年产8万吨聚丙烯生产工艺设计

前言

聚丙烯（Polypropylene，常缩写为PP）是丙烯（Proplylene，缩写为PR）单体聚合而形成的高分子聚合物，是一种通用合成树脂（或通用合成塑料）。

聚丙烯的有关性质如下： 1、聚丙烯的物理性质 ① 可塑性

PP是一种典型的热塑性塑料，它受热时易熔化，冷却时固化成型，且这一过程可以多次重复进行。由于这一特性，使聚丙烯加工成型十分方便，可以很容易用挤出、注塑、吹塑等方法直接加工成型。

② 耐热性

PP熔点较高，为164～170℃（纯等规物熔点达176℃），软化点为150℃以上，是通用树脂中耐热性能最好的一种。

③ 密度小

PP相对密度为0.90～0.91，是所有树脂中最轻的。 ④ 良好的物理机械性能

PP拉伸屈服强度一般可达30～38MPa，这也是通用合成树脂中最高的品种之一，它表面强度大，弹性较好，耐磨性良好。

⑤ 介电性能优良 ⑥ 吸水性小 ⑦ 抗冲击强度较低

这是PP的最大缺点，特别是在低温下其抗冲击强度急剧下降。但是可以通过共聚或共混攻性来改善它的耐低温冲击性能。

2、聚丙烯的化学性质

PP具有优良的化学稳定性，它与绝大多数化学品接触几乎不发生作用，其热化学稳定性也好，在100℃下，无机酸、碱、盐溶液除具有强氧化性者外，其余对PP几乎都无破坏作用。

PP是非极性有机化合物，对极性有机溶剂都很稳定，醇类、酚类、醛类、酮类和大多数羧酸都不易使其发生溶胀。只有芳烃和氯代烃（如苯、四氯化碳、氯仿等）在80℃以下时对聚丙烯有溶解作用。

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由于聚丙烯结构中存在叔碳原子，因此易被氧化性介质侵蚀。PP在光、紫外线、热、氧存在的条件下会发生老化现象，使其变质，失去原有的性质。要是PP不老化是不可能的，只有通过添加抗氧剂、紫外线吸收剂、防老剂等来减缓PP的老化速度，改善其抗老化性能。

下面简要为大家介绍一下国内外聚丙烯的生产发展状况。 1、国外聚丙烯生产工艺发展史。

1953年，德国Zigle（齐格勒）发明用TiCl4金属烷基化合物作催化剂，以乙烯为原料进行聚合得到聚乙烯。

1954年，意大利Natta (纳塔)教授在Zigle发明的催化剂基础上，发展了烯烃聚合催化剂，用具有定向能力的TiCl3为催化剂，以丙烯为原料进行聚合，成功制得了高结晶性高立构规整性（等规）的聚丙烯[2]，并创立了定向聚合理论。

1957年，根据 Natta 教授的研究成果，意大利Montecatini(蒙特卡蒂尼)公司在Frara首建世界上第一套间歇式PP工业生产装置（6Kt/a）。同年，美国Hercules(大力神)公司也建成了一套9Kt /aPP装置[3]。

1958～1962年，德、美、法、日等国先后都实现了PP工业化生产。

1964年，美国Dart（达特）公司的Rexall（雷克萨尔分公司）首用第一代催化剂及釜式反应器开创了液相本体法PP生产工艺。

1969年，Bsaf（巴斯夫公司）开发了立式搅拌床气相聚合Novolen工艺。 1971年，以Solvay（索尔维）公司开发的TiCl3-R2O（异戊醚）-TiCl4-Al(C2H5)2Cl络合型催化剂为典型代表的第二代催化剂（络合Ⅰ型催化剂）使液相本体法PP有了很大发展。

70年代后，Phillips（菲利浦）石油公司首用环管式反应器实现了液相本体法PP

生产工业化。

1980年，美国Amoco（阿莫科）公司采用自己的高效催化剂，选用卧式搅拌床，开发了新的气相聚合工艺，并建成世界上最大的气相法PP生产装置（135kt/a）。

1983年，美国UCC（联合碳化物）公司借鉴流化床聚乙烯工程放大生产经验，和成功开发超高活性PP催化剂(Shac)的Shell（壳牌）公司合作共同开发了“Unipol”PP气相流化床聚合工艺，于1985年在Texas（德克萨斯）建立了80kt/a装置，这是世界上第一个把高效催化剂与气相流化床相结合的新工艺。同年，意大利的Montecatini公司（即现在的蒙埃公司）也开发了“Spheripol”本体聚合新工艺，在意大利Brindise

（希林迪西）建成投产80kt/aPP装置。该公司于1983年11月与美国Hercules公司合营，改称Himont（海蒙特）公司。Himont公司均聚反应采用液相法环管反应器，而嵌段共聚反应采用气相法密相流化床反应器[8]。

2、国内聚丙烯生产发展状况

六十年代末，兰州化学工业公司石油化工厂从英国引进了采用Vickers-Zimmer（维克－吉玛）工艺技术及常规催化剂体系的5kt/a溶剂法PP生产装置。

1973年，北京燕山石化公司向阳化工厂利用国内研制的催化剂和溶剂法工艺，建成投产了一套5kt/a国产溶剂法PP生产装置。

1979年，北京化工研究院等单位在络合Ⅰ型催化剂的基础上研制成活性定向能力更好的络合Ⅱ型催化剂即TiCl3-R2O(正丁醚)-Al(C2H5)2Cl催化剂。络合Ⅱ型催化剂不但可以用于溶剂法聚丙烯工艺，而且由于它的高活性合高定向能力，也为用于液相本体法PP工艺打下了良好基础。

1975年，辽宁瓦房店纺织厂与大连物化所协作，建立了一套300t/a(1.5m3)聚合釜间歇式液相本体PP中间试验装置。随后，江苏省丹阳化肥厂于1978年首先建成一套4m3聚合釜千吨液相本体法PP装置，同年试车成功，在我国首先实现了液相本体法PP生产工业化。

国内液相本体法（习惯称之为小本体法）PP工艺是间歇式单釜操作工艺，该工艺以液相丙稀为原料，采用络合Ⅱ型三氯化钛为催化剂，以一氯二乙基铝为活化剂，以H2为聚合物分子量调节剂。到1995年，全国已在约50个厂中建立近七十套国内液相本体法聚丙烯生产装置。

80年代末，我国开始引进国外液相－气相组合式本体法聚丙烯工艺，使我国的聚丙烯生产技术达到了比较先进的水平。1989年扬子石化公司引进日本三井油化Hypol工艺建成140kt/aPP装置，1990年和1991年齐鲁石化公司和上海石化总厂先后采用Himont公司S-PP工艺建成70kt/aPP装置。其后，92－96年，抚顺石化公司乙烯化工厂，洛阳石化总厂，广州石化总厂，独山子乙烯工程，中原乙烯工程，茂名石化公司，大连西太平洋石化公司先后建成了这两种工艺的大型装置。与此同时，国内不断消化吸收世界先进工艺、设备技术，加紧实现催化剂、工艺技术设计与设备制造的国产化。

