15万吨聚丙烯生产工艺设计

15万吨/年聚丙烯生产工艺设计 ---- 计算部分、用户手册

目 录

目 录 ................................................................................................................... - 1 - 前言 ........................................................................................................................... - 4 - 第一章 文献综述 ..................................................................................................... - 5 -

1.1 聚丙烯概述 ......................................................................................................... - 5 - 1.2 聚丙烯的性质...................................................................................................... - 5 - 1.3 聚丙烯工艺发展过程 ........................................................................................... - 5 - 1.4 几种主要聚丙烯工艺 ........................................................................................... - 7 - 1.4.1 Spheripol工艺……………………………………………………………………….- 7 - 1.4.2 Hypol工艺………………………………………………………………………..….- 7 - 1.4.3 Novolen工艺……………………………………………………………………….- 8 - 1.4.4 Unipol气相工艺……………………………………………………………………- 8 - 1.4.5 Amoco／Chiaso气相法工艺………………………………………………………- 9 - 1.5 新型催化剂体系的优势........................................................................................ - 9 - 1.5.1 PP生产工艺的优化和改善………………………………………………………...- 9 - 1.5.2 PP产品性能的改进和提高…………………………………………………….......- 10 - 1.5.3 高刚性、高结晶度的产品………………………………………………………...- 10 - 1.5.4 薄膜产品性能的改善……………………………………………………………...- 10 - 1.5.5 纺粘纤维和熔喷纤维……………………………………………………………...- 10 - 1.5.6 无规共聚物………………………………………………………………………...- 11 - 1.5.7 抗冲击共聚产品…………………………………………………………………...- 11 - 1.6 中国聚丙烯工业 .................................................................................................- 11 - 1.7 展望...................................................................................................................- 11 -

第二章 工艺流程设计 ........................................................................................... - 12 -

2.1 工艺原理........................................................................................................... - 12 - 2.2 催化剂的选定.................................................................................................... - 13 - 2.3 生产工艺的选定 ................................................................................................ - 13 - 2.4 工艺流程草图.................................................................................................... - 15 - 2.5 工艺流程概述.................................................................................................... - 15 - 2.5.1 聚合区工艺………………………………………………………………………...- 15 - 2.5.2 造粒区……………………………………………………………………………...- 18 - 2.5.3 包装区……………………………………………………………………………...- 18 - 2.5.4 循环水场…………………………………………………………………………...- 19 -

第三章 物料衡算 ................................................................................................... - 19 -

3.1 设计名称........................................................................................................... - 19 - 3.2 设计条件........................................................................................................... - 20 - 3.2.1 全套装置工艺参数………………………………………………………………...- 20 - 3.2.2 丙烯进料量 （按小时计算）…………………………………………………….- 20 - 3.3 催化剂用量 ....................................................................................................... - 20 - 3.4 R200小环管的物料衡算 ..................................................................................... - 21 - 3.5 氢气用量........................................................................................................... - 22 - 3.6 R201大环管反应器的物料衡算 .......................................................................... - 22 - 3.7 D301闪蒸罐的物料衡算..................................................................................... - 23 - 3.8 F301布袋过滤器的物料衡算 .............................................................................. - 23 - 3.9 T301循环丙烯洗涤塔的物料衡算 ....................................................................... - 25 - 3.10 D501汽蒸罐的物料衡算 ................................................................................... - 26 - 3.11 T501水洗塔的物料衡算 ................................................................................... - 26 - 3.12 D502干燥塔的物料衡算 ................................................................................... - 27 - 3.13 造粒 ................................................................................................................ - 27 -

第四章 热量衡算 ................................................................................................... - 28 -

4.1 计算依据........................................................................................................... - 28 - 4.2 R200小环管的热量衡算 ..................................................................................... - 28 - 4.3 R201大环管反应器的热量衡算 .......................................................................... - 30 - 4.4 D301闪蒸罐的热量衡算..................................................................................... - 31 - 4.5 D501气蒸罐的热量衡算..................................................................................... - 31 - 4.6 D502干燥罐的热量衡算..................................................................................... - 32 -

第五章 设备选型 ................................................................................................... - 33 -

5.1 R200小环管的选型 ............................................................................................ - 33 - 5.1.1 R200小环管的工艺参数…………………………………………………………..- 33 - 5.1.2 主要作用…………………………………………………………………………...- 33 - 5.1.3 选型………………………………………………………………………………...- 33 - 5.2 R201大环管反应器的选型 ................................................................................. - 34 - 5.2.1 R201大环管反应器的工艺参数…………………………………………………..- 34 - 5.2.2 特点………………………………………………………………………………...- 34 - 5.2.3 选型及结构………………………………………………………………………...- 34 - 5.3设备一览表........................................................................................................ - 35 -

第6章 经济技术分析 ......................................................................................... - 36 -

6.1市场分析和建设规模.......................................................................................... - 36 - 6.2 工艺技术........................................................................................................... - 38 -

参考文献 ................................................................................................................. - 39 - 致 谢 ................................................................................................................. - 40 -

前言

此次设计的题目：年产15万吨环管法聚丙烯合成车间工艺及聚合工段设计，共分为五个部分：文献综述、工艺流程设计、物料衡算、能量衡算以及设备框算。

文献综述介绍了聚丙烯的性能、生产工艺、晶型、产业发展现状、用途以及催化剂的选择。

工艺流程设计详细介绍了工艺原理、生产工艺的选择及催化剂的选用，着重叙述了聚合的工艺流程，使我们对整个生产过程有了充分的认识，还对装置及一些化学介质做了说明。

在物料衡算中，根据生产流程对主要设备的进出料情况做了衡算，确定进出设备的物料和设备内部各种物料的流动状况和组成。

在能量衡算中，由物料的流量、状态及性质做出热量的衡算，以及夹套水的用量，确定需要移走或补充的能量。

在设备框算中，则包括了车间内各主要单元的化工计算过程，确定各设备的有效容积、结构尺寸、传热面积等。同时，根据设计的需要绘制了聚合工段的工艺流程图、循环丙烯洗涤塔的装配图、车间的平面布置总图、设备平面布置图和设备立面布置图。本次设计虽然经过多次修改，但难免存在不妥之处，望各位老师在检查过程中给予纠正。

的控制范围扩大，特别是因为它具有分子量分布窄的特点，使得以往用过氧化物进行流变控制的操作方法可以被取代，这可以降低成本，并避免由于过氧化物降解所产生的挥发物影响健康和安全。 1.5.2 PP产品性能的改进和提高

新工艺技术与新的催化剂体系相结合，使聚丙烯的分子量分布、挠曲模量、等规度，抗冲击等性能指标有了较明显的改善。这类树脂具有很高的结晶度和刚性，光泽度好，较大幅度地提高了均金山油化纤聚物、无规共聚物和抗冲共聚物产品的各项指标。 1.5.3 高刚性、高结晶度的产品

