化工1204班 12110802125 宋键 毕业设计 - 图文

SHANDONGＵＮＩＶＥＲＳＩＴＹ ＯＦ ＴＥＣＨＮＯＬＯＧＹ

毕业设计说明书

年产6万吨环氧氯丙烷生产工艺设计

学 院： 化学工程学院 专 业： 化学工程与工艺 学生姓名： 宋键 学 号： 12110802125 指导教师： 宋峰

2016年 6月

摘要

摘要

环氧氯丙烷是一种重要的有机原料和精细化工产品,被广泛应用于化工、医药、轻工等行业。环氧氯丙烷采用的制备方法有醋酸丙烯酯法、丙烯高温氯化法和甘油法。前两种方法主要依赖于石油化工工业，高成本、高耗能、环境污染严重，而甘油法则具有工艺流程短、费用低、耗能低、作用条件温和、污染小等优点。

本文进行了年产6万吨环氧氯丙烷装置的工程设计,采用甘油法的生产工艺过程,该方法是合成环氧氯丙烷比较安全、经济的方法之一。设计内容包括主要的设计内容包括：反应器、精馏塔、换热器工艺参数的计算，环氧氯丙烷生产流程、分离塔、换热器的设计。并分析了进料板位置对产品收率的影响,回流比对收率的影响。

Aspen plus 是生产装置设计、稳态模拟和优化的大型通用流程模拟系统。它为用户提供了一套完整的单元操作模型，它可以对各种操作过程进行设计、模拟和优化，从单个操作单元到整个工艺流程。

本设计通过对环氧氯丙烷生产工艺进行模拟优化，包括对各个塔器的优化分析，得到最佳的工艺参数，生产出质量分数达到99.95%的环氧氯丙烷。

关键词：aspen plus 6万吨环氧氯丙烷精馏塔

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Abstract

Abstract

Epichlorohydrin is a kind of important organic chemical products and raw materials, its are widely used in chemical, pharmaceutical, light industry and other industries.Preparation methods of epoxy chloropropane used with allyl acetate, acrylic high temperature chlorination process and glycerinprocess.The former two methods mainly depend on the petrochemical industry, high cost, serious environmental pollution, energy intensive, but glycerin law has short process, low cost, low energy consumption, mild conditions, and small pollution.

In this paper, the annual output of 60,000 tons / years Engineering Design epichlorohydrin device using direct glycerin production process, the process is relatively safe synthesis of epichlorohydrin, one economical method. Designs include the major design elements include: reactor, distillation, calculate the heat exchanger process parameters, epichlorohydrin production processes, separation column, heat exchanger design. And the effect of feed plate position on the yield, reflux ratio on the yield.

Aspen plus the production of plant design, steady-state simulation and optimization of large general-purpose process simulation systems. It provides users with a complete set of unit operation models can be of various process operations, from a single operating unit to the entire process design, simulation and optimization.

The design by epichlorohydrin production process simulation and optimization, including optimization analysis of each tower, get the best processing parameters to produce the quality score of 99.95% epichlorohydrin.

Keyword:aspen plus 60000 tons epichlorohydrin distillation column

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目录

目录

摘要 .......................................................................................................................................... 1

Abstract .................................................................................................................................. 1 目录 ........................................................................................................................................ 2 第一章引言 ............................................................................................................................ 5 1.1 研究背景 ......................................................................................................................... 6

1.1.1 环氧氯丙烷的基本性质 .................................................................................... 6 1.1.2国内环氧氯丙烷的生产情况 ............................................................................. 6 1.2 环氧氯丙烷的制备方法 ................................................................................................. 8 1.3Aspen Plus简介及应用实例 .......................................................................................... 11

1.3.1Aspen简介 ........................................................................................................... 11 1.3.2 Aspen Plus软件的应用实例 .............................................................................. 12 1.4本课题的研究内容和意义 ............................................................................................ 13 第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程 .................................................................................. 14 2.1 Aspen Plus模拟计算步骤 ............................................................................................. 14

2.1.1物性选择原则 ..................................................................................................... 14 2.1.2 生产工艺模型的建立 ........................................................................................ 16 2.1.3操作单元的设定 ................................................................................................. 17

2.1.3.1精馏塔单元的设定 .................................................................................. 17

2.2环氧氯丙烷的生产设计要求 ........................................................................................ 18

2.2.1原料及产品纯度要求 ......................................................................................... 18 2.2.2 设计要求 ............................................................................................................ 19

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目录

2.3环氧氯丙烷生产工艺过程分析 .................................................................................... 19

2.3.1 环氧氯丙烷生产方法选择 ................................................................................ 19 2.3.2流程模拟模型的选择 ......................................................................................... 19 2.3.3反应系统分析 ..................................................................................................... 20

2.3.3.1 反应系统流程图 ..................................................................................... 20 2.3.4分离系统分析 ..................................................................................................... 21 2.3.5生产过程分析 ..................................................................................................... 21

2.3.5.1生产工艺的选择 ...................................................................................... 21 2.3.5.2工艺流程分析 .......................................................................................... 22 2.3.5.3生产工艺简介 .......................................................................................... 22 2.3.6流程模拟图 ......................................................................................................... 24 第三章生产工艺的设计和优化 .......................................................................................... 25 3.1物性选择（热力学方法的确定） ................................................................................ 25

3.1.1物料组分的确定 ................................................................................................. 25 3.2物料平衡分析 ................................................................................................................ 25

3.2.1进料物流 ............................................................................................................. 25 3.2.2反应产品 ............................................................................................................. 25 3.2.3物料平衡 ............................................................................................................. 26 3.3换热器E101的操作参数 .............................................................................................. 26 3.4反应器R101反应条件的确定 ..................................................................................... 26 3.5分离塔T101操作参数的确定 ...................................................................................... 27 3.6精馏塔T102操作参数的确定 ...................................................................................... 28

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目录

3.6.1精馏塔T102进料板位置和产品收率的关系 ................................................... 28 3.6.2精馏塔T102回流比和收率的关系 ................................................................... 28 3.6.3精馏塔T102优化结果 ....................................................................................... 29 3.7精馏塔T103操作条件的确定 ...................................................................................... 29

3.7.1精馏塔T103进料塔板数的确定 ....................................................................... 29 3.7.2精馏塔T103回流比的确定 ............................................................................... 30 3.7.3精馏塔T103优化结果 ....................................................................................... 31 第四章设计与校核 .............................................................................................................. 32 4.1塔T101的设计与校核 .................................................................................................. 32 4.2塔T102的设计与校核 .................................................................................................. 34 第五章 物料衡算 .............................................................................................................. 36 结论 ...................................................................................................................................... 38 参考文献 .............................................................................................................................. 39 致谢 ...................................................................................................................................... 41 附 录1 流程图 ................................................................................................................. 42 附 录2 精馏 ..................................................................................................................... 43 附 录3 Aspen plus计算说明报告 ................................................................................. 44

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第一章引言

第一章引言

概念设计也叫做“预设计”，是在根据文献数据、开发基础研究成果以及现有类似的数据和经验基础上，按照对所开发的新技术工业化规模要求而作出的预设计，通过运用“预设计”指导过程研究以及提出对实验研究开发性的基础研究进一步的要求。所以，概念设计是实验研究和过程研究的指南，它指导实验研究进程，也是实验人员在开发研究过程中一个十分关键的步骤。

比较成功的“预设计”能够节约大量的人力物力，又能加快新技术的开发速度，其中最重要的是能够提高新技术开发的水平和实用价值。但由于“预设计”过程不同于其他工程设计过程，因此不能把其当做施工的依据。一个普通的单一的产品的生产过程，能完成的方案可能有许多，然而，如何从技术、经济的角度让最有益的方案脱颖而出，是现在强化研究开发工作者的主要工作和研究方向，这是一种完整的系统化的分级决策过程，这也就是“预设计”的本质。