随着聚丙烯产品应用开发及PP后加工生产的迅速发展。国内市场对PP的需求量越来越大。94年我国PP产量接近86万吨，进口81万吨，95年国产和进口都超高100万吨。在这种形势下，原中国石化总公司决定在“九五”期间利用炼厂气丙稀资源建设

一批大型PP生产装置，包括九江石化总厂、长岭炼化总厂、武汉石化厂、福建炼化股份公司、济南炼油厂及荆门石化总厂等6家企业的70kt/aPP装置，这6套装置均由中国石化北京石油化工工程公司(简称BPEC)承担设计采用国产化S-PP工艺建设而成[8]。

第一章 设计的基础依据

1.1衡算原则

本设计以物料衡算和能量衡算为设计的基础。根据设计项目的年产量，运用质量守恒定律，通过对全过程和单元过程的物料衡算，计算出原料的消耗量、过程的损耗量及三废的生产量；在此基础上作能量衡算，能量衡算要求遵循能量守恒原则计算出蒸汽、水、电的消耗定额。

1.2.1能量守恒计算依据：∑Q进=∑Q出

Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6 式中：

Q1——所处理的物料带到设备中去的热量（kJ）；

Q2——由加热剂（或冷却剂）传给设备的热量或加热与冷却物料所需的热量（kJ），符号规定：输入（加热）为“+”，输出（冷却）为“-”；

Q3——过程的热效应（kJ）；符号规定：放热为“-”，吸热为“+”； Q4——反应产物由设备中带出的热量（kJ）； Q5——消耗在加热设备各个部件上的热量（kJ）； Q6——设备向四周散失的热量（kJ）。 1.2 设计原则

化工设计大体根据《化工工艺设计手册》进行相关的专业设计，设计过程遵循以下设计原则：

①符合国家的经济政策和技术政策，合理运用国家的财富和资源； ②设定合理的产品数量和质量指标；

③选择先进可靠的工艺技术，同时兼顾经济合理性； ④保证生产安全，堤防各种明显或潜在的危险；

⑤符合国家和各级地方政府制定的环境保护法规，对排放的三废进行处理。

第二章 文献综述

2.1聚丙烯工业概述 2.2国内外聚丙烯的供求现状

聚丙烯(PP)是热塑性合成树脂中的后起之秀，相继1954年意大利蒙挨公司(Mentedison)的纳塔(G-Natta)公布了齐格勒-纳塔(Ziegler-Natta)催化剂成功生产出高等规度的聚丙烯树脂后，于1957年9月在意大利建成间歇式6000t/a聚丙烯装置，自此聚丙烯的研究实现了工业化，直至现今世界聚丙烯工业已经走过了近六十年的成长道路，在这历程里，世界聚丙烯工业无论是在工艺技术、催化剂方面，还是在社会消耗需求及装置能力等方面都取得了惊人的发展。同时，聚丙烯已成为通用热塑性塑料中历史最短、发展和增长最快的品种[1]。 2.2.1国外消费现状

受全球经济衰退影响，2008年全球PP消费量为4486.7万t，同比2007年增幅仅为0.76%；而2009年全球PP消费开始出现回暖趋势，PP消费达到了4626.9t，同比2008年增幅为3.12%。美国汤森公司(Townsend Solut)预计，在今后5年内，全球PP消费将以年均3.7%速率增长[4]。

自美国化学品市场协会(CMAI)统计显示，2003年全球聚丙烯需求量达3540万吨。有学者调查指出2006年全球PP的总消费量为4192万t，比2005年增长约5.1%，2007年全球聚丙烯的总消费量约为4435.1万t，比2006年增长约5.8%，2001年~2006年需求量的年均增长率约为5.5%。其中亚洲、北美和西欧地区是最主要的消费及生产国家和地区，2007年这3个地区的消费量合计达到约3636.8万t，约占世界总消费量的82.0%，同比增长约6.3%，其中北美地区的消费量约占总消费量的21.1%，西欧地区约占16.8%，亚洲地区约占44.1%。产品主要用于生产注塑制品、纤维以及薄膜等，其中薄膜对聚丙烯的需求量约占世界总消费量的17.3%，纤维约占31.9%，吹塑制品约占1.7%，注塑制品约占38.4%，挤出制品约占7.5%，其他方面约占3.2%[2-3]。

2.2.2国外生产现状

预计今后几年，全球PP的生产能力将以年均约7.3%的速度增长，到2011年总生产能力将达到约6 097.8万t。近几年，世界PP市场的重心正在东移。中东新增加的丙烯和PP将改变全球的供需平衡。

2000年全球聚丙烯的产量达到了2820万吨，超过了聚氯乙烯的2600万吨跃居第二。2007年，全球PP的总生产能力达到约4698.2万t，同比增长约1.1%，其中亚洲地区的生产能力为1890.9万t/a，约占全球PP总生产能力的40.25%，成为主要的产销地。2009年，全球PP产能达到了5600万t/a。然而，受到技术人才缺乏及原料乙烷和丙烷短缺的影响，普遍开工不顺利，全球PP生产商的数量在逐渐减少，生产装置越来越集中在少数几家大的跨国公司手中，世界前10家PP生产企业的生产能力达到3055.8万t/a，约占世

[5]界总生产能力的52.70%（见表1）。其中巴塞尔公司是目前全球最大的PP生产商，2009

年生产能力达到710.4万t/a，约占全球PP总生产能力的12.25%；其次是中国石油化工集团公司,生产能力为402.3万t/a，约占总生产能力的6.94%。

表格 1 全球十大PP生产商及其产能

2007年

公司

莱昂德尔巴塞尔公司 中国石油化工集团公司 道达尔石化公司 英力士石油化学公司 萨比克公司

埃克森美孚化学公司 信任工业

中国石油天然气集团公司 台塑集团公司 北欧石油化工公司

合计

产能/ (kt·a-1) 760 334 185 255 171 187 160 168 165 2385

占全球比例，% 16.17 7.10 3.94 5.43 3.64 3.98 3.41 3.57 3.52 50.76

2008年 产能/ (kt·a-1) 6669 3540 2530 2295 2205 2125 2105 2068 1983 1880 27400

占全球比例，% 12.87 6.83 4.88 4.43 4.25 4.10 4.06 3.99 3.83 3.63 52.87

2009年 产能/ (kt·a-1) 7104 4023 2580 2330 2880 2125 2780 2689 2102 1945 30558

占全球比例，% 12.25 6.94 4.45 4.02 4.97 3.66 4.79 4.64 3.63 3.35 52.70

2.2.3国内消费现状

近年来，我国聚丙烯市场的需求量增长很快。2003年我国聚丙烯的表观消费量超过美国，成为世界上最大的聚丙烯消费国家。我国PP产品广泛应用于包装、电子与家用电器、汽车、纤维、建筑管材等领域。但部分性能好、有较高附加值的产品国内仍无法满足需求,同时汽车产业需要的改性料在国内也无法生产,需要大量进口。中投顾问指出：2009年前7月我国聚丙烯(PP)进口量比上年同期增长60%。未来几年，PP需求年均增长6%，我国仍是主要的PP进口国。我国最大的PP市场是主要应用于化肥、水泥和谷物包装的无纺布，2007年占国内消费量近50%。预计到2012年，受水泥、化肥、盐、蔬菜

