探究环氧氯丙烷装置扩产研究

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青岛科技大学硕士学位论文环氧氯丙烷装置扩产研究姓名：栾秋琴申请学位级别：硕士专业：化学工程指导教师：韩方煜20080610 青岛科技大学研究生学位论文环氧氯丙烷装置扩产研究摘要为了缓解国内环氧氯丙烷供应市场的紧张局面，许多企业兴建环氧装置或在原有规模下扩产。基于这一现状，本文开展了对6．5万吨／年环氧氯丙烷装置扩产研究。利用化工过程模拟系统软件蛳pl惦，对某环氧氯丙烷装置在6．5万吨／年负荷下进行全流程数学模拟，模拟结果与实际生产数据相吻合，验证了所建模型的正确性，该模型可作为进一步改造设计的基础。利用已确定的计算模型对扩产10万吨／年环氧氯丙烷装置进行瓶颈分析，找出装置扩产瓶颈如下：(1)馏出物冷却器、丙烯再蒸发器、塔底冷却器、轻组分塔顶冷却器、皂化塔塔顶换热器换热面积太小；皂化塔塔顶换热器壳程气相流速过快，流速过快导致换热器传热效果不好；同时壳程、管程压降太大。(2)皂化塔填料BEDl(塔顶段)在10万吨／年负荷下出现液泛；重组分塔BEDl，BED2两段填料在10万吨／年负荷下出现液泛现象。(3)部分管线内流体流速过快，流速快，导致管内摩擦阻力加大，相应地增加了压缩机和泵的功率消耗和操作费用。针对以上扩产的瓶颈问题，提出如下改造方案：(1)换热器采取增大壳径来增加换热面积的措施，但皂化塔塔顶换热器需同时增大壳径和管长。改造后的换热器余量分别为：30．9％，31．3％，33．5％，30．7％，26．1％，结果表明所设计的方案完全能够满足装置扩产到10万吨／年负荷的要求。(2)保持塔径和填料高度等参数不变，皂化塔填料段把填料类型由散装填料Q40的鲍尔环改为高效规整填料Mellapak-125Y；重组分塔把填料类型由Q25的拉西环改为Q25鲍尔环。改造后的水力学计算结果表明：皂化塔泛点百分数为38．34％；重组分塔三段填料的泛点百分数分别为70．14％，71．77％，57．36％：两个塔的泛点气速都在比较经济的范围内。(3)管线的改造采取增大管径以降低流速的方案。计算结果表明，装置改造后，流速均满足装置10万吨／年负荷工艺条件。关键词：环氧氯丙烷模拟瓶颈扩产改造 青岛科技大学研究生学位论文STUDYONTHEEXPANSIONOFEPICHLOROHYDRINPROCESSABSTRACTmordert0alle、，ia：tetheshortagesitulationa：boutdomeSticsupply0f印iclllorohy“n．M锄y锄tel硼sesbuildepoxyf．actories0rimproveconVersionra钯ontlleb船eoforig砌processt0cXp锄dprodumiVi够Ont11eb弱iswestlJdyon廿leeXp娜ionof65，000讹印iclllorohyd血processin也ispap既Epi出orohyd血呻cessof65，000妇、糯calcul砌llsingche面calprocesssilIlulationso行wareASpenplus．ThesimulationresultSwe托comparedwithpmctical刚uCtionresults．nindicatednlattllesiIIlulationnlodelw舔inre嬲ona_ble趾diIlgooda黟eement谢也productionda：ta．Themodelc觚bellsed嬲theb嬲isfor如nllerdesi印．Fromn圮calclllationofeXpa璐i∞1oo，OOO垤邯iI培吐屺model，wefmdoutbottleI圮ckoft11e唧龇1sion舔f0Uows：(1)Heatexchar培era陀aistoosmall，g弱nowmteofheatexchangerontopofsapoIlificationtoweristooexcessiVe，Whjchleads趾ine虢嘶veheateXchange．ItssheUandmbehavetoomuchpressure．(2)N0toIllyBED1padI【ingsectionofsapollificati∞butal∞BED1andBED2p∞kiIlgsectio璐ofheavycomponentsunder100，000讹10adoccⅢnood堍．(3)Fastnowmtealso戚stsinsomepipes，wllich丽UiIlcrease衔ctionalresistanceintllepipes，conIespondingt0incre嬲etllepuI】叩觚dcompressor’sC0璐眦Ilptionandoperationcost．IIlordert0咒solveaboveproble玎【lS，wetakefollo谢ngme嬲ures：(1)Incre弱iI唱shelldi锄etIerofheatexchangertoinc陀嬲enleheateXchaI培erare毛butf10rtopheatexchangerof鼢ponificationtowerneedillcreaSeitss：heUdi锄eter勰wen硒i．