应用新型催化剂并结合新双峰技术生产的产品具有更宽的分子量分布和高的等规度，可将产品挠曲模量提高了45 ，而单独使用新催化剂和新双峰技术则可提高l3 和l0。 1.5.4 薄膜产品性能的改善

应用新型催化剂并结合新双峰技术[7]使产品的分子量变得更宽，生产的BOPP产品的拉伸性能得到了改善，使之更适应新型BOPP高速生产线的高速拉伸要求。均聚PP产品进一步改善了刚性，在用于芯层料时具有很大的优点，同时，耐热性能、光学性能以及薄膜表面泄出物也大大改观。由于使用了新型催化剂体系，产品的灰分大为降低，使生产电容薄膜成为可能。 1.5.5 纺粘纤维和熔喷纤维

采用新催化剂体系使其在纤维领域具有了新的优势，主要有以下优势： 1)能够生产很高MFR的产品(1700 dglrain)；

2)具有很窄的分子量分布，使纤维的加工性能大大提高(PJ：2．2～2．5)； 3)可以不使用过氧化物降解；

4)高流动性，适用于生产高速纺丝和细旦纺丝产品(速度>4500m／rain)； 5)高纯洁度。

1.5.6 无规共聚物

由于使用新催化荆体系的产品分子量分布窄，使热定型和吹塑产品的透明度提高，同时也改善了抗冲击性能。在吹膜、注膜、拉膜和热定型生产中，产品在透明度、光泽度、冲击性能、化学稳定性、水气阻隔性等方面都有了不同程度的改进，可部分替代PS、PET和PVC等等产品[8]。 1.5.7 抗冲击共聚产品

采用新催化剂体系改善了抗冲击共聚产品的刚性／抗冲击性的平衡，形成了又一种抗冲击共聚产品系列。由于新技术的采用给抗冲击共聚产品带来了以下几个明显的优点：

1)更高的坚挺度；

2)无论在室温下还是在低温下，其抗冲击性能均表现良好； 3)良好的抗变形能力； 4)更佳的尺寸稳定性；

5)在相同的刚性／抗冲击性能下可使MFR更高(更适合薄壁注塑)。

1.6 中国聚丙烯工业

中国聚丙烯的工业[9]生产始于20世纪70年代，经过30多年发展，已经基本上形成了溶剂法、液相本体-气相法、间歇式液相本体法、气相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。现在中国的大型聚丙烯生产装置以引进技术为主，中型和小型聚丙烯生产装置以国产化技术为主。

中国聚丙烯在以后几年里产量会有较大的增长，但生产仍然供不足需，中国已经成为全球最大的聚丙烯净进口国。但由于国内产量很快增长，进口依存度总体上呈下降趋势。中国聚丙烯未来几年内，表观消费量依然会保持较高增速，进口量将会增大，聚丙烯产业在中国的前景广阔。

1.7 展望

为了进一步发展聚丙烯生产技术，必须解决以下几个问题：

1．随着科技发展，对聚丙烯的需求量及品种将会进一步增加。因此，科研人员应开拓聚丙烯的新的应用范围，同时不断开发新品种。

2．由于催化剂的性能和质量是决定聚丙烯品种和质量的最关键的因素，因此，目前美、日、意和德等国家对催化剂的研究特别重视，并取得了很多成果。就活性而言，日本三井油化的HYHS-Ⅱ高效高立体定向催化剂的活性高达1 t聚丙烯／s钦，皆高于其他几家公司的催化剂。我国目前引进的几套大型聚丙烯装置都使用进1：l的催化剂。所以，加快研制国产的高活性催化剂是摆在我国科研人员面前的一项紧迫任务。

3．要增加聚丙烯品种，提高聚丙烯的质量，扩大应用范围，必须注重开发新型添加荆和改性剂。虽然在这方面已取得不少成果，但仍需继续努力。并要开发更多的新型艟化剂。

4．寻求不造粒新工艺。就造粒工序而言，耗电多，设备昂贵。若能开发出使粉片状聚丙烯存放期延长而不变质的新工艺，省掉造粒工序，则能大大降低成本，提高经济效益，为提高聚丙烯产量，增加品种，创造有利条件。

第二章 工艺流程设计

2.1 工艺原理

从中转罐区送来的丙烯需经过预精制、保安精制后才能成为精丙烯进入反应系统。

其中T001为固碱塔，脱除大量水和无机硫 2NaOH+CO2=Na2CO3+H2O 2NaOH+H2S=Na2S+2H2O NaOH+nH2O=NaOH.nH2O

T002为分子筛塔，利用分子筛的吸附原理[10]，脱除微量的水，该塔可以再生。 T701为汽提塔，利用汽提塔的操作原理脱除丙烯中的轻组分，尤其是一氧化碳。 T702为脱硫塔，主要是脱除羰基硫。 COS+H2O=H2S+CO2 ZnO+H2S=ZnS+H2O

T703为3?分子筛塔，继续脱除微量的水。该塔可以再生。 T704为脱砷塔，主要是脱除砷化氢。 2AsH3+2CuO=2CuAs+2H2O+H2 2AsH3+Al2O3=2AlAs+3H2O

丙烯聚合的过程包括链引发、链增长、链转移和链终止。 ⑴ 链引发

[Cat]＋－－R＋CH2＝CH→[Cat]＋－－CH2－CH－R

∣ ∣ CH3 CH3 ⑵ 链增长

[Cat]＋-―CH2－CH－R＋nCH2＝CH→[Cat]＋-―CH2－CH(CH2－CH)nR ∣ ∣ ∣ ∣ CH3 CH3 CH3 CH3 ⑶ 链转移 ① 向单体转移

[Cat]＋－CH2－CH(CH2－CH)nR＋CH2＝CH→[Cat]＋-－CH2－CH2＋CH2=C(CH2－CH)nR ∣ ∣ ∣ ∣

∣ ∣ CH3 CH3 CH3 CH3 CH3 CH3 ② 向氢气转移

[Cat]＋-―CH2－CH(CH2－CH)nR＋H2→[Cat]＋-―H+CH3－CH(CH2－CH)nR ∣ ∣ ∣ ∣ CH3 CH3 CH3 CH3 ③ 向烷基铝转移

[Cat]＋-－CH2－CH(CH2－CH)nR＋Al(C2H5)3→[Cat]＋-－C2H5+

∣ ∣ CH3 CH3

(C2H5)2Al－CH3－CH(CH2－CH)nR

∣ ∣ CH3 CH3

④ 链终止

[Cat]＋――CH2－CH－(CH 2－CH)－nR→[Cat]＋――H＋CH2＝C－(CH2－CH)－nR ∣ ∣ ∣ ∣

CH3 CH3 CH3 CH3

2.2 催化剂的选定

配合Spheripol工艺，选择第四代超高活性的CS-Ⅱ型和DQ-型球型催化剂[3]。球型催化剂可以控制聚丙烯粒子的形态，具有反应器颗粒技术的特点，有利于生产高性能的聚丙烯。同时“反应器颗粒技术”可以免除造粒过程，所以在提高了反应效率的同时，又大大的降低了生产成本。