概念设计是开发设计者综合在初期收集的技术和经济信息，分析研究之后，来对开发的项目所作出的一种设想的方案，它的主要内容包括：原料、成品规格，生产规模预估，工艺流程图的简要说明，物料衡算和热量衡算，设备的选型以及设备材质的要求，检测方法以及涉及的主要技术指标和经济指标，此外还有综合投资和成本的估算、投资回收的预测、三废治理的初步方案和对中试研究的建议等。

当前，已经越来越广泛的使用计算机作辅助设计，近年来计算机模拟和计算技术的快速发展,化工过程模拟的软件也随之产生，而且越来越趋于成熟。进行概念设计的时候，可以利用计算机操作模拟物料和热量衡算，通过运用软件对投资和成本估算以及进行整体优化也越来越普遍的。本文的设计将运用ASPEN PLUS作为辅助设计的主要工具，它是当前世界上最流行的化工过程模拟软件之一，通过计算工艺生产流程中该单元流程计算是否收敛来检验工艺流程是否可行，对于与过程有关的物料和热量衡算基本上在该软件上给出。

本文我将通过概念设计，最终寻找出最佳的工艺流程（即：过程单元的选择以及这些单元之间的相互连接）并且估算出最佳的工艺设计条件。

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第一章引言

1.1 研究背景

1.1.1 环氧氯丙烷的基本性质

环氧氯丙烷（Epichlorohydrin）简写ECH，又称表氯醇。在常温下是一种油状液体。它无色、透明、有刺激性气味，其黏度低、不稳定、易挥发。其化学分子式是C3H5OCl，相对分子量为92.85，相对密度为1.1806，沸点为 116.11℃，凝固点为-57.1℃，折光率（ nD20 ）为 1.4382，闪点（开杯）为 40.6℃，自燃点为415.6℃。环氧氯丙烷微溶于水，易溶于如苯、乙醇等有机溶剂，水以及有机溶剂都可与环氧氯丙烷形成共沸物。环氧氯丙烷是一种重要的有机化工原料，它主要用途包括：环氧树脂生产、表面活性剂生产、氯醇橡胶、产品生产以及医药、农药、溶剂等领域。由于分子结构中含有活泼的氯原子和环氧基，所以化学性活泼，水解时先生成α-氯甘油，再生成甘油。能发生开环反应，可以生成丙二醇及丙三醇；与醇及苯酚反应可以生成醚；与胺类反应可生成缩水甘油胺;与羧酸反应可以生成酯；可以自聚；与醛(或酮)反应可以生成二恶茂烷。 1.1.2国内环氧氯丙烷的生产情况

（一）生产现状

中国的环氧氯丙烷的生产始于20世纪60年代。1965年广州助剂厂率先使用了甘油法这一新方法来制备环氧氯丙烷，从1968年之后，在无锡的树脂厂、沈阳的化工厂等开始采用的丙烯高温氯化法生产装置进行环氧氯丙烷的生产，但产量均不高。一直到了1988年，齐鲁石化公司的氯碱厂引进了日本的技术，建成3.2万t/a生产装置并投产后，中国环氧氯丙烷的生产能力才初具规模。

（二）消费现状

近年来，中国环氧氯丙烷的表观消费量不断增加。1995年，环氧氯丙烷的表观消费量只有2.59万t，2000年达到6.55万t，1995-2000年表观消费量的年均增长率为20.4%。2002年，表观消费量达到10.35万t。2007年，进一步增加到约3526万t。同比增长约34.2%，2002-2007年表观消费量的年均增长率达

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第一章引言

到约27.8%。与此同时，国内产品的自给率相应由2002年的57.97%增加到2007年的约79.13%。

2000年以前，环氧氯丙烷主要用于生产环氧树脂和合成甘油，其中，环氧树脂约占环氧氯丙烷总消费量的34.6%，合成甘油约占59.0%，其他方面约占6.4%。后来由于合成甘油成本过高，产量逐年下降，加之环氧树脂的用途不断开拓及需求量大增，使得环氧氯丙烷的消费结构发生了较大的变化。2007年，中国环氧氯丙烷的消费结构为：环氧树脂约占环氧氯丙烷总消费量的85.6%。合成甘油约占4.2%。氯醇橡胶约占3.0%，其他方面（如溶剂、稳定剂、表面活性剂、阻燃剂、油田化学品以及水处理剂等）约占7.2%。

环氧树脂是目前环氧氯丙烷最主要的消费领域，产品主要用于生产涂料、复合材料、电子电器以及胶粘剂等。目前，国内环氧树脂的生产厂家已经超过150多家，2007年生产能力达到约95.0万t，产量约为55.0万t，对环氧氯丙烷的需求量约为30.0万t。目前，国内环氧树脂需求仍保持较快增长。尽管近年来国内产能迅猛增长，但仍无法满足需求，每年需要进口大量环氧树脂。2005-2007年，环氧树脂的净进口量分别为18.2万t、18.2万t和17.5万t。从国内环氧树脂市场缺口来看，未来国内环氧氯丙烷市场需求仍将保持较高速度增长。

（三）进出口情况

近年来，由于环氧树脂、合成甘油等的强劲需求，使我国环氧氯丙烷的需求量快速增长，但目前的生产能力和产量不能满足国内实际生产的需求，每年都要进口。2000年，我国环氧氯丙烷的进口量为2.54万t，2005年达到1109万t，2000-2005年进口量的年均增长率约为34.28%。2006年，进口量进一步增加到14.54万t。2007年，由于国内产量的迅速增加，进口量减少到8.02万t，同比减少约44.84%。进口产品主要来自美国、俄罗斯和中国台湾地区，其中从美国的进口量约占总进口量的28.1%，从俄罗斯的进口量约占26.5%，从台湾地区的进口量约占11.8%。2008年1-6月的进口量为3.50万t，同比增长约2.3%；在

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第一章引言

进口的同时，中国环氧氯丙烷每年也有一定量的出口。2000年出口量为0.038万t。2006年增加到0074万t．2007年进一步增加到0.66万t，2008年1-6月的出口量为0.15万t，同比减少约65.1%。

1.2 环氧氯丙烷的制备方法

1.2.1丙烯高温氯化法

目前，世界上大约有90%以上的环氧氯丙烷采用此法进行生产。它的工艺过程主要包括：丙烯高温氯化制氯丙烯，氯丙烯次氯酸化合成二氯丙醇，二氯丙醇皂化合成环氧氯丙烷3个反应单元。丙烯和氯气经过干燥以及预热后以摩尔比4:1或者5:1混合进入高温氯化反应器进行反应，得到的是氯丙烯产品。氯气则在水中会生成次氯酸，然而次氯酸与氯丙烯反应会生成二氯丙醇，然后将二氯丙醇的水溶液与Ca(OH)2或者NaOH进行反应后，会生成环氧氯丙烷。反应过程如下：

图1.2.1丙烯高温氯化法反应过程

丙烯高温氯化法的特点：操作过程稳定，生产过程灵活，工艺成熟，除了能够生产所需的环氧氯丙烷外，还可以生产甘油、氯丙烯等重要的有机合成中间体，副产物1，3-二氯丙烯和1，2-二氯丙烷也是合成农药的重要中间体。缺点则包括原料中使用氯气会导致设备严重腐蚀，因此该反应对丙烯纯度和设备的材质要