tstubelengm．ARermeal馏．atio玛memargillrespectivelya∞30．9％，31．3％，33．5％，30．7％，26．1％，theresunsshowthattl：屺prog阳mmec趾meettlle1OO，000妇loadrequirement．(2)Maint蛐gmetower’sdi锄eterandmeheightofpackingatme鼢meparamete鹉，llsiI培Moll印ak-125Yh舵adof舭0Pall砒nginsapoIlificationtower锄d925Pallringinstcadof925I沁clligringinheavycomp0鹏n：tspackedcol咖ms．}Iy删iccalculationrc砌tsshow也atpe袱mtageofn00diI培p0缸in删ficationtow盯is38．34％觚dinheavycomponemspackedtowerSarerespectively70．14％，71．77％，57．36％．砧ls撕s匆econo而crequhment．(3)胁fo咖ationofpipest0reduce廿1ef10wratewmllargerdiam酏瓯Theresllltss_how也at也eVeloci母aRer台明毹．0rInationc强meet位100，000仇ofloadrequ№ment．Ⅲ 环氧氯丙烷装置扩产研究KEYⅥ℃RDS：印icldorohyd血siIIlulationbonleneckeXpami∞∞eV锄pⅣ 青岛科技大学研究生学位论文符号说明 环氧氯丙烷装置扩产研究英文字母NTDs皿CTPd矿％．甜△p，啪卸H卸矿却fzlZ2“l材2GpmG_口§换热器所需的管数壳径，朋所传热管配置角度对换热器直径的影响系数传热管程数对换热器直径的影响系数管道的内径，衄管内介质的质量流量，kg／h管内介质的体积流量，m3／h介质在管内的平均流速，n以100m计算管长的压力降控制值静压力降，Pa加速度压力降，Pa阻力压力降，Pa管道起点的标高，m管道终点的标高，m管道起点的流速，耐s管道终点的流速，州s质量流率，kg／(m2．S)两相平均密度，坞／m3两相流的质量流量，蚶．s校正系数 青岛科技大学研究生学位论文独创性声明本人声明所呈交的论文是我个人在导师指导下进行的研究工作及取得的研究成果。尽我所知，除了文中特别加以标注和致谢中所罗列的内容以外，论文中不包含其它人已经发表或撰写过的研究成果，也不包含本人已用于其它学位申请的论文或成果。与我一同工作的同志对本研究所做的任何贡献均已在论文中做了明确的说明并表示了谢意。申请学位论文与资料若有不实之处，本人承担一切相关责任。本人签名：日期：年月日关于论文使用授权的说明本学位论文作者完全了解青岛科技大学有关保留、使用学位论文的规定，有权保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和磁盘，允许论文被查阅和借阅。本人授权学校可以将学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存、汇编学位论文。本人离校后发表或使用学位论文或与该论文直接相关的学术论文或成果时，署名单位仍然为青岛科技大学。(保密的学位论文在解密后适用本授权书)本学位论文属于：保密口，在年解密后适用于本声明。不保密口。(请在以上方框内打搿√”)本人签名：导师签名：日期：年月日日期： 青岛科技大学研究生学位论文．址．=苎一刖罱环氧氯丙烷是一种重要的有机化工原料和精细化工产品，用途十分广泛。可用于合成树脂、甘油、氯醇橡胶，是医药、染料等有机合成中间体，还可用作溶剂、增塑剂、稳定剂和表面活性剂等。工业化的环氧氯丙烷生产方法有基于石油原料的丙烯高温氯化法和醋酸丙烯酯法两种，世界上95％以上的环氧氯丙烷采用丙烯高温氯化法进行生产，此方法的特点是生产过程灵活，工艺成熟，操作稳定。近年来，由于石油价格的飞涨，使得环氧氯丙烷价格上涨且很不稳定，我国环氧氯丙烷处于严重供不应求的局面，即使现有装置开足马力，仍远远不能满足目前及以后国内环氧氯丙烷的强劲需求，每年仍需花费巨额外汇进口环氧氯丙烷及其下游产品。国内环氧氯丙烷消费主要是环氧树脂行业，占85％以上。目前环氧氯丙烷进口量呈不断增加的趋势。因此，大力发展环氧氯丙烷工业是非常迫切和十分必要的。为节约成本，提高产量，许多生产商对氯丙烯法进行改进，开发新工艺技术，大力研发环氧氯丙烷下游产品，尤其是环氧树脂系列专用产品、合成甘油及氯醇橡胶等。按目前生产能力，短期内，环氧氯丙烷供不应求的局面不容乐观。面对紧缺，一些国际上的大公司纷纷计划在中国投资建环氧工厂。其中有美国DOw化学公司和陶氏化学公司，都计划在上海化学工业区兴建世界规模的环氧工厂。国内的企业如鲁北企业集团、山东海力化工、江苏三碟化工、蓝星、山东博汇、山东滨化、山东金岭集团、山东东成集团等都先后投入大量资金兴建环氧装置或在原有规模下进行改造扩产，对缓解国内环氧氯丙烷供应市场的紧张，发挥积极作用。对现有环氧氯丙烷装置进行扩产改造是企业提高产量和质量，增加市场竞争力的一种现实有效的方法。结合具体的环氧氯丙烷生产工艺，本文对6．