2.3 生产工艺的选定

在综述中对聚丙烯的生产工艺已经做了详细的比较，在这里选择Spheripol工艺。该技术自1982年首次工业化以来，是迄今为止最成功、应用最为广泛的聚丙烯生产工艺。Spheripol工艺是一种液相预聚合同液相均聚和气相共聚相结合的聚合工艺，工艺采用高效催化剂(Spheripol工艺一开始使用GF-2A、FT-4S、UCD-104等高效催化剂，催化剂活性达到40kgPP/gcat，产品等规度为90%-99%，可不脱灰、不脱无规物)，生成的PP

粉料粒度呈圆球形，颗粒大而均匀，分布可以调节，既可宽又可窄，可以生产全范围、多用途的各种产品。预聚合反应是在均聚反应之前先将催化剂组分同少量丙烯预先进行聚合反应，以保护催化剂和聚合产品的颗粒度。预聚合是液相聚合，采用一组由两根管组成的环管反应器。均聚反应也是液相聚合，一般都采用两组串连的环管反应器，每组反应器由四根管子组成。目前改进的Spheripol工艺的环管反应器由一组环管组成，通过对立管根数及其直径的不同设计来适应不同的处理能力，反应热通过环管外壁夹套内循环流动的水来撤除。嵌段共聚反应则采用气相法，反应器是一个或两个串联的密相流化床反应器。该工艺采用独特的环管式反应器，具有单位体积传热面积大，总传热系数高，单程转化率高、流速快、混合好、不会在聚合区形成塑化块、产品切换牌号的时间短等优点，而且结构简单，材质采用低温碳钢即可。环管反应器则是利用轴流泵使浆液高速循环，通过夹套冷却撤热，由于传热面积大，撤热效果好，因此其单位反应器体积产率高，能耗低。Spheripol工艺经济性好，原料和公用工程消耗低，人工费和三废处理等费用也少，生产成本较低，因此Spheripol工艺成为当今世界最为先进和流行的PP生产工艺之一。

表2-1 几种聚丙烯工艺对比

工艺名称

工艺特点

1.丙烯单体溶解在惰性液相溶剂中（如己烷中），在催化剂作用下进行溶剂聚合，聚合物以固体颗粒状态悬浮在溶剂中，采用釜式搅拌反应器； 2.有脱灰、脱无规物和溶剂回收工序，流程长，较复杂，装置投资大，能耗高，但生产易控制，产品质量好；

3.以离心过滤方法分离聚丙烯颗粒，再经气流沸腾干燥和挤压造粒； 1.使用高沸点自链烃作溶剂，在高于聚丙烯熔点的温度下操作，所得聚合物全部融解在溶剂中呈均相分布；

2.高温气提方法蒸发脱除溶剂得熔融聚丙烯，再挤出造粒得粒料产品； 3.方法工艺流程复杂，且成本较高，聚合温度高，采用特殊的高温催化剂使产品应用范围有限;

气相法 液相本体法（含液相气相组合式）

1.系统不引入溶剂，丙烯单体以气相状态在反应器中进行气相本体聚合； 2.流程简短，设备少、生产安全、生产成本低；

3.聚合反应器有流化床、立式搅拌床及卧式搅拌床等； 1.系统中不加溶剂，丙烯在反应器中进行液相本体聚合，乙烯丙烯在流化床反应器中进行气相共聚；

2.流程简单、设备少、投资省、动力消耗及生产成本低； 3.均聚采用釜式搅拌反应器，或环管反应器，无规共聚和嵌段共聚在搅拌式流化床中进行；

淤浆法

工艺

溶液法工艺

2.4 工艺流程草图

图2.1 工艺流程草图

2.5 工艺流程概述

全装置的工艺流程分为聚合区、造粒区、包装区和循环水场。

聚合区分为000#、100#、200#、300#、500#、600#、700#、制氢站等工段。 2.5.1 聚合区工艺

本装置使用的催化剂分为主催化剂和助催化剂三乙基铝（TEAL）、给电子体（DONOR）。TEAL密封在钢瓶内贮存和运输。首先利用N2将TEAL从钢瓶压送到TEAL贮罐D111，再分批压送到TEAL计量罐D101。D101中的TEAL按照一定的流量控制

通过计量泵P101精确地输送到催化剂混合罐D201。

DONOR对产品的等规度调节具有重要的作用。使用时先将100% DONOR溶液通过气动泵P103送至给电子体贮罐D110A/B。为了方便计量，并根据产品性能的不同要求，再向D110A/B中加入一定量的白油，配成不同浓度的DONOR溶液。本装置一般使用10%和30%两种，配制好的DONOR溶液按照一定的流量控制通过P104精确地输送到D201。DONOR系统必须在N2封状态下使用和保存。

配制主催化剂膏体所需要的脂先在E102中进行加热，熔化后通过齿轮泵P105送至油脂混合罐D105，再按照油：脂为2：1的比例向D105中加入白油。通过Z110鼓泡排气后待用。使用时需将D105升温至70℃，按需要量通过P105将加热好的油脂混合物送到催化剂分散罐D106中，主催化剂从D106上部的HV136振动加入。通过严格的配制程序，最后将主催化剂混合在10℃的油膏中，以保证主催化剂能均匀地加入反应系统。

使用时，先用N2将主催化剂油膏压至催化剂计量罐D108A/B。从催化剂计量泵P108打出的油进入D108顶部，通过对活塞的压力，将D108中的催化剂送出至D201，通过对油的计量可以精确地计量催化剂的加入量。

主催化剂、TEAL、DONOR在D201中被混合均匀，温度控制在10℃。主催化剂在D201中被活化。催化剂混合物通过D201上部的溢流管进入到催化剂在线混合器Z203中，同时由FV204控制的、流量为3300kg/h的一股丙烯也同时加入，并一起进入预聚合反应器R200。预聚合的目的在于使催化剂表面包裹上一层聚丙烯薄层，当催化剂进入环管反应器时，这个薄层起保护催化剂的作用，防止催化剂在突遇高温时发生爆裂，生成大量细粉。经过预聚的催化剂再进入到环管反应器R201中。

氢气在本装置的作用是分子量调节剂。装置内使用的氢气由制氢站供给，制氢站包括水电解制氢装置和氢气纯化装置两部分。由水电解产生的氢气经过催化脱氧、吸附干燥后得到高纯度的氢气，进入到氢气贮罐D993中。D993的压力控制在1.2-1.3MPa，当D993的压力超高时，需要将氢气放空。D993中的氢气被压缩机PK705压缩至5.0MPa，经F202过滤后进入到丙烯总管。

本装置使用的丙烯由中转罐区送来。丙烯先进入固碱塔T001和分子筛塔T002，除去其中大量的水分，精制合格后的丙烯进入丙烯球罐Q-1/2，两个球罐可以切换使用。球罐中的丙烯通过P-1送往保安精制。