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第一章引言

求高，此外还有：氯气消耗量大，能耗高，副产物太多，并且产品的收率偏低。在生产过程所产生的含氯化钙和有机氯化物污水量大，环境污染严重，处理费用高，清焦周期短。

1.2.2 醋酸丙烯酯法

乙酸丙烯酯法工艺过程主要包括：合成醋酸丙烯酯，醋酸丙烯酯水解制备烯丙醇，合成二氯丙醇，二氯丙醇皂化生成环氧氯丙烷4个反应单元。在钯和助催化剂作用下，丙烯和氧气在温度160-180℃、压力0.5-1.0MPa，乙酸存在下反应生成乙酸丙烯酯；在温度60-80℃、压力0.1-1.0MPa，强酸性阳离子交换树脂作为催化剂的条件下，乙酸丙烯酯经水解反应会生成烯丙醇；然后在温度0-10℃，压力0.1-0.3MPa条件下，烯丙醇与氯气发生加成反应生成了二氯丙醇；最后，二氯丙醇与氢氧化钙发生皂化反应生成环氧氯丙烷。反应过程如下：

图1.2.2乙酸丙烯酯法反应过程

与传统使用的丙烯高温氯化法相比，乙酸丙烯酯法的特点有如下：反应作用条件温和，避免高温氯化反应，操作过程稳定，控制简易，不结焦，氢氧化钙、丙烯和氯气的用量减少，反应中有害的副产物和含氯化钙废水减少，保护了环境；还有开发了烯丙醇的氯化加成反应系统，成功地将氧引入环氧化物中，减少了醚化副反应，提高了收率；工艺过程中没有副产物盐酸的产生；能够容易获得高纯

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第一章引言

度烯丙醇。缺点：生产工艺流程较复杂，催化剂寿命短，投资费用偏高。

1.2.3 甘油法

甘油法生产环氧氯丙烷的主要原料为工业甘油、30%的烧碱和气体氯化氢。工艺过程分为液体甘油和气态氯化氢在80～140℃温度和常压条件下，由催化剂催化，生成二氯丙醇；二氯丙醇在碱性溶液中环合皂化得到环氧氯丙烷。两个反应步骤的过程如下：

图1.2.3 甘油氯化皂化法反应过程

以环氧氯丙烷作为原料能够来生产甘油，然而随着甘油市场价格的变化又加上生产环氧树脂对环氧氯丙烷的需求量急剧增长，环氧氯丙烷的单价要甘油比甘油贵。因此，从经济的角度来考虑，甘油不能再用环氧氯丙烷作为原料来生产。近些年来，原油价格一直居高不下，各个国家都在发展生物柴油工业，把生物柴油的副产物甘油来生产环氧氯丙烷技术又开始换发生机，普遍引起人民的重视。

以甘油为原料生产环氧氯丙烷的甘油法，挣脱了必须以石油资源为原料的局限和束缚，从而会节约大量的石油资源，并且减少对环境污染。相对于用石油资源生产环氧氯丙烷来说，在生产设备装置上的投入也大大减少。中国又是一个农业大国，有着丰富的农作物产品，能够合理利用农作物资源，有利于资源的循环利用与经济的可持续发展。

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第一章引言

1.3Aspen Plus简介及应用实例

1.3.1Aspen简介

Aspen是生产装置设计、稳态模拟和优化的大型通用流程模拟系统的简称，它是大型通用流程模拟系统，是一款功能强大的化工模拟软件包，它源于美国能源部七十年代后期在麻省理工学院（MIT）组织的会战，开发的新型第三代流程模拟软件，并于1981年底完成。1982年为了将其商品化，成立了AspenTech公司，并称之为Aspen Plus。该软件经过20多年来不断地改进、扩充和提高，已先后推出了十多个版本，成为举世公认的标准大型流程模拟软件。全球各大化工、石化、炼油等过程工业制造企业及著名的工程公司都是Aspen Plus的用户。Aspen Pluse是如何应用在化工设计与生产当中的，现在我以异丙醇的生产工艺流程为例进行说明。

Aspen pluse模拟软件在技术模拟方面有独特的优势。Aspen Plus是基于序贯模块法的稳态过程模拟软件。它具有完备的物性数据库丰富的基本物性参数，是唯一获准与DECHEMA 数据库接口的软件。该数据库收集了世界上最完备的气液平衡和液液平衡数据，共计二十五万多套数据。用户也可以把自己的物性数据与Aspen Plus 系统连接。

产品线比较长，集成能力很强。Aspen Plus 是Aspen 工程套件（AES）的一个组份。AES 是集成的工程产品套件，有几十种的产品。以Aspen Plus 严谨并准确的机理模型为基础，开发出针对不同用途多层次的AspenTech家族软件产品，这些产品也成为这些软件提供了物性支持。它是唯一将序贯（SM）模块和联立方程（EO）两种算法同时在一个模拟工具中出现的模拟软件。序贯算法在应用中提供了流程收敛初值的计算，由于采用了联立方程算法，大大提高了大型流程收敛速度的计算，并且同时，让以往计算收敛困难的流程变为可能的，提高了计算效率，节省了计算时间。

ASPEN PLUS在功能上是一个强大的模型分析工具系统，它众多的模型/流程和强大的分析功能为化工艺模型的效益最大化提供了可能，它的自动分析功能和流程收敛方法以及建议优化的撕裂物流和计算顺序，即使对于具有多个物流和信息循环的较复杂的流程收敛分析依然非常方便。应用这个软件能够简便的进行工艺过程严格的能量和质量平衡的计算，还可以预测物流的流率、性质以及组成、

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第一章引言

预测操作的条件、设备的尺寸以减少装置设计时间。我们还可以用这个软件进行各种装置的方案设计比较以及改进当前工艺最终取得工业设计的最佳方案，省时省力，便捷经济。

简言之，ASPEN PLUS在二十多年来的发展和应用中所取得的成绩是显著的，由此看来，ASPEN PLUS对化工业的发展壮大已经起到了催化加速的巨大作用，如今掌握这个软件并且能够很好的利用之已经是化工业必不可少的一项技能。

1.3.2 Aspen Plus软件的应用实例

运用Aspen Plus流程模拟软件，通过模拟计算及优化，得出最佳的分离流程及操作条件的方法已得到国内外设计专家的认可与信任。

石油化工科学研究院的李明，齐艳华，周详和中国石化天津分公司炼油部的侯延军把Aspen Plus应用于常减压蒸馏装置中，利用Aspen Plus软件．依照生产装置的现场流程建立了中国石化天津分公司的2．5M吨／a常减压蒸馏装置的模型，基于此模型提出了提高拔出率和增产柴油的优化方案，可取得一定的经济效益。在原油加工中，为了提供油品与为二次石油加工工艺提供原料，其第一道加工程序是常减压装置，主要是生产各种各样的石油化工基本原料，石油化工的收益对它的操作质量要求很高。利用该软件的流程模拟工具设计出工艺流程，用此来分析生产操作等方面，并利用其找出最佳的工艺操作条件，提高经济效益，可更加快捷和准确。

塔器模拟时使用Aspen Plus的原油PetroFrae算法。产品在减压塔的侧线采出后用于催化裂化等装置，和普通精馏塔对比，有更容易控制、产品易于分离、产品回流量小的特点，并且直接使用PetroFrae模拟存在很大的误差。应用Aspen Plus建立的模型不容易形成物料平衡，因此设计出了新型的塔器模型，来解决物料平衡的问题，建立了常减压模型。所需要的各参数间的关系可以运用Aspen Plus软件中的灵敏度分析工具进行研究，通过过程分析，可以在所需的要求内选择各种操作条件下的最优化生产方案。

用Aspen Plus模拟软件通过对中国石化天津分公司2.5Mt/a常减压生产装置的流程模拟，说明了AspenPlus的实际应用性能是很高。利用Aspen中的灵敏度

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第一章引言

分析对各参数间的关系进行处理，从而得到最优的变量。各企业可以利用此种方法来较快的得出最佳的优化方案。对于给定的限制条件，通过提高采出率和增产柴油的方法，能够为企业带来客观的利益。