5万吨／年环氧氯丙烷装置进行了严格的数学模拟，通过验证模拟数据和实际生产数据的一致性，确定出正确的数学模型；利用此模型对扩产10万吨／年环氧氯丙烷装置进行瓶颈分析，针对性找出装置的扩产瓶颈，依据扩产改造关键设备不动原则，提出经济合理的扩产改造方案。 青岛科技大学研究生学位论文1．1环氧氯丙烷性质1文献综述环氧氯丙烷(ECH)别名表氯醇，化学名称为1．氯2，3．环氧丙烷，(英文名为Epichlorohyd血，简称ECH)，分子式C3H50Cl，分子量92．85，是一种易挥发、不稳定的无色液体，有与氯仿、醚相似的刺激性气味，密度1．18069／cm3，沸点115．2℃，凝固点．57．2℃，折射率(砰o)1．4382，闪点40．6℃，自燃点415℃，在空气中的爆炸极限是为3．8~21．O％(v～)。可混溶于乙醇、乙醚、氯仿、三氯乙烯等。环氧氯丙烷在水中的溶解度为6．58％(20℃)，与水共沸于88℃，所含水的质量分数为28％。由于其分子结构中具有不对称C原子，一般以含有等量左旋和右旋结构的外消旋混合物形式存在。环氧氯丙烷是一种重要的有机化工原料和精细化工产品，用途十分广泛。以环氧氯丙烷为原料可制得环氧树脂；环氧氯丙烷水解可制得合成甘油；环氧氯丙烷聚合或与环氧乙烷、环氧丙烷二聚、三聚可生成氯醇橡胶；环氧氯丙烷和醇在催化剂作用下进行缩合反应，然后再用氢氧化钠脱氯化氢可以制得缩水甘油醚类产品；环氧氯丙烷还可用于合成硝化甘油炸药、玻璃钢、电绝缘品、表面活性剂、医药、农药、涂料、胶料、离子交换树脂、增塑剂等多种产品，用作纤维素酯脂、维素醚的溶剂，用于生产化学稳定剂、化工染料和水处理剂等【Ⅻ。1．2我国环氧氯丙烷生产及消费状况1．2．1环氧氯丙烷生产我国环氧氯丙烷的生产是在1958年北京化工研究院开发的丙烯高温氯化法生产环氧氯丙烷的基础上开始的。60年代无锡树脂厂、沈阳化工厂等采用丙烯高温氯化法生产工艺建成数套小规模装置，但是产量均不高。随着环氧树脂及其相关产品的不断发展，国内环氧氯丙烷的需求量愈来愈大，国家先后引进技术建立了环氧氯丙烷装置。如1988年山东齐鲁石油化工公司氯碱厂引进日本旭硝子、旭电化株式会社鹿岛化学公司技术建成的3．2万吨／年生产装置投产后，我国环氧氯丙烷的生产能力才初具规模。1999年，天津渤天化工有限责任公司采用日本昭5 环氧氯丙烷装置扩产研究和电工的醋酸丙烯酯技术，建成一套生产能力为2．4万吨／年的环氧氯丙烷装置；湖南岳阳石化公司环氧树脂厂于1972年引进意大利CONSER公司技术，建成一套l万吨／年环氧氯丙烷生产装置，2001年该厂又投资3．2亿元引进意大利CoNSER公司技术，建成一套2．4万吨／年环氧氯丙烷生产装置，从而成为我国最大的环氧氯丙烷生产厂家【3卅；1995年5月，山东东营联成化工集团采用国内较为成熟的丙烯高温氯化法技术，建成投产一套1万吨／年环氧氯丙烷生产装置，1999年底开车只生产中间体氯丙烯，目前已对后续装置进行了扩建改造，使环氧氯丙烷的生产能力达到2万吨／年【51；2005年，世界环氧氯丙烷的总生产能力约为135万吨／年，产量约为110万吨／年，其中仅美国的环氧氯丙烷年消费量就在50万吨。我国环氧氯丙烷一直依赖进口，2005年的年产能、产量仅10万吨左右，2006年8月江苏扬农化工建成3万吨／年装置【6】。2006年年末的产能达到了25万吨／年左右。2006年，我国环氧氯丙烷的生产厂家有山东博汇化工、江苏扬农化工、鑫岳化工、齐鲁石化、天津化工等，总生产能力为25万吨／年，但半数以上为新增产能，多于第四季度建成投产。目前，国内环氧氯丙烷供求形成平衡格局，但国际市场环氧氯丙烷十分紧缺，因此总体来看，环氧氯丙烷需求依然强劲。据初步统计，截至2007年底，国内环氧氯丙烷新扩容产能超过20万吨，而2008年后，金浦集团、利安得等公司大型环氧氯丙烷设备的投产还将进一步增加国内总产量。据了解，2007年国内环氧氯丙烷的新建、扩建项目主要集中在山东地区，其中包括山东滨化扩建7万吨、山东金岭集团10万吨新建项目、山东东成集团新建5万吨项目。按各公司计划，2007年底，上述项目都陆续投入运营。这些项目的投产对缓解国内环氧氯丙烷供应市场的紧张，发挥积极作用。1．2．2进出口情况近年来，由于环氧树脂、合成甘油等的强劲需求，促进了我国环氧氯丙烷需求量的快速增长，但目前我国环氧氯丙烷的生产能力和产量还不能满足国内实际生产的需求，因而每年都需要进口，且进口量呈不断增加的趋势。1997年我国环氧氯丙烷的进口量只有5046t，1998年迅速增加到18724t，同比增长27．1％。随后进口量不断飙升，2002年进口量突破40000t，达到43672t，比2001年增长23．1％。2003年进口量进一步增长，达到69118t，比2002年增长58．3％。2004年更增长到97657t，比2003年增长41．3％。1998．2004年进口量的年均增长率达到29．8％。我国进口环氧氯丙烷主要来自俄罗斯、韩国、日本和美国，2003年这4个国家向我国出口的环氧氯丙烷数量分别为24434t、17075t、916优和6542t，分别占总量的36．02％、25．17％、13．5％和9．64％。从进口情况来看，东北、华南和华东地区6 青岛科技大学研究生学位论文的进口量基本相当，3个地区分别占总进口量的37．35％、32．