和糖所需的无纺PP袋需求驱动，中国无纺PP袋的生产年增长率为5.2%。其次，预计到2012年中国生产汽车超1250万辆，每年需要PP38.5万吨；至2012年中国生产约4550台洗衣机，每年需要PP30.1万吨；至2012年，中国线缆工业的PP消费年增长率超过6%，但国内产品不能满足其苛刻的规格性能要求，线缆工业用PP仍需进口。2009年以来，中国宏观经济逐渐回暖，家用电器、电子、包装及建材家具等下游行业的繁荣有力推进我国聚丙烯市场的快速增长。 2.2.4国内生产现状

我国聚丙烯的工业生产始于20世纪70年代，经过30多年的发展，目前已经基本上形成了溶剂法、液相本体-气相法、气相法以及我国自主研发的间歇式液相本体法等多种生产工艺并举，大中小型生产规模共存的生产格局。

近几年，旺盛的市场需求催生聚丙烯产业快速发展，生产能力不断增长。截至2008年底，我国聚丙烯（PP）的生产厂家有90多家，生产装置有近120套，总生产能力达到765.0万吨/年，成为仅次于美国的世界第二大PP生产国。随着生产能力的不断增加，产量也不断增加。国家发改委产业协调司消息显示，2010年，聚丙烯产量达到917万吨，同比增长13.5%，而且聚丙烯价格上升了约15%，产品销售率接近100%，产销基本平衡，行业盈利水平提高。

尽管国内聚丙烯的生产能力随着需求不断扩大，并且石化产品和塑料生产方面正在提高自给率，但部分产品仍需要大量进口。我国聚丙烯近几年的供需情况见表2。

表格 2 近几年我国PP的供需情况

年份 产量/万t

净进口量/万t 出口量/万t 表观消费量/万t 自给率/%

2005年 523.0 302.3 2.3 823.1 63.5%

2006年 584.2 294.5 2.6 876.1 66.7%

2007年 712.7 307.0 3.1 1016.1 70.1%

2008年 742.4 278.9 4.2 1012.7 73.3%

2009年 820.5 416.3 4.5 1050.0 78.1%

未来我国PP自给率再现偏低局面，由于我国PP产业的技术水平与国际水平存在一定差距，主要体现在生产规模小，布局分散，集约化程度低，产品档次和附加值低等方面。建议在“十二五”期间，应重点加快催化剂、生产工艺、设备等技术开发；调整产业结构；淘汰或更新落后产能，提高行业整体规模等[2-3]。

2.3聚丙烯的分类

聚丙烯树脂可按不同方法进行分类:

①按聚丙烯分子中甲基(-CH3)的空间排列位置分为等规聚丙烯(isotaetic Polypropylene, iPP)、无规聚丙烯(atactic Polypropylene, aPP)和间规聚丙烯(syndiotatic Polypropylene, sPP)三类。一般生产的聚丙烯树脂中，等规结构的含量(称等规度)约为95%，其余为无规或间规聚丙烯。

②按加工类别及用途可将聚丙烯树脂分为注塑类、挤出类、窄带类、纤维类、挤出薄膜类[6]，各种类别的聚丙烯树脂有不同的技术要求，详见《GBT12670-2008聚丙烯(PP)树脂》。

③按参与聚合的单体种类分为均聚聚丙烯(PP-H)和共聚聚丙烯，后者又可分为嵌段共聚聚丙烯(PP-B)和无规共聚聚丙烯(PP-R)。

④按其改性方法大致可分化学改性和物理改性两类。化学改性包括共聚改性、交联改性和接枝改性；物理改性具体包括填充改性、填料的表面改性和增强改性等。

⑤按聚合工艺，可分为淤浆法、本体法、溶液法和气相法，或根据产品开发的需要，通过反应器串联采用组合工艺，将本体法与气相法有机结合起来应用。 2.4聚丙烯生产工艺的研究进展

聚丙烯的生产工艺主要有溶液法、淤浆法、液相本体法、气相法和本体-气相法组合工艺5大类。近年来，气相和本体工艺的比例逐年增加，世界各地在建和新建的PP生产装置将基本上采用气相工艺和本体工艺[7]。 2.4.1溶液法工艺简介

溶液法是最老的聚丙烯工艺之一。该法聚合温度在聚合物熔点以上，高达140-150℃，压力为7~8MPa，采用有机锂铅化合物催化剂，使丙烯在高沸点的直链烃中聚合，副产出大量的无定形聚合物。此法需用高压容器，回收聚丙烯和脱除无规物流程复杂，设备投资大，成本高，故该技术早已过时，只有美国Eastman公司由于对无定形聚丙烯的内部需要而采用该技术。 2.4.2淤浆法工艺简介

淤浆法又称溶剂法或悬浮聚合法，是最早的聚丙烯生产工艺。从1957年第一套工业化装置一直到80年代中后期，淤浆法工艺在长达近30年的时间里一直是最主要的聚丙烯生产工艺。其工艺成熟,产品性能优越，在目前多个老PP浆液法装置仍生产一些高质量的聚丙烯产品。该法采用三氯化钛和烷基铝为主要成分的催化剂体系,以对催化剂呈惰

性的C5~C7烃类为溶剂，在温度为50~80℃、压力为1MPa左右的工艺条件下进行丙烯聚合。应用该法的有意大利的蒙特埃迪生公司、日本三井公司、美国阿莫柯公司、赫格里斯公司以及西德的赫希斯特公司的技术。 2.4.3本体法工艺简介

本体法聚合工艺以液态丙烯作为聚合介质，液相本体聚合反应速率远高于溶剂聚合反应速率。在本工艺中，液态丙烯同时作聚合单体和稀释剂，减少了溶剂回收工序，聚合压力一般为2.5~3.5Mpa，温度50~80℃，催化剂活性较高,流程短，易于操作。这类最早于1964年美国Dart公司实现工业化，采用串联三台立式搅拌釜反应器，利用丙烯蒸发冷凝撤出反应热。采用环管反应器的本体法工艺由菲利浦斯石油公司(Phillips Petroleum)开发成功并实现工业化生产。本体法工艺技术在70年代发展较快，70年代后期至二十世纪末改造、新建工厂大多基于此法。 2.4.4气相法工艺简介

气相法工艺中丙烯在气相聚合，采用搅拌床或流化床反应器，用部分丙烯液体汽化和冷却循环气撤出反应热。1969年，德国BASF公司首先开发出采用立式搅拌床气体聚合反应器的Novolen工艺，实现了气相法聚丙烯生产工业化，由于高效催化剂的开发，气相法工艺自70年代后期以来发展速度很快，被认为是最有潜力的工艺，该工艺的快速增加正挑战居世界第一位的Spheripol工艺（本体-气相法组合工艺）。据NTH公司称，1997年以来，世界范围内许可的PP新增产能的55%都是采用Novolen气相工艺，今后气相工艺还将有逐步增加的趋势[8]。目前，世界上气相法PP生产工艺主要有BP公司的Innovene工艺、联碳公司的Unipol工艺、BASF公司的Novolen工艺、住友化学公司的Sumitomo工艺以及Basell公司开发的Spherizone工艺等。