1.4本课题的研究内容和意义

环氧树脂是目前环氧氯丙烷最主要的消费领域，产品主要用于生产涂料、复合材料、电子电器以及胶粘剂等。目前，国内环氧树脂的生产厂家已经超过150多家，2007年生产能力达到约95.0万t，产量约为55.0万t，对环氧氯丙烷的需求量约为30.0万t。目前，国内环氧树脂需求仍保持较快增长。尽管近年来国内产能迅猛增长，但仍无法满足需求，每年需要进口大量环氧树脂。2005-2007年，环氧树脂的净进口量分别为18.2万t、18.2万t和17.5万t。从国内环氧树脂市场缺口来看，未来国内环氧氯丙烷市场需求仍将保持较高速度增长。为促进国内工业化生产,解决存在的技术问题,有必要对异丙醇装置的设计和生产进行深入研究。

本文的主要目的是研究在用甘油法合成环氧氯丙烷的工艺路线中,在适宜的试验条件下,如何完成60000吨/年环氧氯丙烷装置的工程设计。本文的主要内容为环氧氯丙烷装置反应部分、分离精制部分方案的工程设计以及装置设计的概况。

Aspen plus 是生产装置设计、稳态模拟和优化的大型通用流程模拟系统。它为用户提供了一套完整的单元操作模型，可对各种操作过程，从单个操作单元到整个工艺流程进行设计，模拟和优化。

本课题使用ASPEN PLUS软件，设计出年产6万吨环氧氯丙烷生产流程。根据环氧氯丙烷的反应和生产特点，设计出合理的环氧氯丙烷生产流程，并对其中反应器，精馏塔和换热器进行优化，达到节约成本提高生产效率的目的。

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

2.1 Aspen Plus模拟计算步骤

2.1.1物性选择原则

1. NRTL物性方程

基于NRTL、NRTL-2、NRTL-HOC、NRTL-NTH、和NRTL-RK等物性方程，用NRTL模型计算液体的活度系数。该方程被推荐用于非强理想性化工系统和气液平衡或液液平衡装置，也可用于改进状态方程混合规则，例如Wong-Sandier和MHV2等。

2.用于模拟电解质溶液的ELECNRTL物性方程

对许多工业系统的模拟都需要一种对电解质溶液进行严格处理的模拟方法。我们可以应用Aspen Plus提供的特殊的电解质溶液的性能对特定的工业系统进行模拟。这些工业系统主要包括：酸性水溶液，即含溶解有H2S，NH3，CO2，HCN等的水系，有时需要一些附加的溶剂；基于气体净化的水合胺溶液，即含有DGA，MEA，DEA，MDEA的用于H2S和CO2脱除的水溶液；基于水合酸或以此为基础的溶液，即HCI，HBr，H2SO4，H3PO4，HNO3，HF，NaOH，KOH以及其它物质的水合物，有时需要附加溶剂；盐溶液，即NaCL，KCl，Na2SO4，CaSO4，CaCO3的水溶液，有时需要参与反应。

电解质NRTL活性系数模型-ELECNRTL，是一种被Aspen Plus推荐的用于模拟电解质溶液的模型。ELECNRTL通过电解质NRTL活性系数模型计算液相物性数据。气相物性数据则通过Redlich-Kwong静态方程计算。

3.物性方程Redlich-Kwong

Redlich-Kwong状态方程可以为以下性质方法计算热力学性质：NRTL-RK、UNIFAC、UNIF-LL、UNIQ-RK、VANL-RK和WILS-RK。它适用于从低压到中压（最大压力为10atm）范围，且汽相非理想程度较低的系统。对于非理想程度较高的系统，例如包含有机酸的系统推荐使用Hayden-O’Connell模型。对于液

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

相性质计算不建议使用这个方程。

4.Wilson方程

Wilson于1964年提出将局部组成的概念和Flory-Huggin模型组合，得出活度系数γ的计算式如下。

对多元系统（通式）

ln?i=1—ln??ij?j—?j=1k=1nn?kj?k??kj?jj=1n式中 ?ij—Wilson常数，（?ii=?jj=?kk=1，且?ij??ji）

Wilson方程的适用范围较广，对烃、醛、醇、酮、有机酸、硝基物、水等类得混合物均能得到较满意的结果。另外参数?ij实际上包含了温度的函数关系，因而可体现系统温度对活度系数的影响。

Wilson方程最大的优点体现在科仪由二元系统的参数推算多元系统的活度系数。由上式可见，由各组?ij即可计算多元系统的?i而无需其他三元系的常数，使用十分方便。

Wilson方程的不足之处是不能用于部分互溶系统。对此曾有人提出一些修正型式，使之适用于部分互溶系统，如Mc Cann方程等，但计算十分繁冗。

根据参考文献，选择Wilson方程来计算，文献中根据经验已给出物性选择方法导引图，如图2.1

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

图2.1 选择物性计算方法导引图

根据导引，环氧氯丙烷是极性物质，非电解质，操作压强小于10bar，选择NRTL物性计算方法。

2.1.2 生产工艺模型的建立

A绘制流程图：在进行模拟之前，必须根据相应的生产工艺确定合理的工艺流程。主要包括工艺涉及的操作单元，各个单元的排列分布方式和各个单元要达到的生产目标。

B设定全局规定：全局规定主要对模拟过程和模拟计算结果的单位制进行选择，并设定设计的题目，用户名等参数。

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

C输入化学组分：根据模拟项目涉及的化学反应，物流组分，确定整个生产工艺中的化学组分。如果在生产过程中，有电解质的解离和生成，需要将电解质涉及的离子也要进行确定。

D确定物性方法：物性方法是指能够正确模拟生产过程的化学热力学方法。物性方法的选择是流程模拟计算结果准确程度的关键，Aspen Plus有强大的物性计算支持，但如何挑选、组合这些参数和计算模型，则需要物性计算的理论知识、Aspen Plus的使用经验和对分离过程的了解。

E设定进料物流属性：进料物流的属性包括物流组成，温度，压强，汽液比等基础数据，在此基础上Aspen Plus进行模拟计算。

F设定单元模型的操作条件：根据生产工艺和产品的要求设定操作单元的基本参数。

2.1.3操作单元的设定

操作单元参数的优劣直接影响到模拟结果，Aspen Plus提供了对操作单元的操作参数（如温度，压强，流速等）进行优化的方法：Flowsheet Design Spec。这种方法是通过设定操作参数的变化范围，由程序选择满足设定条件的参数。

在精馏塔模块内，还有Design Spec选项，通过它可以对精馏塔的内部操作参数进行优化，如回流比，采出率，热功率等参数。

2.1.3.1精馏塔单元的设定

精馏塔是化工生产工艺中重要的模块，对于精馏塔的设定也是最重要的，使用Aspen Plus进行精馏塔的设计，主要包括如下步骤：

A物料衡算（手算）

根据精馏塔的进料条件（组成，温度和压力）和精馏塔的生产目的，求解 aspen 简捷设计模拟的输入条件。计算内容：(1) 组份分割，确定是否为清晰分割； (2)估计塔顶与塔底的组成。最后得到塔顶馏出液中关键轻组份与关键重组份的回收率。

B用简捷模块（DSTWU）进行设计计算

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

简捷模块是根据精馏塔简捷算法进行计算的模块，通过设定塔顶馏出液中关键轻组份与关键重组份的回收率，回流比与最小回流比的比值，就可以确定实际回流比，塔板数，进料板数，热功率和采出率等参数。

C灵敏度分析

由于Aspen Plus的计算结果，只是第一个满足设定要求的参数，并不是最佳的操作参数。因此，需要使用灵敏度分析，即使用穷举法对一定范围内的参数进行计算，根据计算结果判断最佳的操作条件。

因此，使用灵敏度分析

1.研究回流比与塔径的关系（NT-R），确定合适的回流比与塔板数。 2.研究加料板位置对产品的影响，确定合适的加料板位置。最终得到加料板位置、回流比，蒸发率等等 RadFarce 所需要的所有数据。