67％和29．92％。从省份来看，内蒙古接收环氧氯丙烷占总量的35．96％；广东省占总量的32．43％：上海占总量18．19％。最新海关数据显示，2007年2月份环氧氯丙烷进口5087．8t、均价2132．4美元／吨，进口量较上月降低10．56％、较去年同月减少52．77％，1~2月进口10776．224t；2007年2月环氧氯丙烷出口86．22t，出口总金额16643l美元，均价1930．31美元以，1—2月出口90．232t17叫。1．2．3消费状况目前国内环氧氯丙烷消费主要是环氧树脂行业，占85％以上。其中涂料、复合材料、电子电器，胶粘剂等是环氧树脂的主要消费领域。涂料是我国环氧树脂最主要的消费市场。随着市场需求的不断增加，尤其是汽车工业的快速发展，对环氧树脂涂料的需求将会增长很快：在复合材料市场，主要是进口环氧树脂占主导地位，随着我国西部大开发战略的实施，将有大规模的基础设施投入建设，对复合材料的需求必将会有较大增长；电子电器工业目前已成为我国的支柱产业，’今后该领域还将会有较快增长；随着我国人民生活水平的不断提高，城市住宅建设不断加快，对环氧树脂胶粘剂的消费将会高速增长。我国的合成甘油质量好，。≤尽管价格略高，但在市场上仍颇受欢迎。近年来我国的甘油年需求量约为100h，年产量约为70kt(其中合成甘油约为50蛐。氯醇橡胶是合成橡胶的新品种，有耐热、耐油、耐候、耐氧化等综合性能，在汽车、航空航天等领域得到广泛应用，。目前主要依赖进口。其它如缩水甘油醚、纸张添湿添加剂、阻燃剂、离子交换树脂、表面活性剂等2005年消耗环氧氯丙烷10h【m121。从环氧氯丙烷的生产和消费状况可以看出，我国环氧氯丙烷处于严重供不应求的局面，即使现有装置开足马力，仍远远不能满足目前及以后国内环氧氯丙烷的强劲需求，每年需花费巨额外汇进口环氧氯丙烷及其下游产品。因此，大力发展我国环氧氯丙烷工业是非常迫切和十分必要的。1．3环氧氯丙烷生产技术环氧氯丙烷是1854年由Bemlelot用盐酸处理粗甘油后再用碱液水解时首先发现的。数年后，Reboul提出其可以由二氯丙醇与氢氧化钠经水解反应直接得到【13】。1945年，壳牌化学公司开始了世界上第一座丙烯高温氯化法合成甘油的生产装置，环氧氯丙烷为中间产物，开始了大规模工业生产【141。1955年，道化学公司7 环氧氯丙烷装置扩产研究成为世界上第二家用氯丙烯法生产ECH的生产商。1985年，日本昭和电工公司开始采用醋酸丙烯酯生产ECH【15-161。目前，工业上生产环氧氯丙烷的生产方法主要有丙烯高温氯化法和醋酸丙烯酯法两种传统技术和丙烯及其衍生物环氧化制环氧氯丙烷新技术。1．3．1丙烯高温氯化法丙烯高温氯化法是工业生产环氧氯丙烷的经典方法。目前世界上95％以上的环氧氯丙烷采用该方法进行生产。其工艺过程主要包括丙烯高温氯化、氯丙烯次氯酸化和二氯丙醇皂化生成ECH三步组成。其工艺流程见图1．1。(一)丙烯高温氯化制氯丙烯丙烯与氯气经干燥、预热后以摩尔比和5：1混合进入高温氯化反应器，短时间内进行反应，生成氯丙烯和氯化氢气体。精制后得到氯丙烯产品，同时副产D．D混剂(1，2．二氯丙烷和1，3．二氯丙烯)，氯化氢气体经水吸收后得到工业盐酸，反应方程式为：CH2《H—CH3+C12_CH2《H·CH2Cl+HCl主要副反应有：CH2《H-CH3+c12_CH3一CHCl—CH2Cl(加成)CH2=CH．CH3+C12_CH3．CH-=CHCl+HCl(取代)(二)氯丙烯次氯酸化合成二氯丙醇氯气在水中生成次氯酸(或采用介质叔丁醇和氯气在NaoH溶液中反应生成叔丁基次氯酸盐，该盐水解生成次氯酸，叔丁醇循环使用)，次氯酸与氯丙烯反应生成二氯丙醇(过程中二氯丙醇浓度一般控制在4％左右)，反应方程式为：2CH2=CHCH2Cl+2HOCl—CH2ClCHClCH20H+CH2ClCHOHCH2Cl(2，3-二氯丙醇，70％)(1，3．二氯丙醇，30％)(三)二氯丙醇皂化合成环氧氯丙烷二氯丙醇水溶液与Ca(O均2或NaoH反应生成环氧氯丙烷，反应方程式：CH2ClCHClCH20H(或CH2ClCHOHCH2C1)+1／2Ca(OH)2一H2C—SHSH2cl+1／2Cacl2+H20、，O丙烯高温氯化法的特点是生产过程灵活，工艺成熟，操作稳定。除了生产环氧氯丙烷外，还可生产甘油、氯丙烯等重要的有机合成中间体，副产D．D混剂(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。缺点是原料氯气引起的设备腐蚀严重，对丙烯纯度和反应器的材质要求高，能耗大，氯耗量高，副产物多，产品收率低。生产过程产生的含氯化钙和有机氯化物污水量大，处理费用 青岛科技大学研究生学位论文高，清焦周期短、“三废’’多等缺点。图1．1丙烯高温氯化法生产环氧氯丙烷流程图Fig．1·lF10ws胁ofECHabout11i曲te雌咖℃cmom妇pmpyl钮ei擘1．3．2醋酸丙烯酯法利用醋酸丙烯酯为原料生产环氧氯丙烷的生产工艺由前苏联科学院以及日本昭和电工公司于20世纪80年代分别开发成功。前苏联科学院采用先氯化后水解的生产工艺，日本昭和电工公司则采用先水解后氯化的生产工艺。其工艺过程主要包括合成醋酸丙烯酯，醋酸丙烯酯水解制烯丙醇，合成二氯丙醇以及二氯丙醇皂化生成环氧氯丙烷4个反应单元。