气相法工艺特点

气相法生产工艺与淤浆法和本体法工艺相比，具有以下一些特点：

①可在宽范围内调节产品品种。聚合反应没有液相存在，易于控制丙烯产物的分子量和共聚单体含量，这样就易于生产分子量分布和共聚单体含量范围比其他工艺宽的产品；因为只要改变反应器内的气体组成，就可以改变产物的组成，所以可以缩短产品牌号切换的过渡时间，且减少过渡产品。

②适宜抗冲聚丙烯的生产。在浆液法工艺中，溶剂会溶解在反应过程中生成的无规物，因而使反应器内物料黏度增加，以致影响搅拌、混合，特别是生产高抗冲共聚物时，橡胶相会部分溶解在溶剂中。因而气相法是最适宜生产抗冲聚丙烯的生产工艺。

③安全性好，开停车方便。在气相聚丙烯中，包括丙烯在内的所有可燃性物质在反应器中都处于气相，每单位反应器容积中的物料数量远小于非气相法工艺。所以当出现突然事故（如供电事故）时，只需安全排出反应体系中的气体使反应器泄压，反应就可在短时间内停止，不会引起任何异常反应。只要恢复催化剂进料，升压反应系统就可以方便地恢复生产。

④反应器是气—固想出料，没有液相单体需要气化，蒸汽消耗量少，反应器出口可直接得到干燥的产品，而不需干燥工序。

⑤气相法工艺流程较短，设备台数少，固定投资费用低。

但气相聚合工艺中也有其他工艺中没有的技术困难和问题。如流化床反应器中气体的分布、床层的均匀流化、控制露点是气体在反应器中不致液化，聚合热的移出及反应温度的控制、如何防止聚合物结块、适宜气相聚合的催化剂的开发等，不同的气相法工艺都有各自的专利或专有技术。 2.4.5本体—气相法组合工艺简介

本体—气相法组合工艺是80年代初，随着第三、四代载体(HY-HS)高活性/高立体选择性TI系聚丙烯催化剂（日本三井油化商品名TK，海蒙特公司的为FT-4S/GF-2A）的研制成功后，海蒙特公司开发出采用环管反应器生产均聚物具有划时代意义的本体法新工艺——Spheripol工艺，三井油化公司开发出采用釜式反应器的本体法工艺——Hypol工艺。这两种工艺都通过采用串联气相反应器生产抗冲共聚物，结合了本体法和气相法的优点，产品牌号多。继后Borealis公司(北欧化工)于1998年开发出新型的Borstar工艺(北星双峰)PP工艺，该工艺源于北星双峰聚乙烯工艺，工艺采用与北星双峰聚乙烯工艺相同的环管和气相反应器，该工艺的环管反应器可在高温或超临界条件下操作，是世界上唯一能在超临界条件下操作的工艺。

Hypol工艺将本体法丙烯聚合工艺的优点同气相法聚合工艺的优点融为一体，是一种不脱灰、不脱无规物的多级聚合工艺技术，能生产多种牌号聚丙烯产品（其熔体流动指数范围为0.1-600）。在聚合釜中进行均聚或无规共聚时，反应釜中的聚合温度为65-75℃，压力为3-4MPa；生产嵌段共聚时，浆液进入流化床反应器进行气相聚合，聚合温度为80℃，压力为1.7-2.0MPa。该工艺具有催化预处理和进料设备简单，可靠性高；多级反应系统可降低催化剂的短路现象；大量丙烯依靠第三气相反应器的反应热进行气化，这种聚合/蒸发系统无故障且便于使用；聚合物具有很高的立体规整度和刚性。

Spheripol是目前全球最广泛应用的聚丙烯工艺技术。它采用高效，高选择性催化剂，在聚合反应过程中直接得到?1~5mm的性能接近造粒料的球形聚丙烯颗粒由于高效催化剂和Spheripol工艺的结合基本上实现了聚丙烯“三高、四无”，即:催化剂高效、高选择性、产品高等规度；无脱灰、无脱无规、无溶剂、无造粒。从而使Spheripol工艺在世界上具有很强的竞争力。自1982年首次工业化以来，其公司几经更并，由原Himont、继Montell公司至今Basell公司均不断进行技术更新及推广，目前，世界上采用Spheripol工艺生产的聚丙烯装置有近百套，总生产能力约为1460万吨/年，约占世界聚丙烯总生产能力的36.8%。其中北美地区的生产能力为403万吨/年，亚洲地区合计为419万吨/年，西欧地区的生产能力为410.5万吨/年[9]。该技术该工艺操作参数与Hypol工艺基本相同，主要区别在于Hypol工艺中均聚物不能从气相反应器旁路排出，部分从高压脱气罐来的闪蒸气返回气相反应器。 2.5生产工艺的选择

前面介绍了几类聚丙烯的工艺技术，至今仍具有竞争力和生命力的工艺技术主要是气相法、本体法和本体—气相法组合工艺，包括Spheripol工艺、Unipol工艺、Novolen工艺、Innovolen工艺、Borealis工艺以及Spherizone工艺（简单工艺技术比较见下表）。所有这些工艺都采用气相法生产抗冲共聚物，差别在于均聚物的生产工艺，本体法工艺主要采用环管反应器，采用釜式液相反应器的工艺（Hypol工艺）已不能适应装置大型化的要求。本体法工艺都有催化剂的预聚合过程，而气相法工艺一般直接将催化剂加入聚合反应器，流程较简单，设备台数相对较少。对于大规模生产装置，各种工艺技术的水平趋于渐进，有数据显示，投资单条装置规模为20万t/a的聚合生产线及造粒生产线， Spheripol工艺在上述工艺中的总现金成本最低，较前四种主要工艺技术界区内投资最大相差6.6%，而生产成本仅相差1.5%，这也表明主流聚丙烯工艺技术的经济性非常接近，无论再投资、消耗定额和主要产品的性能等方面的区别并不显著。而Borstar工艺由于在超临界条件聚合，流程较复杂，界区内投资和生产成本较高；Spherizone工艺与Spheripol工艺相比，投资与运行成本相近，但专利技术转让费较高，后利润高[7,10]。对于工艺技术的选择，要根据设计规模，综合考虑工艺技术的先进性、经济性、产品质量和将来生产的灵活性以及专利商的技术开发实力等因素。