A用详细计算模块（RadFrace）进行初步设计计算

根据计算得到的最佳的操作参数，使用 RadFrace 模块的Tray Sizing（填料塔用PAking Sizing），利用上一步（DSTWU）得出的数据进行精确设计计算。

Tray Sizing需要提供塔板的范围，塔板类型等相关参数，返回主要结果是塔径。

B核算

对上一步的计算结果（如：塔径等）按设计规范要求进行必要的圆整，用 RateFrace 或 RateFrace 模块的Tray Rating（填料塔用Packing Sizing），对塔进行设计核算。将获得塔工艺设计的所有需要的结果。

2.2环氧氯丙烷的生产设计要求

2.2.1原料及产品纯度要求

原料：甘油，干燥的HCl，醋酸（催化剂）

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

2.2.2 设计要求

环氧氯丙烷产量为6万t/年，环氧氯丙烷含量≥99.95wt％，其它含量≤0.001ppm ，环氧氯丙烷回收率为99.8％，生产过程安全绿色。

2.3环氧氯丙烷生产工艺过程分析

2.3.1 环氧氯丙烷生产方法选择

当今世界能源供需状况日趋紧张，生物柴油作为新型可替代能源的应用在世界各国得到了迅速发展。然而，在生产生物柴油的过程中，大约有10%的为副产物甘油。基于这个原因，甘油法制备环氧氯丙烷的生产工艺才会在全球环氧氯丙烷的制备方法中焕发生机。

2.3.2流程模拟模型的选择

2.3.2.1工艺流程

甘油法制备环氧氯丙烷反应采用的是固定床反应器，醋酸为催化剂，原料甘油和HCl混合后在换热器中加热后然后进入反应器，在1Mpa压强和90℃温度条件下在催化剂的催化下反应完成，流出反应器。此工艺一次性通过，没有循环过程。

根据产物中各组分物的特性如组分物的沸点、含量等差别，选择最佳的分离方案。反应产物中有大量未反应的甘油和HCl，主产物是环氧氯丙烷，副产物包括二氯丙醇、异丁醇。随后先把量最大的甘油、HCl、水和醋酸分离出来用于循环，此分离塔采用的是板式分离塔。然后将HCl等轻组分和异丙醇环氧氯丙烷、二氯丙烷和醋酸重组分用板式分离塔分离，塔顶流出物是醋酸、水和HCl，塔底流出物是重组分环氧氯丙烷、甘油和二氯丙醇。环氧氯丙烷用精馏塔提纯，醋酸和盐酸用板式分离塔进行分离。 2.3.2.2热力学模型

流程模拟中几乎所有的单元操作都会需要用到化工热力学的性质的计算，其中包括：相平衡数、逸度、逸度系数、熵、焓、吉布斯自由能、黏度、密度、扩散系数、导热系数、还有表面张力等等。到目前为止，还没有任何一个热力学模型能适用于所有的过程以及所有的物系。流程模拟中热力学模型是否能恰当选择

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

和正确使用决定着计算结果是否准确、可靠和成功。

本模拟中还有HCl和醋酸是弱电解质溶液，Aspen plus中专门有E-NRTL（ElectrolyteNRTL）热力学方法，适用于中压、低压条件下的任意强度的电解质溶液，可以有多种溶液和溶解气体，所以就选择这E-NRTL作为本工艺模拟的热力学方法。

2.3.3反应系统分析

2.3.3.1 反应系统流程图

2-1：反应部分流程图

2.3.3.2 反应系统流程叙述

如图2-1所示，物流1是甘油，物流2是催化剂醋酸，物流3是干燥的HCl,分别进入加热器E101加热到90℃后进入反应器R101，在催化剂作用下反应。在反应器中生成二氯丙醇、异丁醇等混合物。

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

2.3.4分离系统分析

2.3.4.1分离部分流程图

图2-2：粗分离部分流程图

2.3.4.2分离过程流程叙述

如图2-2所示，反应器流出物料5进入板式分离塔T101,塔顶流出物流6是大量的HCl、水等的混合物。塔底流出物流7主要是大量的水和乙酸的混合物。6物流进入精馏塔T102，物流8是醋酸，T102塔主要作用为把6物流中的醋酸和HCl，所以塔底流出物流9主要是醋酸和水。提高了环氧氯丙烷的收率，T101塔底流出物流7主要是甘油和环氧氯丙烷以及少量二氯丙醇，物流7进入分离塔T103，塔顶流出物流10主要为环氧氯丙烷和二氯丙醇，塔底流出物流11主要是甘油，然后物流10进入分离塔T104，塔底流出物流13主要是环氧氯丙烷，塔顶流出物流12主要是二氯丙醇。

2.3.5生产过程分析

2.3.5.1生产工艺的选择

目前国内外工业生产环氧氯丙烷的方法主要有丙烯高温氯化法、醋酸丙烯酯法、甘油法。前两种方法主要依赖于石油化工工业，高成本、高耗能、环境污染

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

严重，甘油法制备环氧氯丙烷相对于前两种方法具有明显的优势，甘油法得到环氧氯丙烷产品的步骤少，工艺流程简单，对催化剂的要求低，更重要的是生产成本较低。同时，由于甘油法工艺只产生极少量有机氯化副产物，因此可减少废水、废气的排放，从而降低了对环境的污染，该方法是一种既经济又环保环氧氯丙烷的生产工艺，同时又符合我国环境保护和可持续发展的基本国策，所以将会具有较大的市场竞争力和发展潜力。 2.3.5.2工艺流程分析

本反应采用的是固定床反应器，醋酸为催化剂，原料甘油和HCl混合后在换热器中加热后然后进入反应器，在1Mpa压强和90℃温度条件下在催化剂的催化下反应完成，流出反应器。此工艺一次性通过，没有循环过程。

根据产物中各组分物的特性如组分物的沸点、含量等差别，选择最佳的分离方案。反应产物中有大量未反应的甘油和HCl，主产物是环氧氯丙烷，副产物包括二氯丙醇、异丁醇。随后先把量最大的甘油、HCl、水和醋酸分离出来用于循环，此分离塔采用的是板式分离塔。然后将HCl等轻组分和异丙醇环氧氯丙烷、二氯丙烷和醋酸重组分用板式分离塔分离，塔顶流出物是醋酸、水和HCl，塔底流出物是重组分环氧氯丙烷、甘油和二氯丙醇。环氧氯丙烷用精馏塔提纯，醋酸和盐酸用板式分离塔进行分离。

本设计转化率可达97%，生成异丙醇的选择性达98一99%。固定床反应器一般为衬铜，防止腐蚀。该法设备腐蚀、污染问题较小，同时流程设备简单。甘油、醋酸、HCl和水循环使用，减少原料的用量，节约成本。但该法也存在一些缺点：大量未反应的甘油需循环使用，耗能量大；醋酸不断流失,故生产上需补加醋酸。

2.3.5.3生产工艺简介

首先物料丙烯和丙烯混合后在换热器E101加热到90℃后在混合进入反应器R101，在催化剂作用下反应，反应温度是90℃压强是1MPa。反应生成环氧氯丙烷、二氯丙醇等混合物，流入分离装置。反应器流出物料进入板式分离塔T101,常压下进行分离，塔顶流出物是醋酸、HCl和水等的混合物，塔底流出物甘油、环氧氯丙烷、二氯丙醇等。塔顶物流进入板式分离塔T102，分离出醋酸和盐酸，