保安精制主要包括汽提塔T701、脱硫塔T702、脱水塔T703、脱胂塔T704，它们分别可以脱除丙烯中的轻组分（乙烷、一氧化碳、氢气）、硫、水、胂等主催化剂“毒素”。

从T701系统中的E701排出的轻组分，进入尾气回收系统。从保安精制出来的丙烯被称为“精丙烯”，经F701过滤后进入到丙烯进料罐D302中。

D302中的丙烯通过丙烯进料泵P301送往环管反应器R201。为保持P301出口压力的稳定，多余的丙烯通过FV331返回D302。

R201的丙烯主要有两个来源，一个由P301直接送入，另一个由P301经E201、Z203和R200后进入R201。

R201需要严格控制其反应条件：温度70℃，压力3.4MPa，密度560-580kg/m3。 R201带有一台轴流泵P201，用来维持物料在反应器内的循环。聚合反应放出的热量由反应器夹套水带走，夹套水通过E202与循环冷却水进行热交换来实现夹套水温度的稳定。

R201的压力控制是通过与之相连的D202的压力控制来实现的。D202的压力控制主要是通过调节进入E203蒸发的液相丙烯流量来实现，另外从D202顶部出来的气相丙烯，也具有一定的调节作用。

R201的出料由D202的液位控制。

从R201中流出的浆料在闪蒸线内完全汽化后，进入闪蒸罐D301。当后续系统故障时，可以从D301前的三通阀HV301，将物料排向排放系统。

物料在D301中进行气、固分离，粉料从D301底部进入袋滤器F301，气相丙烯由D301顶部进入丙烯洗涤塔T301。D301顶部的动力分离器A301可以使粉料尽可能不被带走。丙烯在T301内经冷却和循环洗涤后，由丙烯泵P302送回D302。另有一股丙烯从T301底部排出，在小闪蒸线内汽化后，与D301底部流出的物料一起进入F301，目的是将洗涤下来的粉料排出。T301系统中的E301可将不凝气排放到尾气回收系统。

物料在F301内再次减压至0.05-0.08MPa，闪蒸出来的丙烯气经滤袋和安全过滤器F302过滤后，进入低压丙烯洗涤塔T302。T302内的循环液由白油和添加剂Atmer163按2：1混合而成。气相丙烯中夹带的粉料和TEAL被洗涤下来。当油中的TEAL含量超过8%时，T302需换油，每次更换一半。废油由齿轮泵P303送往D607，进行废油处理。

当低压闪蒸系统故障时，可由F301前的三通阀HV311将物料排放至排放系统。 从T302顶部出来的丙烯，经E304冷却，D304缓冲后，进入循环气压缩机PK301，PK301将丙烯压缩至1.6-1.8MPa后，返回到T301入口。

F301内的粉料向下进入汽蒸罐D501。汽蒸的目的是为了提高产品的质量，降低产

品灰份和氯含量。D501是一个带搅拌器（A501）的流化床。蒸汽由底部进入，将粉料中的残余催化剂分解后，由D501顶部出来进入水洗塔T501。蒸汽中带有少量的丙烯、油、HCl、粉料等。粉料、HCl和蒸汽在T501中被洗涤下来，由塔底排出。少量的丙烯和油被T501顶部的E501冷却后进入尾气压缩机PK501。PK501将残余丙烯压缩至0.4MPa后进入尾气回收系统。少量的油贮存在废油罐D506中，最后排至油桶。

T501的操作温度为90-100℃，它的热水同时还作为T301底再沸器E303的热源循环使用。

D501中的物料依靠重力进入干燥罐D502。D502内有螺旋筛板，可以使物料不发生混流。热氮气从D502底部进入，对物料进行干燥后，由顶部出来进入水洗塔T502，N2在T502中被冷却，并降低湿度后，进入鼓风机C502。从C502出来的N2在E503中加热至80-100℃，又从D502底部进入。T502的循环液在E502中进行冷却，以稳定T502的操作温度。

从D502底部排出的合格粉料，由粉料输送系统PK801送至聚丙烯粉料缓冲仓D802，等待造粒。 2.5.2 造粒区

造粒系统由添加剂配制单元，计量加料单元，CMP230X-12AW连续混炼机，水下切粒机，颗粒水（PCW）系统，颗粒干燥器、分级器组成。

通过混合器M801A/B配制好的添加剂，经W802计量后，再与经W801计量后的PP粉料混合之后进入预混器M802，混合后加到混炼机腔，混炼树脂和添加剂，并通过排气口放出富余氮气及挥发物，由齿轮泵加压，树脂通过换网器，清除树脂中的杂质，送到模板。在水室中，挤压成条的树脂被切粒机旋转的切刀切成颗粒。这些颗粒由PCW系统送到脱水干燥器D805，干燥后由分级器S803进行分类，分离出不合格尺寸的颗粒。尺寸合格的颗粒送到D807，D807底部出来的颗粒通过颗粒输送系统PK802送至均化料仓D901。 2.5.3 包装区

正常生产时，每一满罐（D901A/B/C/D）PP粒料为一批料，批料均化时间为6-10小时。均化操作是从同一料仓通过均化管线自料仓的不同高度取料，再通过PK901送往同一料仓顶部的操作。均化结束后，可根据生产安排停PK901或将PK901目标料仓切

向D902，将D901A中粒料送至D902，进行包装。

成品包装工段共有A、B两条CZQ型全自动包装码垛生产线，该生产线由包装单元、码垛单元、电气控制及上位管理系统，辅助及公用工程系统组成。 2.5.4 循环水场

本装置还包括有一个循环水场，负责向装置内提供循环冷却水。

第三章 物料衡算

物料衡算是对进出生产装置、生产工序或单台设备的物料进行平衡计算。物料衡算的主要内容是根据各种物料之间的定量转化关系，计算进出整个生产装置、生产工序或单台设备的各股物料的数量及组成[11]。

物料衡算的理论依据是质量守恒定律。对于没有化学反应的生产过程来说，质量守恒定律为：进入一个装置的全部物料质量等于离开这个装置的全部物料质量再加上装置内积累起来的物料质量。写成公式为：

流入量=流出量+积累量+损失量

对于有化学反应的过程来说，要将化学反应的计量关系结合到质量守恒定律中，写成公式为：

流入量+反应生成量=流出量+反应消耗量+积累量+损失量

3.1 设计名称

年产15万吨环管法聚丙烯合成车间工艺设计

3.2 设计条件

3.2.1 全套装置工艺参数

生产规模：年产15万吨

生产时间：年工作时数8000小时

每吨聚丙烯消耗丙烯理论量：1.02吨丙烯（100%）

全装置总收率按98%计算，提耗为2%（以1.02吨100%丙烯为基准计算收率和损耗），损耗分配如下：

精制工段丙烯损失 0.5% 闪蒸工段丙烯损失 0.5% 汽蒸工段丙烯损失 0.8%

PP粉料损失 汽蒸工段 0.1%，造粒工段 0.1% 3.2.2 丙烯进料量 （按小时计算）

PP每小时净生产量：150000/8000=18.75t 需要100%丙烯：18.75*1.02=19.125t 则取19.125t丙烯为基准计算收率和损耗

扣除损耗的则参加反应的丙烯：19.125/(1-0.5%-0.5%-0.8%)=19.476t 按转化率55%，则需要100%丙烯进料量为：19.476/0.55=35.41t 原料纯度为99.5%，则原料量为：35.41/0.995=35.59t