表格 3 简要工艺技术比较表

项目 Spheripol工艺 Borstar工艺 Unipol工艺

Novolen工

艺 Innovene工

艺

MC系列催化剂 BC催化剂 小环管反应器 小环管反应器

1个环管反应

均聚反应

双环管反应器 器+1个气相

器

流化床反应器

共聚反应流化床反应器流化床反应器器 （1个或2个） （1个或2个）

HP,RCP,ICP,

HP,RCP,ICP 产品类型

三元共聚物

MFR范

宽 宽

围 PI范围 宽 宽

专利商/公司 催化剂 预聚合

Basell Borealis Univation SHAC 无 1个气相流化床反应器 1个气相流化床反应器 ICP,丙烯-丁烯共聚物

较窄 较窄

ABB/EQUIS

TAR PIX催化剂

无 1个立式搅拌床反应器 1个立式搅拌床反应器

BP CD催化剂

无 1个卧式搅拌床反应器 1个卧式搅拌床反应器

HP,RCP,ICP HP,RCP,ICP

较窄 较窄

较窄 较窄

①HP—均聚物；②RCP—无规共聚物；③ICP—抗冲共聚物。

第三章 Spheripol工艺

3.1工艺特性介绍

Spheripol工艺是当今最先进可靠的聚丙烯工艺之一，采用一组或两组串联的环管反应器生产聚丙烯均聚物和无规共聚物，再串联一个或两个气相法密相流化床反应器生产抗冲共聚物。与其他技术不同的是，其催化剂生产的粉料呈圆球形，颗粒大而均匀，一些工业化装置产品已实现不经造粒直接出厂，尤其是对于高MFR不能挤压造粒的产品。 3.1.1液相环管反应器

Spheripol工艺采用的液相环管反应器具有以下特点，因而特别适合生产均聚物和无规共聚物[11]。

①反应器内聚合物浆液浓度高[>50%（质量分数）]，反应器的单程转化率高，均聚的丙烯单程转化率为50%-65%。

②具有很高的时—空产率（可达400ksPP/h·m3），因而反应器的容积较小，投资小； ③停留时间短，产品牌号切换快，过渡料少，损耗低；

④反应体系传热性能好，其一，以丙烯液体作聚合物悬浮颗粒的稀释剂及传热介质，使聚合物与丙烯之间有很好的热传递。其二，采用冷却夹套从管壁撤出反应热，单位体积的传热面积大，传热系数大，据称环管反应器的总体传热系数高达1600W/(m2·℃)；

⑤反应器结构简单，材质要求低，可用低温碳钢，设计制造简单。由于管径小（DN500或DN600），即使压力较高，管壁也较薄；

⑥带夹套的反应器直腿部分可作为反应器框架的支柱，这种结构设计降低了投资； ⑦环管反应器内的浆液用轴流泵高速循环，流体流速大于7m/s，因此可使聚合物淤浆搅拌均匀，催化剂体系分布均匀，聚合反应条件容易控制而且可以控制得很精确，产品质量均一，而且不容易产生热点，不容易粘壁，轴流泵的能耗也较低。

⑧为了利用双峰来拓宽分子量分布，也由于装置建设大规模的需要，Spheripol工艺一般采用两个串联的环管反应器。虽然这种设计投资较高，但在产率和催化剂的收率相同时，两个反应器的总容积要小于单个反应器的容积。 3.1.2气相密相流化床

Spheripol工艺的抗冲共聚反应采用气相法生产，反应器是一个或两个串联的密相流化床反应器。

多相（抗冲）共聚物采用气相法生产是各个工艺技术普遍的选择：

①多相共聚反应是在均聚反应后进行，聚合物颗粒来自均聚反应器，在多相共聚反应器中不再有催化剂组分的分布问题。

②在多相共聚反应时要加入乙烯，而乙烯的反应速率很快，动力学常数大，因此反应所需的停留时间短，而反应的压力可以低。

③气相反应系统不存在液相单体或溶剂，而使聚合物具有抗冲击性能的无定形橡胶相(EPR)是高度可溶于液相烃类单体的。这样，唯一经济可行的方法是将均聚物和橡胶相的生产分成两步进行，将橡胶相添加到均聚物母体上，流化床反应器是生产橡胶相最经济可靠的方法，气相反应中生产的橡胶相不会被溶解出来。这不但对保证共聚物的质量有利，而且所生成的共聚物的表面不易发粘。这对减轻共聚物挂壁或结块堵塞都有好处。

以上三个原因，为多相共聚采用气相工艺创造了非常有利的条件，而且采用气相反应器生产橡胶相还有以下一些优点：颗粒的流动性好，不发粘；可设计较高的流化速率使气体和颗粒之间的传热系数较高，可采用循环气体冷却撤热；流化床内温度和气体组成分布均匀；当颗粒粒度分布(PSD)窄时可以有很好的流化和分离；选择合适的操作条件可以使催化剂的活性得到较好的保持。

至于Spheripol工艺的多相共聚反应器为什么采用气相法密相流化床，这是基于其催化剂的粒径大而且圆，因此所生成的聚合物颗粒大（粒径2mm左右），且粒径分布窄，颗粒呈球形，流动性好，堆积密度高（450ks/m3），不像细粉那样容易被气流吹走。这样就为采用密相流化床反应器创造了极有利的条件，从而可以缩小反应器的体积，不需要在稀相流化床反应器上留有很大的气—固分离空间，因而不但降低造价，节省能耗，

同时也减少了挂壁的机会。这种形式的反应器时—空产率可达80kgEPR/h·m3（总反应器容积），容积利用率接近50%，因而反应器容积远小于其他类型的流化床反应器。

采用一个气相反应器系统可以生产乙烯含量在8%-12%（质量分数）的抗冲共聚物。如需生产橡胶相含量更高且可能具有一个以上分散相的特殊抗冲共聚物（如低应力发白产品），则需要设计两个气相反应器系统，保持两个气相反应器系统中的气相组成和操作条件独立，可以获得两种不同的共聚物添加到均聚物中。 3.1.3辅助工程系统

采用汽蒸和干燥两步法处理聚合物，先向聚合物吹入蒸汽，将夹带的微量单体吹脱出来，并分解残余催化剂，聚合物随后用闭路循环的热氮气进行干燥。这种两步法与向脱气仓中通入氮气和蒸汽混合气的一步处理方法相比虽然增加了一些设备，但可以很容易将蒸汽尾气中的蒸汽冷凝而分离出纯烃类单体，能够完全回收利用尾气中的烃类，降低单体的消耗。闭路氮气干燥系统还降低了装置的氮气消耗量。如要将脱气仓排放的低压尾气中的烃类分离回收，需要采用复杂的膜分离技术，且不能完全分离，而送火炬烧掉则增加单体的消耗。 3.1.4Spheripol工艺的综合优势

①Spheripol工艺有严格完善的安全系统设计，使装置有很高的操作稳定性和安全性。 ②新一代Spheripol工艺采用纯的添加剂加入系统，使产品质量更加均一稳定，而且方便产品切换。

③Spheripol工艺技术能提供全方位的产品，包括均聚物、无规共聚物、抗冲共聚物、三元共聚物（乙烯—丙烯—丁烯共聚物）。其均聚物产品的MFR范围为0.1-2000g/10min，工业化产品的MFR达到1860g/10min（特殊的不造粒产品），高刚性产品的弯曲模量达到2300MPa，使Spheripol工艺具有极强的竞争力。

④Spheripol工艺拥有先进的催化剂技术。Basell公司有多种催化剂体系可用于Spheripol工艺生产不同类型的产品，如MC-GF2A催化剂用于生产均聚物，MC-MI用于生产大球形的抗冲共聚物及均聚物和无规共聚物等。