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

盐酸从塔顶流出。塔底是流出主要是醋酸。板式分离塔T103，用于甘油和环氧氯丙烷、二氯丙醇的分离。板式塔T104用于二氯丙醇和环氧氯丙烷的分离。

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第二章环氧氯丙烷的生产工艺流程

2.3.6流程模拟图

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第三章生产工艺的设计和优化

第三章生产工艺的设计和优化

3.1物性选择（热力学方法的确定）

物性计算准确与否是流程模拟成功的关键，Aspen Plus软件有强大的物性支持，它包含有很强大的纯组份物性数据库，提供了几十种汽－液或液－汽相平衡计算方法和多种传递性质方法供用户选择，对于各种物性体系均有相应的计算模型用来计算流体的传热传质特性。

3.1.1物料组分的确定

表3-1 流程组分

Component ID GLYCE-01HCL C3H6CL2O 1:3-D-02 ACETI-01 H2O

Type CONCONCONCONCONCON

Component name GLYCEROL

HYDROGEN-CHLORID2,3-DICHLORO-1-PROP1,3-DICHLORO-2-PROPACETIC-ACID WATER

Formula C3H8O3 HCL C3H6CL2C3H6CL2C2H4O2-1 H2O

3.2物料平衡分析

3.2.1进料物流

原料是甘油、HCl。

3.2.2反应产品

反应产物有环氧氯丙烷、二氯丙醇等。 目的产物是环氧氯丙烷，产品纯度为99.95%。

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第三章生产工艺的设计和优化

3.2.3物料平衡

设计要求为年产异丙醇4.5万吨，年生产时间为8100个小时。

表3-2 进出口物料的物质的量（单位kmol/hour）

物料名称 甘油 HCL 醋酸 二氯丙醇 环氧氯丙烷 水

进口 86.444 172.8888 16 0 0 0

出口 9.529 19.059 32.992 19.055 161.913 36.342

3.3换热器E101的操作参数

表3-3 换热器E-101的操作参数

操作操作温度℃ 压力Bar

90

10

热量 MMcal/hr 0.113

物流流量kmol/hr 1 86.444

2 172.8888

3 16

3.4反应器R101反应条件的确定

该反应选用采用醋酸载体为催化剂,催化剂,该催化剂孔体积大小适中，具有特殊的三维孔结构，再生性能良好，使用寿命约1年，各催化剂床层采用相同的催化剂。提高反应压力会使最佳反应温度降低，该设计为90℃，提高压力还可使反应物流中液相含量增加，对催化剂表面重化物的冲洗、溶解、携带作用增强，催化剂表面炭沉积速度降低，使用寿命延长。反应压强确定在1MPa。

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第三章生产工艺的设计和优化

3.5分离塔T101操作参数的确定

分离塔T101的作用：降低系统温度，分离甘油、环氧氯丙烷、二氯丙醇和醋酸、水、HCl，使产品环氧氯丙烷能够充分收集，提高环氧氯丙烷的收率。在此要求下寻找最佳操作条件。

3.5.1回流比和收率的关系

YS7/YS5 （二氯丙醇）1.0210.980.960.940.920.90.8800.10.20.30.40.5YS7/YS5 （二氯丙醇） 图3.5.1回流比对吸收效率的影响

上图中横坐标为比率，纵坐标为吸收率，由上图可以看出在比率达到1.4时，吸收效率收敛为1。

3.5.2进料板位置和产品收率的关系

YS7/YS5 （二氯丙醇）1.00110.9990.9980.9970.9960.99505101520YS7/YS5 （二氯丙醇） 图3.5.2进料版位置对吸收效率的影响

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第三章生产工艺的设计和优化

上图中横坐标为塔板数，纵坐标为吸收率，由上图可以看出在第14块板时，吸收效率收敛为1。

对分离设备的优化首先用简单塔模拟分离过程，根据分离要求确定理论塔板数。然后再做精确计算，确定进料板位置和最佳回流比。

3.6精馏塔T102操作参数的确定

精馏塔T102塔的目的是完成HCl和醋酸的分离。反应收率，是指在化学反应或相关的化学工业生产中，投入单位数量原料获得的实际生产的产品产量与理论计算的产品产量的比值。所以收率越高对实际生产越有利。

3.6.1精馏塔T102进料板位置和产品收率的关系

图3.8.1进料板位置对产品收率的影响

上图中横坐标为进料板的塔板位置数（块），纵坐标为为产品的收率（%）。在优化过程中20~25收率为1。因此最佳进料板位置为难度较小吸收效率较好的25块塔板处。

3.6.2精馏塔T102回流比和收率的关系

精馏操作中，由精馏塔塔顶返回塔内的回流液流量L与塔顶产品流量D的比值，即R=L/D。回流比的大小，对精馏过程的分离效果和经济性有着重要的影响。

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第三章生产工艺的设计和优化

图3.8.2回流比对收率的影响

上图中横坐标为回流比，纵坐标是产品的收率，由图可知，本塔设计中回流比对收率的影响不明显，在回流比大于等于2时，收率已几乎收敛为1。

3.6.3精馏塔T102优化结果

通过对全过程的模拟和优化，得到精馏塔T102的优化结果，如下表

表3-6精馏塔T102的优化结果

理论板数 最佳进料板数 塔顶压力(bar)

25 20 1

回流比

回流速率(Kmol/hr) 塔底压力(bar)

2.2 1184

1

3.7精馏塔T103操作条件的确定

精馏塔T103的作用是提高产品的纯度，从而分离的环氧氯丙烷和甘油。进一步分离出乙醇。

3.7.1精馏塔T103进料塔板数的确定

在理论塔板数确定的情况下，进料塔板数直接决定了所需产物的分离纯度。下面模拟出进料位置对甘油分离纯度的影响。

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第三章生产工艺的设计和优化

图3.7.1进料板位置对产品收率的影响

上图中，横坐标为进料板位置，纵坐标为产品收率，如图所示本塔中收率随进料板位置的变化不大，从第5块板到7块板收率逐渐的增加，在10到25块板保持不变，所以最佳进料板位置为9。

3.7.2精馏塔T103回流比的确定

图

3.7.2回流比对产品收率的影响

上图中，横坐标为回流比，纵坐标为收率。如图所示回流比从0到0.04时产品收率逐渐增大，在0.04时达到收敛，所以本塔最佳回流比为0.04。

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第三章生产工艺的设计和优化

通过对全过程的模拟和优化，得到精馏塔T103的优化结果，如下表

3.7.3精馏塔T103优化结果

表3-7 塔T103的优化结果

理论板数 采出比 塔顶温度（℃）

塔压力bar

29 0.993

74.94 1

回流比 最佳进料板数 塔底温度（℃） 塔顶压力bar

0.04 14 182.60 1

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第四章设计与校核

第四章设计与校核

在Aspen Plus中，塔设备的设计和校核是通过Sizing和Rating进行计算。根据Aspen Plus的要求，用户提供必须的Sizing参数，Aspen就可以给出塔高，塔径，降液板等相关的设计数据。将这些参数按照标准圆整后，提供给Rating就可以对设计后的精馏塔进行校核。

4.1塔T101的设计与校核

T101是分离环氧氯丙烷、二氯丙醇和乙酸、HCl、水的。塔顶排出的是醋酸、HCl和水的混合物，塔板数为20，采用板式塔结构。

由于有冷凝器和共沸塔，因此实际塔板部分的起始塔板数为2，结束塔板数为19。板间距直接影响塔高，此外，板间距还与塔的生产能力，操作弹性及塔板效率有关。在一定的生产任务下，采用较大的板间距能允许较高的空塔气速，因而塔径可小些，但塔高要增加。根据实际情况，结合经济权衡，反复调整后，作出最佳选择。输入塔板设计所需的数据后运行得到核算所需要的部分数据。

在进行塔板核算时，除了用到从塔板设计带来数据，还需要对筛板和降液管的参数进行设置。板孔一般按正三角形排列，也可采用等腰三角形排列，在三角形排列中又有顺排和叉排，液面梯度较小，鼓泡均匀，故采用叉排较好。按正三角形顺排的常用阀中心距有75，100，125，150mm四种，叉排中心距有65，80，100mm三种。