其工艺流程见图1．2。(一)合成醋酸丙烯酯在钯和助催化剂作用下，丙烯与氧在温度160℃～180℃、压力0．5MPa~1．OMPa，在醋酸存在下反应生成醋酸丙烯酯，反应方程式为：CH2《HCH3+1，202+CH3COOH—CH3COOCH2CH-CH2+H20(二)水解在温度60℃～80℃，压力0．1御a~1．O御a下，以强酸性阳离子交换树脂为催9 环氧氯丙烷装置扩产研究化剂，醋酸丙烯酯经水解反应生成烯丙醇。反应方程式：CH3COOCH2CH《H2+H20_CH2《HCH20H+CH3COOH(三)合成二氯丙醇在温度O℃～10℃，压力0．1MPa加．3MPa条件下，烯丙醇与氯通过加成反应生成二氯丙醇，反应方程式为：CH2=CHCH20H+C12_CH2ClCHClCH20H(四)皂化二氯丙醇与氢氧化钙发生皂化反应生成环氧氯丙烷，反应方程式为：CH2ClCHclCH20H+l／2Ca(OH)2_H2C_弋H￡H2Cl+1／2caCl2+H20、，o气液分离器二氧化碳洗涤塔化氢氢氧化钙环氧氯丙烷竺型一上图l-2醋酸丙烯酯法生产环氧氟丙烷流程图F追．1—2Flowsheet0fECH曲olIt、，inegar∞idpropyle鹏ester与传统的丙烯高温氯化法相比较，醋酸丙烯酯法具有以下优点：(1)避免了高温氯化反应，反应条件温和，易于控制，不结焦、操作稳定，丙烯、氢氧化钙和氯气的用量大大减少，反应副产物和含氯化钙废水的排放量也大大减少。(2)开发了丙烯醇的氯化加成反应系统，成功地将氧引入环氧化物中，首次实现了由氧氧化代替氯氧化的技术，减少了醚化副反应，提高了系统的收率。(3)工艺过程无副产盐酸产生。(4)可以较容易获得目前技术还不能得到的高纯度烯丙醇。主要缺点是工艺流程长，催化剂寿命短，投资费用相对较高。丙烯高温氯化法和醋酸丙烯酯法生产环氧氯丙烷的主要技术指标见表1．1。lO 青岛科技大学研究生学位论文表1．1高温氯化法与醋酸丙烯酯法的主要技术指标比较1’able1-lComparationa_bouttechIlicsoftvvDm甜lods1．3．3丙烯及其衍生物环氧化制各环氧氯丙烷丙烯高温氯化法和醋酸丙烯酯法的产品收率都不足90％，并且“三废”治理费用高。新近意大利埃尼化学公司开发出一种使丙烯及其衍生物(如氯丙烯)环氧化制备环氧氯丙烷的新工艺。该工艺使用一种具有与ZSM．5相同MFI结构的TS．1沸石催化剂，在该催化剂存在下，氯丙烯与过氧化氢发生环氧化反应生成环氧氯丙烷。TS．1催化体系具有催化剂活性高，反应条件温和；催化剂选择性高，过氧化氢的转化率及环氧氯丙烷产率均较高等优点，克服了这两种传统工艺的不足之处。对TS．1催化氯丙烯与过氧化氢的环氧化反应进行的研究结果表明，该反应条件温和，可在室温下进行，以甲醇／水(M)为5／4的甲醇水溶液为溶剂，在45℃下反应60min，过氧化氢的转化率达到99％，产物的选择性达到99％。研究还表明，n(Si02)／n(Ti02)对TS．1催化氯丙烯的环氧化反应有明显影响，其中当n(si02)／n(Ti02)=32时，催化剂反应活性最高【r7。181。环氧氯丙烷合成方法的比较表明，采用日本鹿岛化学公司开发的氯丙烯法，ECH收率达70％一75％；采用日本昭和电工公司开发的醋酸烯丙酯法，其ECH收率达90％：采用TS．1催化法，以甲醇水溶液为溶剂，ECH收率达98％。尽管钛硅分子筛是多相催化剂，仍易于回收，可循环使用，但由于催化剂成本过高，并且所消耗的过氧化氢的价格也不容忽视，因此，要使其实现工业化尚有相当多的 环氧氯丙烷装置扩产研究问题【19。201。1．3．4传统技术的改进传统的环氧氯丙烷工艺存在设备腐蚀较严重、生产能耗大、耗氯量高、副产物多，且产生大量含氯化钙和有机氯化物的废水(每生产1tECH约产生50“0m3废水)等不足之处；针对这此不足，许多生产商对氯丙烯法进行了改进，如环化反应中的Ca(O嘞改为Cao，可以回收热量；环化塔由常压改为负压操作，可节省50％的蒸汽消耗；用叔丁基次氯酸盐法合成二氯丙醇，可降低蒸汽消耗、提高收率、减少废水排放量；对生产过程中的中间产品和副产品进行综合利用，降低总生产成本【21锄。在改进现有生产技术的同时，不少厂商从事新工艺技术的开发。其中主要有丙烯催化氯化制氯丙烯；l，2．二氯丙烷脱氯化制氯丙烯；丙烯氯化合成氯丙烯，氯丙烯用过氧化物氧化为环氧氯丙烷。从绿色化学的角度出发，对有毒副产资源再利用也是ECH重要技术发展动向。有毒副产D．D混剂中l，2．二氯丙烷(沸点96℃)和1，3．二氯丙烯(顺式沸点104℃，反式沸点112℃)的沸点接近。因此，用蒸馏的方法分离有较大的困难。但两者的化学性质差异较大。其中1，3．二氯丙烯中3位上的氯最为活泼。先加入合适试剂(Na2S03，Na2C03，HN(C2H5)2)与D．D混剂中的1，3．二氯丙烯反应，生成溶于水的化合物。而1，2．二氯丙烷不反应，保留在油相。因而可较完全地分离D．D混剂中的主要成分l，2．二氯丙烷和l，3．二氯丙烯。分离后再将1，3．二氯丙烯与反应试剂的生成产物作原料合成其他精细化工产品。例如进行脱HCl处理或聚合，所得丙炔磺酸钠、丙炔醇、丙炔胺均为高附加值精细化学品，聚合所得高聚物可作抗高温、抗静电填充料，分离出的l，2．