3.3 催化剂用量

①.主催化剂（CS-Ⅱ型和DQ-Ⅰ型）

主催活性：25~31kgPP/gcat，取30 kgPP/gcat。 则主催用量：19.476*1000/30=649.2g ②其它

按主催：助催TEAL：给电子体DONOR：烃油十脂=0.06：0.35：0.015：0.35 助催TEAL用量:(0.35*649.2)/0.06=3787g

给电子体DONOR用量：(0.015*649.2)/0.06=162.3g

烃油十脂：3787g

则催化剂总量：649.2+3787+162.3+3787=8385.5g,即8.385kg

3.4 R200小环管的物料衡算

主催化剂去聚合DONORTEAL预聚合D302 丙烯原料

图3.2 R200物料平衡图

输入

表3-2 R200物料平衡表

物料名称 物料质量（kg） 丙烯 催化剂

输出

丙烯 PP 催化剂

3000 8.385 2935.08 64.92 8.385

3008.385 总量（kg） 3008.385

进料：丙烯进料流量 2700~3300kg/h，取3000kg/h 主催化剂 649.2g 催化剂总量 8.385kg

主催化剂：100~150gPP/gcat，取100gPP/gcat 则预聚合生成PP：649.2*100=64920g=64.92kg 未反应的丙烯：3000-64.92=2935.08kg 出料：PP 64.92kg 丙烯 2935.08kg 催化剂 8.385kg

3.5 氢气用量

H2消耗定额：0.009~0.31kg/tpp,此处取值：0.20kg/tpp 则H2用量：0.20*19.476=3.8952kg

3.6 R201大环管反应器的物料衡算

氢 气 PP64.992kg PP19603.71Kg R200 R201 D301 丙烯2935.08Kg 催化剂8.385 Kg 丙烯15986.286Kg 丙烯32590Kg D302 3.3 R201物料平衡图

转化率55%

进料：丙烯 35.59*1000-64.92=35525.08kg PP 64.92kg

生成PP：35525.08*55%=19538.794kg 出料：PP 19538.794+64.92=19603.714kg 丙烯 35.59*1000-19603.714=15986.286kg

表3-3 R201物料平衡表

物料名称 物料质量（kg）

总量（kg） 输入

丙烯（R200） 2935.08 35590

丙烯（D302） 32590 PP(R200)

64.92 输出

丙烯 15986.286 35590 PP

19603.714

图

3.7 D301闪蒸罐的物料衡算

进料：PP 19603.714kg 丙烯 15986.286kg

T301 PP+丙烯 丙烯+ PP R201 D301 PP+丙烯 F301 图3.4 D301物料平衡图

D301顶部丙烯带走粉尘为10%，底部粉尘带走丙烯10% D301塔顶出料为：

丙烯：15986.286*90%=14387.66kg PP：19603.714*10%=1960.37kg D301塔底出料为：

PP：19603.714*90%=17643.34kg 丙烯：15986.286*10%=1598.63kg

表3-4 D301物料平衡表

输入

物料名称 丙烯 PP

输出

丙烯（D301顶） PP(D301顶) 丙烯（D301底） PP(D301底）

物料质量（kg） 15986.286 19603.714

总量（kg） 35590

14387.66 1960.37 1598.63 17643.34

35590

3.8 F301布袋过滤器的物料衡算

D301→F301 PP粉： 17643.34kg 丙烯气：1598.63kg

T301→F301 丙烯： 2860kg PP粉： 1960.37kg 进料：则D301 丙烯：2860+1598.63=4458.63kg 〉→F301

T301 PP：17643.34+1960.37=19603.71kg

回收T301 丙烯 丙烯+PP T301 F301 丙烯+PP D301 丙烯+PP D501 F301物料平衡图

D501损失丙烯0.8%：19.125*1000*0.8%=153kg 则从F301顶部出丙烯：4458.63-153=4305.63kg 出料：F301顶部（T301）：丙烯气4305.63kg

F301底部（D501）：PP 19603.71kg 丙烯153kg

表3-5 F301物料平衡表

物料名称 物料质量（kg）

总量（kg） 输入

丙烯（D301） 1598.63 24062.34

PP(D301) 17643.34 PP(T301) 1960.37 丙烯（T301）

2860

输出

丙烯（F301底部） 153

24062.34

回收丙烯（F301

4305.63 顶部） PP(F301底)

19603.71

3.5

图

3.9 T301循环丙烯洗涤塔的物料衡算

T301的液位50%，体积11m3 丙烯密度 0.52g/cm3 则回流的液相丙烯：11*0.5*0.52*103=2860kg 进料：D301→T301 PP粉： 1960.37kg 丙烯：14387.66kg

F301→T301 丙烯：4305.63kg

损失丙烯0.5%，损失19.125*1000*0.5%=95.625kg/h

则回收至D302的丙烯14387.66+1914.402-2860-95.625=13346.437kg 小闪线内随回流丙烯到F301的PP 1960.37kg

D301丙烯 回收丙烯 T301 损失丙烯 F301丙烯

图3.6 T301物料平衡图 表3-6 T301物料衡算表

输入

物料名称 丙烯（D301） PP(D301) 丙烯（F301）

输出

损失丙烯 回收丙烯 PP(F301) 回流丙烯

物料质量（kg）

总量（kg） 18262.432

14387.66 1960.37

1914.402 95.625

18262.432

13346.437 1960.37

2860

3.10 D501汽蒸罐的物料衡算

纯净自F301来的聚合物低压蒸气气体S501T501粉末D502含3%wt的冷凝水

图3.7 D501物料平衡图

进料： PP 19603.71kg，丙烯153kg，水蒸汽：27005.3kg （计算） 损失PP粉：19.125*1000*0.1%=19.125kg

则从D501→D502： PP粉 19603.71-19.125=19584.585kg PP粉夹带水分19584.585*3%=587.538kg D501→T501 PP粉：19.125kg 丙烯: 153kg