⑤Spheripol工艺采用模块化设计方式可以满足不同用户的要求，易于分步建设（如先上均聚物生产系统，再适时增加气相反应系统），装置的生产能力也容易扩大[12-13]。

3.2工艺过程

Spheripol工艺过程分多个工序，包括原料精制及催化剂制备系统、预聚合及液相本体反应系统、气相共聚反应系统、聚合物闪蒸脱气及单体回收、聚合物汽蒸干燥、挤压造粒等工序[14]。

一般地，能力小于100kt/a的装置可以设计成单环管反应器系统。随着新一代Spheripol工艺开发，设计成两个环管反应器，以利用双峰来拓宽分子量分布。图1为两个环管反应器加两个抗冲共聚反应器工艺流程示意图。

图表 1 Spheripol工艺流程图

3.2.1原料精制及催化剂制备系统

丙烯中主要含有水、硫、氧、一氧化碳、二氧化碳、乙炔、砷化物等杂质，会降低催化剂活性，不但影响聚合反应的正常进行，而且还对聚丙烯的质量产生很大的影响。所以设计原料精制系统以除去这些杂质，一般流程为水解、脱硫、脱氧、脱砷。

桶装的固体催化剂在装置内要用烃油和脂配制成混合均匀的催化剂膏，然后用液压催化剂注入器加入预聚合反应器系统。助催化剂和给电子体分别用计量泵加入预聚合反应器，3种催化剂颗粒内部具有相同的催化活性，然后用低温丙烯将催化剂混合物带入预聚合反应器。

3.2.2预聚合和液相反应系统

预聚合反应器是一个小的环管反应器，配制好的催化剂络合物与丙烯液体混合进入预聚合环管反应器，在聚合温度20℃、压力3.3MPa下，停留约4min，催化剂被生成的少量聚丙烯包裹，以提高催化剂颗粒的机械强度，避免在主反应阶段因高强度聚合反应而使催化剂颗粒破碎。在预聚合过程中催化活性有所提高，达50~150gPP/gcat。

预聚合后的催化剂淤浆、丙烯单体和调节分子量的氢气依次进入两组环管反应器，丙烯在此进行液相均聚和无规共聚反应。在聚合温度约70℃，压力约3.3~3.4MPa条件下，一部分丙烯进行了聚合，余下的丙烯仍为液态而作为固体聚合物的稀释剂。第一环管反应器催化剂停留时间约1.15h，第二环管反应器约为0.85h，合约2h。催化剂活性达20~30kgPP/gcat，浆液浓度约为50%，其密度为560g/L。反应的压力，温度和淤浆浓度都是自动监测和自动控制的。

每组反应器有4或6（取决于装置的生产能力）根管组成2或3个环，反应器底部配有一台轴流循环泵以保证浆液高速循环，反应热靠夹套冷却水撤除。 3.2.3闪蒸脱气

从第二环管反应器底部连续排出浆液进入闪蒸加热管线，用蒸汽加热以保证随浆液排出的液相单体全部气化，然后将气态和固态的物料送到旋风分离器式闪蒸罐，在约1.8MPa压力下将未反应的丙烯闪蒸出去而与聚合物分离。

气相单体进入丙烯洗涤塔回收循环使用，固相聚合物粉料进入低压闪蒸塔进行闪蒸或去共聚气相流化床反应器。 3.2.4气相共聚反应系统

生产多相共聚物时，来自脱气塔的聚合物粉末需进入一个或两个气相流化床反应器中进行共聚，同时加入新鲜气相丙烯、乙烯、氢气，以聚合单体为流化介质，反应器内

气体流速高达0.7m/s，反应温度75~80℃，压力1.0~1.4MPa。反应热用大量循环气导出。共聚物粉料进入低压闪蒸塔，进一步脱除残余丙烯。 3.2.5干燥挤压造粒系统

汽蒸后的粉料进入干燥器，在此停留约5-10min，用闭路循环的热氮气吹除粉料表面的水分。干燥后的粉料通过氮气气流输送系统风送至粉料料仓。

粉料料仓的纯聚合物粉料经计量后连续送入挤压机，在此与添加剂混合、熔融、塑化，再经水下切粒，并经干燥、筛分后，送到掺混料仓。

第四章 总体方案及工艺理论

4.1生产规模及产品要求 4.1.1生产规模

根据国内聚丙烯市场的供需情况，考虑省内现有的丙烯原料情况，本项目拟先建设规模为均聚聚丙烯180000吨/年的聚丙烯项目，气相共聚工程有待后期扩能扩产。 4.1.2产品牌号及指标

本项目选定的部分有代表性的产品的质量指标详见表。

表格 4 均聚树脂产品牌号及性能

产品牌号

熔融指数 表观比重 挠曲弹性模量 抗拉屈服强度 拉伸屈服伸长率 1zod冲击强度23℃ 洛氏硬度

维卡软化点，10N

热变形温度，0.46N/mm2 空气加速老化150℃电炉

单位 dg/10min g/cm3 N/mm2 N/mm2 % J/m R scale ℃ ℃ ore

测试方法 ASTM D1238 ASTM D1505 ASTM D790 ASTM D638 ASTM D638 ASTM D256 ASTM D785 ASTM D1525 ASTM D648 ASTM D3012

Q30P 0.7 0.9 1450 35 13 90 90 152 92 360

S28F 1.8 0.9 1450 36 12 60 90 152 94 360

T50G 3 0.9 1500 36 12 45 90 153 95 1500

Z30S 25 0.9 1700 37 10 30 97 155 97 360

4.2反应机理

PP是丙烯由Ziegler-Natta催化剂作用在较低温度和压力下聚合而得到的一种聚合物，可以是丙烯单体均聚物或者与乙烯及其他α-烯烃的共聚物。其聚合机理是按配位阴离子聚合机理进行，多年来不同的研究者提出了许多机理和对应的模型，其中较有代表

性的是Natta的双金属模型和Cossee-Arlman的单金属模型，但由于聚合反应十分复杂，至今仍没有完全研究清楚，也没有形成统一的认识，故具体的机理模型在此不作解释[15]。

丙烯聚合的催化剂主要有三氯化钛（TiCl3）和烷基铝（Et3Al）组成，在TiCl3-AlEt3催化剂存在下发生聚合反应，与离子聚合类似，同样经历链引发、链增长、链终止、和链转移几个聚合阶段。

链引发

链增长

链转移 向单体转移

CAT—CH2—CH—CH2—CH—R + CH2=CH → CH2=C—CH2—CH—R + CAT—CH2—CH2nnCH3CH3CH3CH3CH3CH3 向烷基铝转移

CAT—CH2—CH—CH2—CH—R + AlR3 → CAT—R + R2Al—CH2—CH—CH2—CH—RnnCH3CH3CH3CH3R2Al—CH2—CH—CH2—CH—R → R2AlH + CH2=C—CH2—CH—RnnCH3CH3CH3CH3 向氢转移