二氯丙烷可氨化后成为丙二胺，又可与碱反应合成丙二醇【23】。1．4化工过程流程模拟技术1．4．1化工过程流程模拟技术的内容及作用化工过程流程模拟就是借助电子计算机求解描述整个化工生产过程的数学模型，得到有关化工过程性能的信息。流程模拟的基本内容为输入有关化工过程的流程水平上的信息，并进行有益于化工过程开发、设计和操作的分析。流程水平上的信息包括：对确定流程足够详尽的所有单元设备的规定。这些规定可以是设备的结构和操作参数(如精馏塔的理论级数、反应器的体积)，也可以是关于设 青岛科技大学研究生学位论文备功能的要求(如分离过程中某些组分的回收率、反应器的转化率)；有关流程拓扑的规定，即各单元设备之间的连接方式，包括所有物料流、能量流和其它相互作用(例如由控制系统执行的相互作用)；流程所处理的物质的性质，包括热力学性质、传递性质和化学反应性质。对化工过程开发、设计和操作有用的分析。目前已得到普遍应用的主要是流程的稳态模拟。内容包括：物料和能量衡算、设备尺寸和费用计算及过程的技术经济评价【凇6】。物料和能量衡算是利用上述有关流程的信息，确定所有中间物流和产品物流的组成、流率、温度、压力以及各单元设备的性能参数。设备尺寸计算是根据物料和热量衡算的结果，再补充输入有关设备尺寸计算的数据，确定设备的结构和尺寸。设备尺寸计算的数据如热交换器的污垢系数，塔设备的允许气速等。设备费用计算则根据设备尺寸计算的结果和有关费用的数据确定设备制造费和投资。费用数据包括费用计算关联式的系数和通货膨胀指数等。经济评价则要对工程的利润率进行估计。除上述各项计算结果外，还要求输入有关工程数据，例如工程的期限、筹集资金的方式、假设的通货膨胀率、折旧方法和开工率分布。化工流程模拟技术能为工程设计、流程剖析、新工艺的开发提供强有力的工具，在生产领域中的应用主要有以下几个方面【2刀：(1)．改进装置操作条件，降低操作费用，提高产品产量。利用流程模拟技术进行全装置工艺技术分析，改进操作条件是在装置中应用的主要方向，效益非常显著。(2)．指导装置开工，节省开工费用，缩短开工时间。(3)．分析装置“瓶颈"，为设备检修与设备更换提供依据。流程模拟作为应用工具，同其它技术或工具一样有其特殊的能力和限制，具体应用时需要进行二次开发工作。1．4．2化工过程流程模拟技术的基本问题为了说明化工过程流程模拟的基本问题，先对化工流程的系统特点作些分析。化工流程作为一种系统，和所有系统一样具有嵌套性的特点，即一方面可把一个化工生产流程看成另一个更大的系统，如工厂的一部分，为该大系统的子系统；另一方面它又由若干更小的子系统所构成。例如，催化裂化装置是整个炼油厂的一个子系统，而催化裂化装置又由反应一再生、精馏、吸收稳定等子系统构成。13 环氧氯丙烷装置扩产研究化工流程系统的结构从物料流的角度来看，可分成两类【嚣‘30】：(1)没有物料流循环的“树"结构系统，这类流程的结构比较简单，在进行物料衡算和热量衡算时，可按各单元设备在流程中的排列次序进行计算。(2)带有物料循环的循环结构系统，这类流程的结构比较复杂，但对物料和能源的充分利用较为有利。过程模拟的目的就是根据已知流股和单元的操作参数来确定所有流股，包括系统输出流股以及单元内部流股的状态，如温度、压力、密度以及组成。不管是模拟问题还是设计问题，都需要首先建立系统的数学模型，然后对模型数学求解。通常，由于系统的数学模型是大规模非线性问题，得到模型的解析解是不可能的，都是采用数值解，这需要确定数值求解策略。概括地说，要进行化工过程的流程模拟，从计算策略的角度需要解决两个基本问题：一个是流程的分隔；另一个是包含循环物流的子系统的迭代。可以想见，二者相比，迭代将是一个更困难的任务。1．4．3化工过程流程模拟技术的计算方法化工过程流程模拟中的三种主要迭代方法为：序贯模块法、联立方程法、联立模块法等。下面简要介绍三种方法的基本思想及各自的优缺点。1．4．3．1序贯模块法(一)序贯模块法基本思想序贯模块法基本本思想是：对化工流程中的每一类单元设备编写计算模块，利用这些模块，可按实际流程的顺序由各单元设备的输入流和有关设备及操作参数计算其输出流【31。331。对流程中的循环流必须切断，并提供所有循环流的初始估计值，然后通过迭代计算使之收敛【3‘"51。(二)序贯模块法优缺点(1)优点序贯模块法一直是最常用的流程模拟算法，特别是在工业应用方面。在可以预期的将来，这种情况仍不会发生根本性的变化。这是因为从计算的角度来看，它具有以下优点：(a)在模块水平上，可以使用一种或多种专门的算法去求解描述某种单元设备的模型方程，因此模块计算可以达到很高的效率；(I，)在流程水平上，无论用直接迭代还是加速迭代，一般都能稳定收敛；14 青岛科技大学研究生学位论文(c)程序中的信息流和生产过程中的物流或能流互相对应，易于为工程师理解：(d)当计算不收敛或出现错误时，便于进行诊断。基于以上优点，序贯模块法在目前为止是应用得最为广泛的一种方法【36】。(2)缺点尽管序贯模块法具有前面指出的那些明显优点，而且迄今仍是得到最广泛应用的一种方法，但它也还存在着一些问题乃至缺点。概括如下：(a)序贯模块法的问题是与收敛块、控制块、优化模块的应用直接相关。应用收敛块、控制块和优化模块，使序贯模块法可以成功地用来解决带有循环回路的流程模拟问题、设计问题及优化问题，但这种做法毕竟显得有此累赘，它们加大了计算工作量，不能实现较高的计算效率。