水蒸气：27005.3-587.538=26417.762kg

表3-7 D501物料平衡表

输入

物料名称 PP 丙烯 水蒸气

输出

损失PP PP粉 损失丙烯 水蒸气 PP粉夹带水分

物料质量（kg）

总量（kg） 19756.71

19603.71

153 27005.3 19.125

27005.3 19756.71

19584.585

153

26417.762 587.538

27005.3

3.11 T501水洗塔的物料衡算

D501→T501 PP粉：19.125kg 丙烯: 153kg

水蒸汽：27005.3-703.7=26301.6kg

还有少量的油、HCl等 出料：塔底：PP粉 19.125kg 水蒸汽 26301.6kg

少量 HCl

塔顶：丙烯153kg进入尾气回收系统 油排至油桶

3.12 D502干燥塔的物料衡算

进料：湿PP粉 19584.585+587.538=20171.123(kg) 热氮气 478.42kg 出料：

塔底：干PP粉末 19584.585kg 少量水分19584.585*0.02%=3.92 kg 氮气带走的水分为587.585-3.92=583.665kg 塔顶：湿氮气：478.42+583.665=????kg

自D501来的聚丙烯湿氮气S502干燥洗涤塔T502粉末D507氮气料仓D801A/B

图3.8 D502物料平衡图

3.13 造粒

PP粉19584.585损失0.1%为19584.585*0.1%=19.585kg 在聚合过程中催化剂和氢气全用来生产成品PP,损失的忽略不记 得成品PP粉：(19584.585+3.8952+8.385)- 19.585=19577.28kg=19.58t 则年生产PP:19.58*8000=15.66t

第四章 热量衡算

热量衡算是指根据能量守恒定律对设备在操作过程中传入热量或传出热量的平衡计算[12]。连续操作过程热量衡算的内容主要是计算正常操作时的传热速率，为设备传热面积、传热介质流量、工艺管径等的计算及控制方案的选择提供依据。

在化工过程中，各种热量之间的转换关系可以用热平衡方程表示：

∑Q=∑H出 - ∑H进

其中 ∑Q------设备或系统与外界环境交换热量之和，通常包括热损失，kJ；

∑H出------离开设备或系统各股物料的焓之和，kJ； ∑H进------进入设备或系统各股物料的焓之和，kJ；

4.1 计算依据

丙烯聚合热：2172.95kJ/kgPP

表4-1 水的比热

℃ Kcal/(kg*℃)

℃ Kcal/(kg*℃)

℃ Kcal/(kg*℃)

℃ Kcal/(kg*℃)

℃ Kcal/kg

20 1．93

50 2750 50 1．64 25 0．685 20 0.999

30 0.997

表4-2 液相丙烯比热

50 0．800

表4-3 气相丙烯比热

60 1．643 表4-4 聚丙烯比热

70 2．23

表4-5 丙烯汽化潜热

60 2350

76 1700 80 2．246

105 2．526

76 1．647

20 1．633

60 0．810

70 0．910

70 1.00

80 1.002

4.2 R200小环管的热量衡算

预聚生成PP：64.92kg 丙烯聚合热：2172.95kJ/kgPP

输入热量：

20℃的丙烯带入热量Q1 =CP*m*△t=3000*0.685*4.2*20=172620kJ PR的反应热Q2=2172.95*64.92=141067.914kJ 输出热量：

预聚物带走热量Q3= CP*m*△t=64.92*1.93*20=2505.912 kJ

未反应丙烯带走热量Q4= CP*m*△t=(3000-64.92)*0.685*4.2*20=168884.5 kJ

通过通冷却水移走聚合反应生成热，设备向外界环境散热的热量可忽略不计，则冷却水带走的热量为Q5：

Q5=Q1+Q2-Q3

=64.92*0.685*4.2*20+2172.95*64.92-64.92*1.93*20 =3735.497+141067.914-2505.912 =142297.499kJ

夹套水进口温度范围是9.5～10.5℃,本设计取10℃，出口温度取15℃ 因为 Q=m*△t*C水 得 m水=Q5/（C水*△t） 所以 m水=142297.499/(4.2*5)=6776.07kg

液相本体法聚丙烯聚合釜夹套传热的总传热系数为：K=δ*e-0.809C K—总传热系数，ω/m2k

δ—丙烯转化率为零时的传热系数，ω/m2k C—丙烯转化率（C=64.92/3000=0.02164）

对于碳钢材质的聚合釜δ可取560～698ω/m2k，取δ=600ω/m2k 则K= 600*e（ -0.809*0.02164）=589.587ω/m2k 传热方式：夹套式换热为主 反应温度：20℃→ 20℃ 冷却水 ： 10℃ →15℃

平均温差[i]△tm=（△t1-△t2）/㏑（△t1/△t2） 则△t={(20-10)-(20-15)} /㏑{(20-10)-(20-15)}=7.214℃ 1ω=3.6kJ/h

传热面积[10]A=Q/（K.△tm） 则A= A=Q5/（K.△tm）

=(142297.499/3.6)/( 589.587*7.214)m=39527.083/4253.28=9.29m2

表4-6 R200热量衡算表

输入热量

热量名称

20℃的丙烯带入热量Q1

PR的反应热Q2 预聚物带走热量Q3

热量（kJ） 172620

总量（kJ） 313687.9

141067.914

2505.912

168884.5

输出热量

未反应丙烯带走热量Q4 冷却水带走的热量为Q5

冷却水用量（kg） 夹套传热面积（㎡）

313687.9

142297.499

6776.07 9.29

4.3 R201大环管反应器的热量衡算

生成PP：19538.794kg

氢气的进料温度为20℃，量为3.8952kg 进料：PP 64.92kg 丙烯：35525.08kg 出料：PP 19603.714kg 丙烯：15986.286kg 输入热量：

预聚物带入热量Q1=CP*m*△t=64.92*2.23*70=10134.012kJ

丙烯带入的热量Q2=CP*m*△t=35525.08*0.91*70*4.2=9504379.903 kJ 氢气带入热量Q3= CP*m*△t=3.8952*3.408*4.2*50=2787.717kJ 反应生成热Q4=2172.95*19603.714=36597890.336kJ 输出热量：

聚合物带走热量Q5=19603.714*2.23*70=3060139.755kJ 丙烯带走热量Q6=15986.286*0.91*70*4.2=4276970.956kJ

通过通冷却水移走聚合反应生成热设备向外界环境散热的热量可忽略不计，则冷却水带走的热量为Q7：

Q7=Q1+Q2+Q3+Q4-Q5-Q6=38778081.26kJ 冷却水进口温度为10 ℃，出口温度为30℃

冷却水用量m水=38778081.26/4.2*(30-10)= 461643.824kg 平均温差△t=[(70-10)-(70-30)]/In[(70-10)-(70-30)]=49.326℃

液相本体法聚丙烯聚合釜夹套传热的总传热系数为：K=δ*e-0.809C K—总传热系数，ω/m2k

δ—丙烯转化率为零时的传热系数，ω/m2k

C—丙烯转化率[C=（19603.714-64.92）/35525.08=0.55]

