。
图5.1总平面布置图
厂区设置五个进出口。
其中一号东门为厂区正门，正对行政楼，主要用于公司职员上下班出入，属于人流出入口。
二号东门和北门与主干道相连，专门用于货车运送货物（原料和产品）等。
西门为消防出入口，靠近罐区和生产装置区，发生紧急事故时方便消防车进出，方便第一时间消防。
6.经济评价
表6.1主要技术经济指标表
名称
数量
单位
费用/（万元）
占总费用的百分比/%
丙烷
58
万吨
168200
41.72
过氧化氢
60
万吨
75000
18.60
液氨
1
万吨
2020.56
0.50
甲醇
75
吨
13.05
0.003
Pt-Sn/Al2O3催化剂
184
吨
13800
3.42
BC-H-30A催化剂
50
kg
72
0.018
TS-1催化剂
64
吨
2886.4
0.72
冷却水
39725.6
万吨
39725.6
9.85
低压蒸汽（0.8MPa）
339.2
万吨
50880
12.62
中压蒸汽（4.0MPa）
14.9
万吨
2607.5
0.65
电
4014.5
万千瓦时
2609.42
0.65
循环冷却水
22290
万吨
44580
11.06
燃气消耗
260.4
万m3/年
822.86
0.20
合计
403147.00
100.00
7．总结
首先我们通过查阅文献与市场调研确定了原料与产品方案，确定了一条以生产环氧丙烷为核心，副产丙烯、异丙醇胺的工艺路线。
然后采用AspenPlus软件完成全流程的详细计算，利用Aspen等软件完成了工艺过程模拟、设备选型与设计、自动控制方案设计、热集成网络计算和经济评价；使用Cup-Tower进行塔校核；使用SW6-2011计算主要设备的强度；使用AutoCAD绘制了工艺物料流程图（PFD）、管道及仪表流程图（P&ID）、关键设备装配图、厂区总平面布置图和车间设备布置图。
同时，使用SketchUp和PDMS等软件进行了工厂三维设计、车间管道布置及车间三维配管设计等工作，最后结合3D模型制作了厂区3D漫游视频。
对于本项目，我们坚持“环保节能，和谐发展”的理念进行设计。
从产品的生产工艺到设备的改进，从高新技术的应用到节能技术的应用，无一不将“绿色化工，科学发展”的思想应用到实处。
综上，在本套项目中，我们通过先进的工艺、高新的技术、改进的设备、能源的综合利用以及经济的合理分析，最终实现了25万吨/年环氧丙烷、8万吨/年异丙醇胺生产项目的目标，并且达到了人与自然的利益最大化。
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