降液管是塔板间流体流动的通道，也是使溢流液中所夹带气体得以分离的场所。弓形降液管一般只用于大直径塔，对于直径较小的塔，常用圆形降液管。降液管的溢流方式有以下几种，U形流，单溢流，双溢流，阶梯式双溢流，单溢流又称直径流，液体自降液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率高，塔板结构简单，广泛应用于精馏塔中。降液管底隙高度h0即为降液管底缘与塔板的距离，确定h0的原则是：保证液体流径此处时的局部阻力不太大，以防止沉淀物在此

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第四章设计与校核

堆积而堵塞降液管；同时又要有良好的液封，防止气体通过降液管造成短路。降液管的底隙高度一般不宜小于20~25mm，否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛。

塔板核算结果中的最大液泛因子(Maximum flooding factor) ，应该小于0.8 ；最大降液管液位/板间距(Maximumbackup / Tray spacing)，应在0.25~0.5之间。

对塔T-101参数进行“Tray Sizing”和“Tray Rating”设定优化，得到各塔板参数见下表4.1。

表4-1 塔T101的设计参数

起始塔板数 塔板类型

2 筛板

结束塔板数 板间距

19 0.5m

据此，Aspen Plus给出的计算结果如表4.2所示：

表4-2 塔T101的工艺参数及结果

塔板数 塔板类型 起始塔板数 塔径

20 筛板 2 1.3m

回流比 板间距 结束塔板数 侧堰长

0.2 0.5m 19 0.50m

在得到表中的塔T101的设计参数后，根据化工设备/工艺设计手册，根据相关的标准，对表中的数据进行圆整，然后按照下表进行塔T101的核算。

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第四章设计与校核

表4-3 塔T101的核算参数

起始塔板数 塔板类型 塔径 板间距 测液管面积/塔截 面积

2 筛板 0.4m 0.5m 0.368

结束塔板数 溢流类型 单位面积空隙数目

侧堰长 测液管流速

19 单溢流 110/m2 0.393m 0.404m/s

据此，Aspen Plus给出的计算结果如表4.4所示：

表4-4塔T101的核算结果

最大液泛因子

起始塔板数

0.69 2 2.134m

塔板压降 结束塔板数 降液管液位

0.125atm 19 0.64m

最大降液管液位/板间距

如表4-4所示，精馏塔T101的最大液泛因子为0.69，小于最大液泛因子0.8，故基本满足生产工艺的需要。

4.2塔T102的设计与校核

塔T102用于分离出产品异丙醇，此塔换为板式塔，理论塔板数为27，对塔T102参数进行“Tray Sizing”和“Tray Rating”设定优化，得到各塔板参数见下表4.5：

表4-5 塔T102的设计参数

起始塔板数 塔板类型

2 筛板

结束塔板数 板间距

27 0.5m

据此，Aspen Plus给出的计算结果如表4.6所示：

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第四章设计与校核

表4-6 塔T102的工艺参数及结果

塔板数 回流比 塔板类型 起始塔板数 塔径

27 2.19 筛板 2 1.2m

进料塔板数 冷凝器压强 板间距 结束塔板数 侧堰长

25 1bar 0.6m 26 0.702m

在得到表中的塔T102的设计参数后，根据化工设备/工艺设计手册，根据相关的标准，对表中的数据进行圆整，然后按照下表进行T102的核算。

表4-7 塔T102的核算参数

起始塔板数 塔板类型 塔径 板间距

降液管底隙高度 馏出液料比

2 筛板 1.2m 0.4m 30mm 0.993

结束塔板数 溢流类型 塔板厚度 堰高 侧堰长

79 单溢流 10GAUGE 5cm 0.702m

据此，Aspen Plus给出的计算结果如表4-8所示：

表4-8 塔T102的核算结果

最大液泛因子

起始塔板数

0.687 2

塔板压降 结束塔板数

0.15bar 79

最大降液管0.393m 降液管液位 0.157m 液位/板间距

如表4-8所示，精馏塔T102的最大液泛因子为0.765，小于最大液泛因子0.8，故基本满足生产工艺的条件。

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第五章物料衡算

第五章 物料衡算

表5.1是本设计的物料衡算汇总表，从中可以了解到生产过程中各个流程的物料条件和组成分布情况。各个操作单元的物料衡算和能量守恒关系可以在附录3中查阅。

表5.1 物料衡算表

Temperature F Pressure psia 1 77.0000034 14.6959488 2 77.0000034 14.6959488 3 77.0000034 14.6959488 4 194.000002 14.6959488 5 230.000002 14.6959488 877.5540 6 212.899761 14.6959488 7 364.04634 14.6959488 8 207.081667 14.6959488 9 215.605983 14.6959488 10 360.880306 14.6959488 11 548.795446 14.6959488 12 345.148764 14.6959488 0.00000 13 363.038266 14.6959488 0.0001 Mass Flow lb/hr GLYCE-01 17551.0802 0.00000 0.0000 17551.0802 0.0000 877.5540 0.0000 0.0000 0.0001 877.5539 36

第五章物料衡算

HCL 0.0000 13897.1394 0.0000 13897.1394 694.9181 694.9181 0.0000 694.9180 0.0001 0.0000 0.00000 2.01023 0.00000 7.90751 0.0000 C3H6CL2O 1:3-D-02 ACETI-01 H2O 0.0000 0.00000 0.0000 0.0000 20894.344 0.0499 20894.2938 0.0000 0.0499 20892.2836 20884.3761 0.0000 0.00000 0.0000 0.0000 2458.1581 0.2273 2457.9308 0.0000 0.2273 2457.9281 0.00270 2451.8140 6.1140 0.0000 0.00000 1983.3653 1983.3653 1983.3653 1982.5810 0.7843 1.2987 1981.2823 0.7843 0.00000 0.78431 0.0000 0.0000 0.00000 40.4768 40.4768 6563.7226 6563.7208 0.0017 3281.5311 3282.1897 0.0017 0.00000 0.00172 0.0000 37

结论

结论

本文研究以甘油和HCl为原料,醋酸催化合成环氧氯丙烷。该过程利用Aspen plus模拟软件对该系统流程进行设计和模拟，然后对流程中各单元的操作参数进行了优化，最后对流程设备进行了设计与校核，最终表明能够使环氧氯丙烷纯度达到大于99.95%的要求。从中得到以下结论:

一、运用Aspen plus设计出了环氧氯丙烷生产工艺流程，最终得到产品环氧氯丙烷的摩尔分数为99.9%，产品质量分数为100%大于99.5%满足要求。 二、得到产品每小时产量为7836kg/hr,每年生产310天即达到年产6万吨，符合要求。

三、甘油法生产环氧氯丙烷装置,生产能力强、经济效益好,投资回收期短,产品具有非常强的竞争能力。

四、甘油法生产环氧氯丙烷的工艺技术,排放的废弃物数量很少,是一种先进的绿色化工工艺。

五、甘油法生产环氧氯丙烷生产工艺原料来源容易,产品市场需求大。60000吨/年异丙醇装置建成投产后,对缓解国内环氧氯丙烷供需矛盾有重大作用,提高了我国同类产品的生产技术水平,对促进下游高附加值精细化工产品的进一步开发也将起积极的推动作用。

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参考文献

参考文献

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2008。

40

致谢

致谢

本毕业论文在选题及设计过程中得到化工学院宋峰老师的悉心指导，感谢宋老师多次询问设计进程，并为我指点迷津，帮助我开拓研究思路，精心点拨、热忱鼓励。宋老师一丝不苟的作风，严谨求实的态度和踏踏实实的精神深刻影响着我，让我受益匪浅。