对于碳钢材质的聚合釜δ可取560～698ω/m2k，取δ=600ω/m2k 则K= 600*e（ -0.809*0.55）=384.51ω/m2k

换热面积；A= Q7/（K.△t）=(38778081.26/3.6)/( 49.326*384.51)= 567.937m2

表4-8 R201热量衡算表

热量名称 预聚物带入热量Q1

输入热量

丙烯带入的热量Q2 氢气带入热量Q3 反应生成热Q4 聚合物带走热量Q5

输出热量

丙烯带走热量Q6 冷却水带走热量Q7

夹套传热面积(㎡)

热量（kJ）

总量（kJ）

10134.012 9504379.903 287.7167 36597890.3363 3060139.755 3676970.956 44778081.26

567.937

46115191.97 46115191.97

4.4 D301闪蒸罐的热量衡算

大闪线内液相丙烯汽化所需要热量为：

℃ Kcal/kg

表4-5 丙烯汽化潜热 50 2750

60 2350

76 1700

查《化工原理》得水蒸汽的比热容为 105℃ 1.84kJ/kgK 120℃ 1.89kJ/kgK Q=Mr=15986.286*1700*4.2=1.14*108kJ 水蒸汽进口温度为120℃，出口温度为105℃

蒸汽用量m=1.14*108 /[1.89*(120+273.15)-1.84*(105+273.15)]=2.4*106kJ

4.5 D501气蒸罐的热量衡算

℃ Kcal/(kg*℃)

20 1．93

表4-4 聚丙烯比热

70 2．23

80 2．246

105 2．526

PP进出料温度为80℃，出口温度为 100℃

PP吸收的热量Q=19584.585*2.526*100-19603.71*2.246*80=1.42*106kJ 水蒸汽出口温度为105℃ ，进口温度为120℃ 则水蒸汽的用量为：

m=Q/(c1t1-c2t2)= 1.42*106/47.25=30052.91kg/h

4.6 D502干燥罐的热量衡算

PP进料温度为100℃，出口温度为80℃ 进入N2温度为110℃，出口温度为 80℃ 热N2带走水分587.585-3.92=583.665kg

19584.585kg PP粉带走水分19584.585*0.02%= 3.92kg 已知：

101.325Kpa下 80℃ P水汽=47.379Kpa 110℃ P水汽=143.31Kpa 则在0.01Kpa下 80℃ P水汽=4.676Kpa

110℃ P水汽=14.149Kpa

则在80℃N2的湿度A1=0.622*P水汽/（P-P水汽）=0.546水/kg干气 110℃ N2的湿度A2=0

所以氮气用量mN2=w/(A1-A2)= 587.538/0.546=1076.08kg 输入热量：

湿PP粉带入热量Q1=19584.585*2.526*100+587.538*4.2*100=5193832.13kJ 热N2带入热量Q2=1076.08*0.8*383=329710.912kJ 输出热量：

出料PP粉带走热量Q3=19584.585*2.246*80=3518958.23kJ 顶部湿N2带走热量Q4=Q1+Q2-Q3 =2004584.812kJ

表4-9 D502热量衡算表

输入热量

热量名称 湿PP粉带入热量Q1 热N2带入热量Q2 PP粉带走热量Q3 湿N2带走热量Q4

热量（kJ）

总量（kJ） 5523543.04

5193832.13 329710.91 3518958.23 2004584.81

输出热量

5523543.04

N2用量（kg）

1076.08

第五章 设备选型

本次设计的设备工艺计算是在确定了设备的操作工艺参数及进行了物料衡算、热量衡算的基础上进行的[13]。其内容主要是确定设备的类型、规格、主要工艺尺寸、设备台数等，其目的是为设备机械设计、车间平面布置、配管设计等提供设计依据。

5.1 R200小环管的选型

5.1.1 R200小环管的工艺参数

操作/设计温度：20℃ / -45℃～150℃（夹套 170℃ ） 操作/设计压力：3.4 / 4.7 Mpa 介质：丙烯、催化剂、聚丙烯 浆液浓度：420~430 kg(pp)/m3 (SL) 5.1.2 主要作用

为丙烯和活化后的催化剂提供预聚合的场所，并使之在3.4Mpa，20℃的环境下停留一定时间。 5.1.3 选型

R200容积为0.44m3，反应停留时间为4min，由能量衡算知需要的换热面积为9.29m2。

R200与R201基本类似，采用S.S材料，有2根直管，通过一个180°的弯管连接起来。环管内径152.44mm，设备高11.4m，壁厚7.1mm，容积0.44m3，每根直管长度10m，反应器的直管部分带有夹套，夹套材质为C.S直径 10″，为防止介质粘壁，内表面需要抛光处理，粗糙度Ea=1.0。

R200表面积π*d*h=3.14*0.1524*10*2=9.57m2，而所需换热面积为：9.29m2，则设备选取合适。

5.2 R201大环管反应器的选型

5.2.1 R201大环管反应器的工艺参数

操作/设计温度：70℃/ -45℃～150℃（夹套150℃） 操作/设计压力：3.4/4.7 Mpa (夹套0.8Mpa) 介质：丙烯、聚丙烯、催化剂 浆液浓度：560kg(pp)/m3（SL） 5.2.2 特点

a) R201内的物料流动速度高，传热好，壁面速度高，滞流层薄； b) 聚合速率高，单体体积产率高（>400kgPP/h.m3）； c) R201内各点催化剂分布均匀； d) 循环能量少，设备简单；

e) 结构简单，占地少，在地面支撑容易，布置紧凑，操作平台由环管本身支撑，不

需要另外的设施。 5.2.3 选型及结构

进料32590丙烯体积：32590/(0.52*103 ) =62.673 m3 进料64.92聚丙烯体积： 64.92/(0.9*103 )=0.072m3 进料总体积：62.673+0.072=62.745 m3 取65 m3 反应停留时间为 1.5h，则累积量为65*1.5=97.5m3 故选择R201的总容积为97.5m3 选取环管直径25''，即635mm

则大环管的总高度：97.5/(0.25*D2*π)= 308.03m≈310m 选择六根直管，选用10个大环管，则每根直管高度：5.2m 每个环管容积为9.75 m3，约10 m3

直管部分表面积：π*d*h=3.14*0.635*6*52=622.1m3，而所需换热面积为：567.94m2

故设计合理，选择的大环管合适。

R201采用独特的环管结构形式，它有6根直管，通过5个1800的弯管把他们连接起来，环管直径635mm，每跟直管高5.2m，外部夹套直径720mm；环管总容积145m3，环管采用低温碳钢。为了防止粘壁，内表面需抛光处理，表面粗糙度Ea=2.5。

环管反应器的直管部分装有夹套，夹套材质为C.S。在夹套的上下两处有夹套水出入口，根据配管要求，这两部分的直径被加大。由于环管与夹套温差较大，因此在夹套上还装有膨胀节。