@迭代层次较多。序贯模块法中所采用的单元模块，通常都是按照相应的单元操作正常运行的情况设计的常规模块。其特点是设计变量的选择固定化，在设计变量的选择上规定得这样死板，没有灵活变动的余地，就使得这些变量一旦不作为设计变量出现时所形成的设计型问题，不得不依靠设置控制块的迂回办法来解决。从过程优化的角度来看，序贯模块法中存在的问题同样是计算工作量大，有时这些做法完全不能实现。总地来看，采取序贯模块法的流程模拟，广泛地用于解决单纯的模拟型问题，其优点也是明显的。如果用来解决设计型问题，应显得累赘。而若求解优化型问题，就显得更加不便【37。381。(三)序贯模块法模拟计算在用序贯模块法对一化工过程进行模拟计算时，首先要把有各种单元设备组成的流程图转换成由一系列单元模块组成的有向图【39】。在流程图的单元设备和有向图的单元模块间当然存在着十分密切的联系，但并非一一对应，其原因如下：(1)流程图上的一个单元设备有时需要用一个以上的单元模块来模拟，也存在相反的情况，即可用一个单元模块模拟一个以上的单元设备。(2)虽然序贯模块法主要适用于核算型的流程模拟问题，但有些设计规定已应用得非常广泛，几乎难以回避。例如，反应器的出口温度不能高于某一规定值，精馏塔的产品必须达到某种纯度要求。因此可以说，现今没有一个模拟程序是以单纯的核算模式运行的。为了满足全流程或某些单元设备的输出要求，在模拟程序中往往需要设置某些控制块，去调整一个或几个单元模块的设备参数或操作参数【舡42】。(3)为使被切断的循环物流收敛，需要在模拟程序中设置收敛模块，用来由循环流的计算值产生新的估算值。15 环氧氯丙烷装置扩产研究一个用序贯模块法编制的程序通常将包括以下结构单元【43】：(1)纯组分及混合物的基础物性数据库；(2)利用取自上述数据库或用户输入的基础物性数据推算流程模拟所需的其它物性数据的估算系统；(3)各过程单元设备的模块或子程序，包括每一模块的输入一输出接口和由输入求输出的计算程序；(4)排定各过程单元计算顺序的流程拓扑分析。这包括将整个流程系统分隔成若干相互间不存在循环流的子系统，以及在存在循环流的子系统内部选择适当的切断流：(5)切断流的迭代收敛方法。序贯模块法模拟计算过程示意图如图1．3所示。16 青岛科技大学研究生学位论文图卜3序贯模块法模拟计算过程示意图Fig．1-3Flowshcetof恤Seq∞ntialmodul盯appr0砒17 环氧氯丙烷装置扩产研究1．4．3．2联立方程法(一)联立方程法基本思想联立方程法是指对列出的一个作为整个复杂流程系统的庞大的方程组，也就是通常所说的联立方程，直接求解的做法。联立方程法是方程本质的方法，与序贯模块法根据输入来计算输出的子程序不同，其难点在于如何自动产生这些方程，并且有一种可靠的算法来解这种大型非线性代数方程【槔蜘。(二)联立方程法的优缺点与其他流程模拟方法相比，联立方程法具有自身的优点和不足。(1)优点(a)模拟型、设计型、优化型问题没有区别。联立方程法对模拟问题、设计问题和优化型问题而言，只是给定方程，其处理方法都是相同的。因此，对设计型问题优化型问题不需采取专门的方法。嘞计算效率高。联立方程法避免了序贯模块法中多层次的迭代计算，故计算效率高。特别是对设计型问题和优化型问题效果更加明显。因此，联立方程法成为流程模拟的发展趋势，现已出现成熟的商业软件(如HYsYS)，并在实时优化中得到应用。(c)增加模块比较容易。因为此时用户不需要考虑解算方法，只分写出定义模型方程组即可，可以很方便地增加模块。(2)缺点联立方程法也存在着一些不足和需要解决的问题，概括如下：(a)正确建立庞大方程组较困难；(b)不能继承已开发的大量单元模块；实现较困难；(c)初值估计较困难；设计变量要求高；(d)求解时错误诊断困难；内存需求大，缺少高效的非线性方程组求解算法等。1．4．3．3联立模块法(一)联立模块法基本思想联立模块法是序贯模块法和联立方程法的一个取长补短。该方法把模拟计算分成两个水平：一个是模块级水平，采用严格模型；另一个是流程系统级水平，采用简化模型。联立模块法不需要设收敛模块，因而避免了序贯模块法收敛效率低的缺点【4刀。18 青岛科技大学研究生学位论文(二)联立模块法模拟计算联立模块法是先确定各模块的简化模型，模型通常为线性，模型中含有待估值的模型参数。然后在单元模块级采用严格模型模拟计算达到一定的精度要求。利用获取的计算结果回归出简化模型的待估值参数。再把各单元的简化模型联立起来，在系统级上求解，主要获取连接各单元的物流或能数据。然后再返回到模块级。依此，直到前后两次获得的模型参数值之差处于允许误差范围内为止。模拟过程见图l-4。图卜4联立模块法解算示意图Fig．1-4FlowSheetoftl抢silnuh锄e0璐modul盯印pI．Oach1．4．4化工过程流程模拟技术的进展及发展趋势国外化工流程模拟系统的发展大致经历了三代【48】。第一代模拟系统是在50~60年代开发的，规模较小，功能有限。其主要代表为美国的Kellogg公司的GFS系统和SIMSCI公司的SSC／100系统，以及美国普渡大学以CER、美国休斯顿大学的C脏SS等。第二代流程模拟系统是在70年代出现的，比第一代有更为齐全的化工单元模块和规模较大的数据库，使用高级语言编程，计算方法较先进。