感谢在校期间所有老师的教育培养，在此，要向诸位老师深深地鞠上一躬还有同学在我生活和学习中对我的关怀和帮助 。

最后，衷心地感谢在百忙之中评阅论文和参加答辩的各位专家、教授。

41

附录1

附 录1 流程图

42

附录2

附 录2 精馏

43

附录三 Aspen plus计算说明报告

附 录3 Aspen plus计算说明报告

BLOCK: E101 MODEL: HEATER ------------------------------

INLET STREAMS: 2 1 3 OUTLET STREAM: 4

PROPERTY OPTION SET: NRTL RENON (NRTL) / IDEAL GAS

*** MASS AND ENERGY BALANCE ***

IN OUT RELATIVE DIFF. TOTAL BALANCE

MOLE(LBMOL/HR) 607.005 607.005 0.00000 MASS(LB/HR ) 33472.1 33472.1 0.00000 ENTHALPY(BTU/HR ) -0.765890E+08 -0.749608E+08 -0.212585E-01

*** INPUT DATA *** TWO PHASE TP FLASH

SPECIFIED TEMPERATURE F 194.000 SPECIFIED PRESSURE PSIA 14.6959 MAXIMUM NO. ITERATIONS 30

CONVERGENCE TOLERANCE 0.000100000

*** RESULTS ***

OUTLET TEMPERATURE F 194.00 OUTLET PRESSURE PSIA 14.696 HEAT DUTY BTU/HR 0.16282E+07 OUTLET VAPOR FRACTION 0.65107 PRESSURE-DROP CORRELATION PARAMETER 0.0000

BLOCK: R101 MODEL: RSTOIC ------------------------------

INLET STREAM: 4 OUTLET STREAM: 5

PROPERTY OPTION SET: NRTL RENON (NRTL) / IDEAL GAS

*** MASS AND ENERGY BALANCE ***

IN OUT GENERATION RELATIVE DIFF.

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附录三 Aspen plus计算说明报告

TOTAL BALANCE

MOLE(LBMOL/HR) 607.005 607.005 0.00000 0.187291E-15 MASS(LB/HR ) 33472.1 33472.1 0.00000 ENTHALPY(BTU/HR ) -0.749608E+08 -0.795812E+08 0.580582E-01

*** INPUT DATA *** STOICHIOMETRY MATRIX:

REACTION # 1:

SUBSTREAM MIXED :

GLYCE-01 -1.00 HCL -2.00 C3H6CL2O 1.00 H2O 2.00

REACTION # 2:

SUBSTREAM MIXED :

GLYCE-01 -1.00 HCL -2.00 1:3-D-02 1.00 H2O 2.00

REACTION CONVERSION SPECS: NUMBER= 2 REACTION # 1:

SUBSTREAM:MIXED KEY COMP:GLYCE-01 CONV FRAC: 0.8500 REACTION # 2:

SUBSTREAM:MIXED KEY COMP:GLYCE-01 CONV FRAC: 0.1000

*** RESULTS ***

OUTLET TEMPERATURE F 230.00 OUTLET PRESSURE PSIA 14.696 HEAT DUTY BTU/HR -0.46203E+07 VAPOR FRACTION 0.21133

REACTION EXTENTS:

REACTION REACTION NUMBER EXTENT

LBMOL/HR 1 161.99 2 19.058

45

附录三 Aspen plus计算说明报告

BLOCK: T101 MODEL: RADFRAC -------------------------------

INLETS - 5 STAGE 10 OUTLETS - 6 STAGE 1 7 STAGE 20

PROPERTY OPTION SET: NRTL RENON (NRTL) / IDEAL GAS

*** MASS AND ENERGY BALANCE ***

IN OUT RELATIVE DIFF. TOTAL BALANCE

MOLE(LBMOL/HR) 607.005 607.005 -0.187291E-15 MASS(LB/HR ) 33472.1 33472.1 -0.341277E-13 ENTHALPY(BTU/HR ) -0.795812E+08 -0.736263E+08 -0.748275E-01

********************** **** INPUT DATA **** **********************

**** INPUT PARAMETERS ****

NUMBER OF STAGES 20

ALGORITHM OPTION STANDARD ABSORBER OPTION NO INITIALIZATION OPTION STANDARD HYDRAULIC PARAMETER CALCULATIONS NO INSIDE LOOP CONVERGENCE METHOD BROYDEN DESIGN SPECIFICATION METHOD NESTED MAXIMUM NO. OF OUTSIDE LOOP ITERATIONS 25 MAXIMUM NO. OF INSIDE LOOP ITERATIONS 10 MAXIMUM NUMBER OF FLASH ITERATIONS 30

FLASH TOLERANCE 0.000100000 OUTSIDE LOOP CONVERGENCE TOLERANCE 0.000100000

**** COL-SPECS ****

MOLAR VAPOR DIST / TOTAL DIST 1.00000 MOLAR REFLUX RATIO 0.20000 DISTILLATE TO FEED RATIO 0.68602

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附录三 Aspen plus计算说明报告

**** PROFILES ****

P-SPEC STAGE 1 PRES, PSIA 14.6959

******************* **** RESULTS **** *******************

OUTLET STREAMS -------------- 6 7 COMPONENT:

ACETI-01 .99960 .39545E-03 H2O 1.0000 .26153E-06

*** SUMMARY OF KEY RESULTS ***

TOP STAGE TEMPERATURE F 212.900 BOTTOM STAGE TEMPERATURE F 364.046 TOP STAGE LIQUID FLOW LBMOL/HR 83.2835 BOTTOM STAGE LIQUID FLOW LBMOL/HR 190.587 TOP STAGE VAPOR FLOW LBMOL/HR 416.418 BOILUP VAPOR FLOW LBMOL/HR 353.663 MOLAR REFLUX RATIO 0.20000 MOLAR BOILUP RATIO 1.85565 CONDENSER DUTY (W/O SUBCOOL) BTU/HR -1,378,810. REBOILER DUTY BTU/HR 7,333,350.

**** MAXIMUM FINAL RELATIVE ERRORS ****

DEW POINT 0.91216E-05 STAGE= 13 BUBBLE POINT 0.87855E-04 STAGE= 13

COMPONENT MASS BALANCE 0.17175E-05 STAGE= 10 COMP=GLYCE-01 ENERGY BALANCE 0.16114E-03 STAGE= 14

******************************** ***** HYDRAULIC PARAMETERS ***** ********************************

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附录三 Aspen plus计算说明报告

*** DEFINITIONS ***

MARANGONI INDEX = SIGMA - SIGMATO

FLOW PARAM = (ML/MV)*SQRT(RHOV/RHOL) QR = QV*SQRT(RHOV/(RHOL-RHOV)) F FACTOR = QV*SQRT(RHOV) WHERE:

SIGMA IS THE SURFACE TENSION OF LIQUID FROM THE STAGE SIGMATO IS THE SURFACE TENSION OF LIQUID TO THE STAGE ML IS THE MASS FLOW OF LIQUID FROM THE STAGE MV IS THE MASS FLOW OF VAPOR TO THE STAGE

RHOL IS THE MASS DENSITY OF LIQUID FROM THE STAGE RHOV IS THE MASS DENSITY OF VAPOR TO THE STAGE

QV IS THE VOLUMETRIC FLOW RATE OF VAPOR TO THE STAGE

TEMPERATURE F

STAGE LIQUID FROM VAPOR TO 1 212.90 213.68 2 213.68 213.81 3 213.81 213.89 4 213.89 214.05 5 214.05 214.49 8 218.83 225.50 9 225.50 236.02 10 237.98 240.88 11 240.88 248.83 12 248.83 273.85 13 273.85 316.88 14 316.88 346.46 15 346.46 356.95 16 356.95 359.99 19 361.58 364.05 20 364.05 364.05 BLOCK: T102 MODEL: RADFRAC -------------------------------

INLETS - 6 STAGE 26 OUTLETS - 8 STAGE 1

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/m35p.html