在R201下部装有轴流泵P201，它的作用就是使物料高速循环起来。使加入的催化剂分布均匀，并提高传热系数，反应热通过夹套中的循环冷却水撤走。

5.3设备一览表

表5-1 设备一览表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

容器名称 小环管 大环管 闪蒸罐 循环丙烯洗涤塔 袋式过滤器 油洗塔 气蒸罐 干燥器 水洗塔 冷凝器 CO气提塔 预聚反应加料冷却器 R201夹套水加热器

T301再沸器 T302再沸器

容器编号 R200 R201 D301 T301 F301 T302 D501 D502 T501 T502 T701 E201 E301 E303 E304

容器规格V/m3 0.44 10 5.1 11 5.9 5.6 11.7 9.0

操作条件 温度℃ 20 70 70 44.5 80 70 105 90 70 45/7 41 61 61

压力Mpa 3.4 3.4 1.8 1.8 0.1 0.25 0.02 0.01 0.25 3.50/0.4 1.8 1.8 1.8

设备数目 1 10 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

16 T501再沸器 E501 61 1.8

第6章 经济技术分析

6.1市场分析和建设规模

下图为2006年到2009年10月丙烯价格平均价格趋势情况，2006年平均价格每吨为7800元，2007年大幅度涨到了每吨12000元，2008年受经济危机影响，化工行业不景气，价格下降到每吨11000元，截至2009年10月平均价格为每吨10500元。

下图是2006年到2009年10月份聚丙烯的平均价格。2006年为每吨12400元，2007

年为每吨12200元，2008年为每吨11600元，2009年截止到10月为每吨9200元。

以上数据出现下滑趋势主要由于经济危机引起的，随着全球经济的回暖，宏观经济良好的发展的背景下，预计到2012年丙烯的价格在每吨11500元，而聚丙烯的价格每吨在11100元。

下表为我国聚丙烯行业供给情况，由表中可以看出虽然近几年我国聚丙烯行业高速发展，但产量仍不能满足国内实际需求。

我国聚丙烯装置通常与乙烯厂和炼油厂配套建设,中小型装置居多,装置布局过于分散北方装置生产的聚丙烯除部分商品就地加工，其余产品南运，成本过高。近年来，中石化新增产能绝大多数分布在珠三角和长三角及环渤海地区，中石油装置则全部建在东北和西北地区。而华南地区是聚丙烯产品原料加工和进料加工最大的集散地，约占全国

的60%左右。目前，珠三角市场基本饱和，长三角市场潜力有限，故为了抢占先机，东北和西北的市场很好，有待“做大 、做强”。但是作为老工业基地的东北，中石油在那里有不少于10家20万吨以上的聚丙烯厂，而西北仅是近几年中石油兰州石油公司在聚丙烯项目上的扩建，基本无其他大型的聚丙烯厂。综上，建议厂房应建在西北。由于本项目为15万吨聚丙烯生产，预计需要450亩土地。

6.2 工艺技术

90年代，聚丙烯(PP)I艺技术在提高效率、降低成本和扩大产品范围等方面都取得了很大的进步，这使得聚丙烯技术进一步向前推进，各种工艺的竞争地位发生变化。Montell公司是当今世界上最大的聚丙烯生产商和技术转让厂商。它的Spheripol工艺是其前身Himont公司于1982年创立的，目前全世界采用Spheripol工艺的生产线已多达84条，产量达到12．8 Mt／a，约占全世界PP总产能的50% ，1997年Monte|l公司对Spheripol聚丙烯工艺进行了重大改进，进一步扩展了装置的生产操作弹性，优化各生产工序的运转条件，提高了聚丙烯产量、质量和加工性能。拓宽了新产品的应用领域。使采用该工艺生产的产品具有更为广泛的应用范围和更加优越的加工性能。新一代工艺技术的改进和优化的核心内容是新型催化剂体系的开发和运用，其工艺流程的新设计和优化主要是围绕上述核心技术而开展的。目的是扩大产品的范围，提高产品性能。

目前世界上常甩的先进聚丙烯工艺主要有Himont公司和Tenimont公司的Spheripol工艺、日本三井油化公司的Hypol工艺、德国BASF公司的Novolen工艺、联合碳化物公司的Unipol工艺和Amoco／Chisso公司的气相法工艺。在这里选择Spheripol工艺。该技术自1982年首次工业化以来，是迄今为止最成功、应用最为广泛的聚丙烯生产工艺。海蒙特公司的Spheripol 工艺和三井油化公司的Hypol 工艺与气相法工艺相比, 生产成本相差约4 %。虽然投资较高,但产品牌号多, 质量好, 工艺改造速度快, 具有很强的竞争力。同时,生产工艺先进,催化剂性能好,催化能力极高。这两种工艺各具特点,各有优势, 在选择生产方法的时候, 应当根据不同的生产条件和产品要求,选择最适合的工艺。尤其是在海蒙特公司推出无造粒工艺后,Spheripol 工艺有着极广阔的发展前景, 可直接改造成无造粒Spherform 工艺。改造费用低,可在工艺较成熟时,选择适当时机引进。

参考文献

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[12] 马连湘，刘光启，王文中主编.化工设备计算手册[M].北京：化学工业出版社，2003. [13] 聚丙烯生产技术培训教材.中石化荆门石化总厂七万吨PP/年

[14] 师树才，乔学福.杨盛启等编.化工过程设计手册[M].北京：中国石油化工出版社，

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[15] 华东理工大学机械制图教研组编.化工制图,第二版.上海：高等教育出版社，2007 [16] 余国琮主编.化工机械工程手册（上、中、下）.北京：化学工业出版社，2003 [17] 魏崇光，郑晓梅主编.化工工程制图.北京：化学工业出版社，2008 [18] 余国琮主编.化学工程辞典.第二版.北京：化学工业出版社，2008

致 谢

通过一段时间对环管法聚丙烯合成的设计，我对环管法聚丙烯合成的设计方法与流程有了一个比较全面的了解。在这个不断设计、学习、再设计的反复操作过程中，我们潜移默化地学习到了一种科学的设计思路和方法，这对我们以后的工作态度和方法将产生积极的影响。特别是在利用现代化的设计上，我有了很多的自己的设计思想。

本次设计是我们在毕业实习的基础上，根据毕业设计任务所做的连续本体法年产15万吨聚丙烯车间工艺设计。

本次设计离不开老师们在设计前的准备，到设计过程中指导，再到设计后的检查，都不厌其烦的给了我们好的建议。正是由于她们耐心指导，我们的设计才得以顺利完成。在此向他们表示由衷的感谢！

在这里我还要感谢在设计期间学校给予我们各方面的支持。在环管法聚丙烯合成的设计过程中，很多时候都是依靠同学们的帮助和老师的指导，才能顺利地继续往下设计，在这里要感谢同学的帮助，也向各位指导老师表示衷心的感谢！

大学生活即将结束了，我们在毕业设计中成长，我们在其中收获，再一次感谢大学四年中给予我关心和帮助的老师和同学们，祝愿武汉工程大学明天更好！

第四组 皮佳华 2011/12/23

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