CAT—CH2—CH—CH2—CH—R + H2 → CAT—H + CH3—CH—CH2—CH—RnnCH3CH3CH3CH3CAT—H + CH2=CH → CAT—CH2—CH2CH3CH3 链终止 自动链终止

CAT—CH2—CH—CH2—CH—R → CAT—H + CH2=C—CH2—CH—RnnCH3CH3CH3CH3 杂质链终止（包括水、醇、酸、胺等配位聚合终止剂）

H2O + CAT—CH2—CH—CH2—CH—R → CAT—OH + CH3—CH—CH2—CH—RnnCH3CH3CH3 CH34.3熔融指数（MI）对产品质量的控制

熔融指数亦称熔体流动速率，是指热塑性树脂在熔体流动速率测定议上，在一定温度和压力下，熔体每10min通过标准毛细管的重量值，以g/10min为单位表示。

熔融指数是衡量热塑性树脂在熔融的状态下流动性能好坏的指标，其值大体上反映着树脂的分子量的大小。当树脂的分子量越小时，MI值越大，一般认为热塑性树脂的熔融流动性能越好；反之亦然。所以，熔融指数是每批聚丙烯产品生产过程中必测的项目指数，也是聚丙烯加工工艺的重要参考指标。

因此，控制聚丙烯产品质量就要从控制产品的熔融指数着手。由于熔融指数从根本上取决于分子量，即需要通过控制分子链的长度。从反应机理可知，在聚合反应中活性链可向单体、烷基铝、氢、熔解基铝转移，其中氢气的量可在过程中调节，故在聚丙烯生产中，采用调节聚合反应期间加入氢气的浓度的方法来控制熔融指数，此操作称“氢调”。随着H2/C3的比例增大，聚丙烯分子量相应变小，熔融指数相应增大。

第五章 设计计算

5.1.1丙烯的物化性质

外观与性状：无色、有烃类气味的气体。 分子式：

相对密度：1.937g/L(20℃)；0.6095(-47℃) 沸点：-47.0℃

Q1Ⅰ=m·CP聚丙烯(T2-T1)+CP丙烯·[m·(T2-T1)+ m’·(T2’-T1’)]=1.801kJ/(kg·℃)×170kg×(70℃-20℃)+2.853kJ/(kg·℃)×[8800.60kg×(70℃-20℃)+17296.2kg×(70℃-25℃)]=3491286.7kJ

环管Ⅰ温度控制在70℃左右，按10%的损失计算，设所需冷却水的质量为m水Ⅰ，则Q2Ⅰ=0.9m水Ⅰ·CP水·△T

聚合反应热：

Q3Ⅰ=m·HfPP=-2050.16kJ/kg×14276.49kg=-29269088.7kJ 设备向四周散失的热量： Q6=∑FαT(tw-t)τ×10-3

当tw<150℃是，管壁隔热层外有公式：αT=8.1-0.045(tw-t)，则设定隔热套外表温度为65℃时，αT=8.1-0.045×(65-25)=6.3W/(m2·℃)

设直管长60m，夹套外径6.09m，忽略弯管散热情况：

Q6Ⅰ=(3.14×6.09m×60m×4)×6.3W/(m2·℃)×(65℃-25℃)×3600s×10-3=4163525.5kJ

能量守恒得：

Q2Ⅰ=-Q1Ⅰ-Q3Ⅰ+Q6Ⅰ=29269088.7kJ-3491286.7kJ-4163525.5kJ=21614276.5kJ，所需补足10℃冷却水的质量：

m水Ⅰ=(Q2Ⅰ-△Q)/0.9CP水·△T=21614276.5kJ/[0.9×4.2kJ/(kg·℃)×10℃]=571806.3kg 5.3.5环管Ⅱ聚合工序衡算

新鲜丙烯的显热变化：

Q1Ⅱ= m·CP丙烯(T2-T1)=15364.9kg×2.853kJ/(kg·℃)×(70℃-25℃)=1972622.7kJ 环管Ⅱ温度控制在70℃左右，按10%的损失计算，设所需冷却水的质量为m水Ⅱ，则Q2Ⅱ=0.9m水Ⅱ·CP水·△T

聚合反应热：

Q3Ⅱ=-2050.16kJ/kg×8280.36kg=-16976062.86kJ 同理设备向四周散失的热量： Q6Ⅱ=Q6Ⅰ=4163525.5kJ 能量守恒得

Q2Ⅱ=-Q1Ⅱ-Q3Ⅱ+Q6Ⅱ=-1972622.7kJ+16976062.86kJ-4163525.5kJ=10839906kJ 所需冷却水的质量：

m水Ⅱ=Q2Ⅱ/0.9CP水·△T=10839906kJ/[0.9×4.2kJ/(kg·℃)×10℃]=286770kg 5.3.6闪蒸体系衡算

液相丙烯由高压闪蒸为气相丙烯，经袋滤器分离，此过程是液相丙烯释放出潜热使自身汽化的相变化过程。70℃液体丙烯热焓Hl=400Btu/lb，72℃丙烯气热焓Hv=512Btu/lb。则:

△H=512-400=112Btu/lb=62.2kcal/kg

考虑管壁散热等因素，按15%的损失计算，汽化丙烯量所需热量:

Q汽化=m·△H=18595.06kg×62.2kcal/kg/(1-0.15)=1360720.9kcal=5693256.1kJ 100℃~110℃的蒸汽热焓值△H蒸汽=640kcal/kg=2677.8kJ/kg，用间接蒸汽加热是蒸汽的用量：

G蒸汽=Q汽化/(△H蒸汽-CP丙烯·tn)

= 5693256.1kJ/(2677.8kJ/kg-2.853kJ/(kg·℃)×72℃)=2302.7kg 5.3.7公用工程衡算

汽蒸消耗蒸汽300kg/t，则一小时消耗汽蒸用 m蒸汽=300kg/t×22727.3/1000t=6818.2kg 干燥鼓风用氮气30m3/t，则一小时消耗汽蒸用 V氮气=30m3/t×22727.3/1000t=681.8m3 水的汽化热为540kcal/kg=2259.4kJ/kg

干燥汽化水消耗热量：Q=2259.4kJ/kg×681.8325kg/h=1540532.4kJ

电能消耗量，E=Q2总/860η，其中电热装置的电工效率η一般取0.85~0.95，Q2总

=477220kJ+21614276.5kJ+10839906kJ+5693256.1kJ+1540532.4kJ=38624658.6kJ

E=Q2总/860η

E=38624658.6kJ/(860×0.85)=52838.1kW·h

表格 9 动力消耗一览表

序号 动力名称 单位 1 2 3 4

蒸汽 电 循环水 氮气

规格

成品单耗量/t 401.3 2324.9 38.3 30.0

每小时 消耗量 9120.9 52838.1 871.2 681.8

每年 消耗量 7.22×107 4.18×108 6.90×106 5.40×106

使用 情况 连续 连续 连续 连续

kg ／ kWh 380V t 10℃温差 m3 工业级

5.4设备选型 5.4.1设备选型基准

设备的计算和选型是根据物料衡算以及能量衡算的数据，结合选址环境情况选择合适的材质和计算设备的大小等数据。 5.4.2环管反应器设计[16]

反应器总体结构简单，由四条直管和成180°弯管组成。

已知环管反应器中物料密度约为560g/L，由物料衡算可知，设计以每小时最大处理量40000kg为目标，则反应器体积为71.4m3，以公称直径为0.6m设计反应管，则需要4条管长60m。

简单的结构对材质要求低，可用低温碳钢，主要管壳以SA516 GR70（SA671/G RCC#）。 5.4.3设备一览表

表格 10 设备一览表

设备名称 预聚合反应器 聚合反应器 夹套水冷却器 原料进料泵

贮罐 循环泵 加热器 单体冷凝器 高压脱气罐 催化剂注入泵 共聚反应器 循环鼓风机 压缩机 低压闪蒸罐

数量 1 2 3 5 5 1 1 1 1 2 2 1 3 1

设备名称 鼓风机 混合器 进料料斗 称重进料器 液体进料器 挤出机 模面切粒机 离心脱水器 颗粒输送机 筛分器 掺混贮存料仓 包装机料斗 包装机 称重料斗

数量 1 1 1 1 1 2 1 1 1 1 1 3 3 3

第六章 生产安全及环境保护

6.1安全要求

生产聚丙烯所用的原材料(如丙烯、乙烯、氢气)等都是易燃易爆物质；三氯化钦与空气接触会分解放出HCl，影响人体健康与腐蚀设备；三乙基铝暴露于空气中会发生剧烈

氧化而自燃；聚丙烯粉尘在空气中达到一定限度后会产生粉尘爆炸。所以，操作人员必须提高警惕，并对他们进行必要的安全教育。

在装置设计中，应充分考虑到不正常时的安全技术措施，建设项目必须配有火炬系统，将不正常排放的可燃气体和有毒废气燃烧，该系统的处理能力应满足装置紧急停车物料的最大排放量；为确保安全，设有事故越限报警信号和安全仪表联锁装置等；在装置布置上，将防火区与非防火区远离，以免相互影响；装置的下水道设有水封、隔油、透气管等，防止可燃气体存积和到处散发；电缆沟内充填沙子，以防止烃类气体积存于低洼处；为控制火源，在生产区尽量避免大量贮存易燃易爆物品，并严禁携带火种、烟火等物进入防火区；在连续法装置生产过程中，聚丙烯粉末不直接与空气接触，而用氮气进行粉末输送，并在设计中考虑了消除静电的措施；界区内设有消防水与泡沫消防设施，操作人员或进场参观人员必须严格遵守各项安全技术规程。 6.2环境保护

鉴于化学工业的特点，化学工业建设项目存在潜在环境危害和环境风险较大，因此，化工建设项目实施过程中，严格按《环境影响评价法》规定执行环境保护，以下是该项目环境保护设计的法律法规依据：

①《化工建设项目环境保护设计规范 GB50483-2009》 ②《地面水环境质量标准 GB3838-98》 ③《大气环境质量标准 GB3095-96》 ④《工业企业噪声控制设计标准 GB3096-93》 ⑤《污水综合排放标准 GB8978-96》 ⑥《锅炉烟尘排放标准 GB3841-83》 6.2.1三废治理

Spheripol工艺生产聚丙烯过程产生的“三废”少，对环境影响较少。其废水主要来源于原料精制过程及闪蒸用真空泵排出水、化验室废水。这些废水与装置其他工业生产废水混合后即可达到排放标准。废气主要来源于闪蒸汽蒸去活过程中排出的尾气等。目前装置都配置有单体循环回收系统和尾气回收系统，不但可以提高原料利用率，少量尾气均可经过处理后引至高空火炬排放。其废渣只有少量因操作不当而失效变质的催化剂、活化剂，废渣需统一隔离可燃物进行销毁。其中，废催化剂可自然氧化予以销毁，废活化剂可先用溶剂油稀释，让其自然缓慢氧化分解。

6.2.2噪声控制

本项目在工程设计中尽量选用了低噪声的设备，但所采用的换热器和粉碎机难免产品一定震动及噪声，为此采取一些必要措施，如：管道包扎隔声、吸声的材料、设置隔声膜等。

第七章 总结与展望

7.1总结

聚丙烯性能优异，新产品的不断开发，拓宽其应用领域用，是近40年来生产发展速度较快的通用塑料品种之一，聚丙烯生产技术研究一直是学术界和工程界关注的领域。目前，中国拥有的聚丙烯生产装置生产工艺以环管反应器本体聚合工艺技术居多，拥有国产第二代环管自有技术，本文在综述聚丙烯生产技术文献基础上，选取参考Spheripol工艺作工艺设计主要总结如下：

①国内外聚丙烯的供求现状仍处于不平衡状态，尤其以国内高性能的聚丙烯专用料短缺为主要矛盾，推动研究发展。

②聚丙烯工艺技术的不断创新、改进，使聚丙烯工业迅猛发展。

③通过技术、经济的初步分析比较，选取目前全球生产能力占有率最高Spheripol工艺进行学习、设计。

④Spheripol工艺主要以液相环管反应器和气相密相流化床反应器的结合，并利用双峰技术、特殊不造粒技术生产多个牌号产品。

⑤本设计工艺流程清晰，设计计算力求做到科学严谨。 7.2展望

国内聚丙烯工业中呈现产品质量、数量的不平衡，面对国内聚丙烯工业中的两个不平衡，引进及开发高性能聚丙烯专用料的生产技术以及生产装置大型化或对现有装置增产减能，成为PP成套技术的发展方向。一方面要和催化剂研究单位相结合，使工艺和新的催化剂结合开发高端高性能高附加值的PP产品；另一方面关注关键设备的大型化研究，提高装置的生产能力，进一步减低PP产品的能耗和单耗，降低生产成本，提高工艺的市场竞争力。

附录：

图表 3 带控制点的工艺流程图

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致 谢

二十二年以来，我没有经过寒窗苦读，没有挨过饥寒交迫的生活，最苦的莫过于小时候因调皮挨了两下看似很重，却是很“痛”的藤条，几根柔弱的竹藤拧在一起，揉结成他们对我真真实实的爱??十多年后的今天，祂依然如此坚实，静静地鞭策着我。

一年前，我进入广石化化工二部生产实习旅途，随后在陈偱军导师的指导下，以及老师提供的广阔的发挥自主能力的空间里，我可以不受约束地研究我感兴趣的问题，表达自己的学术见解。在这种良好的学术氛围里，我能够轻易地纠正心态从事反复、枯燥的设计衡算，并通过与老师和同学的交流，常常得到不少意外的启发，避免了实际工作中一些可能出现的弯路。在此，感谢陈偱军老师和化学化工学院的所有老师，感谢您们对工作热忱与负责的态度。感谢同窗学习的同学、师兄师姐、师弟师妹们。想告诉你们一句心底话：“学习，因你们的陪伴而多姿多彩。”

终于等到了这样第一天，稍稍停顿一下，总结一下前阵子的学习，虽然说这阵子不长，十几年，但在我日渐成长的过程中，可见他们盼得若显苍老了，岁月累痕印证着他们的爱，现借最神圣的学术殿堂，致以我最真诚的感谢和祝福，感谢他们一直以来对我学习上和生活上的支持与鼓励，祝福他们。

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