其主要代表有美国SIMSCI公司的PROCESS系统、ChemShore公司的DESIQ呵／200系统、孟山都公司的FLOWTRAN、日本千代田工程公司的PES等。80年代开发成功了第三代流程模拟系统，其代表是美国麻省理工学院的AspenPl潞系统和SIMSCI公司的PRo／Ⅱ系统。第三代模拟系统的主要进步是：开放式结构、可随意组合单元、物性数据更丰富、应用领域更广泛、窗口图形技术使用更方便。80年代后化工过程模型化更重要的发展方向是人工智能的开发环境。专家系统的模型化开发环境是80年代后期发展的标志。1987年美国麻省理工学院首先推出了DESIGN一ⅪT系统，能进行数量级分析及自由度分析，支持面向对象的过程模拟设计。90年代后，神经元网络(砧州)在化学工程各个领域中的应用增长很快，砧州提供了一种新的19 环氧氯丙烷装置扩产研究优化问题求解方法，即舢州优化技术。最具代表的有MP模型、Hopfield网、BP网络、动态BP网络、BMAC以及模糊神经网络等等【49。50】。化工过程模拟技术在石油化工、大型合成氨工业中应用日益广泛，正显示出强大的生命力。我国己先后引进了当前世界上著名的几种通用化工流程模拟软件，并己得到了广泛的应用，发挥了巨大的作用。对这些通用流程模拟软件进行二次开发，研制出各种专用的模拟软件，将会更好地为设计和生产服务，创造出更大的经济效益和社会效益【511。1．5本文的主要研究内容本文主要研究环氧氯丙烷装置扩产改造问题，通过对扩产10万讹环氧氯丙烷装置的瓶颈分析，针对性找出装置扩产瓶颈，并提出合理的改造方案。主要内容包括如下三部分：1．针对环氧氯丙烷生产装置的具体情况，利用化工过程模拟系统软件Asp饥pluS对6．5万讹环氧氯丙烷装置进行全流程的数学模拟和物料衡算，通过考查模拟数据与生产数据的一致性来验证模型的正确性，从而为装置扩产10万忱提供严格的数学模型，为改造设计奠定基础。2．对环氧氯丙烷装置进行扩产瓶颈分析，其中包括用化工模拟系统软件对全流程的换热器、塔、管道等的核算。分析换热器的传热系数、换热面积、管壳程的压降和流速等制约因素；计算塔的流体力学性能，以找出塔设备的扩产瓶颈。分析管道内流体的流速，压降，找出管道的扩产瓶颈。为下一步改造方案的设计提供依据。3．针对发现的环氧氯丙烷装置的扩产瓶颈，根据实际装置情况，设计出合理的改造方案。为装置的改造，提供了重要的信息。20 青岛科技大学研究生学位论文2．1流程简述2环氧氯丙烷装置全流程模拟环氧氯丙烷(ECH)装置的反应部分由氯丙烯(ALC)系统、环氧氯丙烷(ECH)系统组成。ALC系统以丙烯和氯气为原料，生产氯丙烯，精制副产盐酸。ECH系统以氯丙烯、氯气和石灰乳为原料生产环氧氯丙烷。其流程简述如下：2．1．1．ALC系统2．1．1．1反应工序汽化氯通过氯气雾沫分离器，将流量调节到15000m3／h左右送入反应器R-101；参加反应。从丙烯回收工序送来的液态丙烯分为两路。一路调节到丙烯与氯气的摩尔比为4后，同反应生成气换热，再用循环水加热，使丙烯全部汽化。这些被汽化的丙烯由热媒进行一次预热，温度从20℃升到73℃，再由反应生成物将其预热到280℃左右后送入反应器。进入反应器的丙烯和氯气通过喷咀进行快速混合反应，反应在470℃、O．08MPa的条件下进行。出反应器的生成物是1．氯丙烯、1，。2．二氯丙烷、l，3．二氯丙烯、氯化氢、过剩未反应的丙烯、氯丙烯及其它少量有机化合物的混合物。出反应器的生成物温度为470℃，先经过与进料丙烯换热，冷却到325℃，再与热媒进行换热，冷却到180℃然后通过气体分离器分离掉尘炭后，与进料丙烯换热，冷却至30℃，此时部分高沸物被冷凝，这些冷凝液通过文丘里洗涤器在液态分离器中冷凝下来。其中冷凝少量丙烯，在脱丙烯塔中汽提回收。在液体分离器中未冷凝下来的反应生成物与出自预分馏塔的犁℃的丙烯、HCL混合气体换热冷却到13℃，然后通过FN(．25℃)冷却到．10℃，供给预分馏塔T-101。来自丙烯回收工序的液态丙烯除参加反应那一路外，另一路同反应生成气合并冷却到10℃后作为T-101塔顶喷淋丙烯。■101塔在塔顶温度．44℃、塔釜温度29℃的条件下操作。从塔顶分离出来的未反应丙烯、氯化氢经过冷却器回收冷量后送往盐酸精制工序。由塔底出来的有机氯化物中含有少量约5％左右的丙烯，这股物料同冷凝液一起去脱丙烯塔T-113进行汽提，由塔底出来的粗ALC经计量后送往氯丙烯缓冲罐中，其中ALC含量约81％。2l 环氧氯丙烷装置扩产研究2．1．1．2精制工序精制工序为ALC精制部分，ALC精制采用先切割高沸物后切割低沸物的流程得到99．5％的精ALC。粗氯丙烯经流量调节后送入D．D切割塔(T-108)，高沸物自T-108塔底分离出，排到D．D焦油贮槽中，含有低沸物的氯丙烯从■108塔顶分离出来，经冷凝后一部分作为回流，其余部分送给MC切割塔(T．109)。T-109的进料液中含有氯丙烯约97％，由该塔顶分离出来低沸物，塔顶得到纯度为99．5％的精氯丙烯经冷却后作为生产环氧氯丙烷的原料。2．1．2ECH系统2．1．2．1反应工序来自ALC单元的氯丙烯，分六路供给DCH循环泵，通过泵溶解在循环液中。氯气压力调节至约0．16MPa，供给反应系统。先将氯气分三路供给喷射器，与循环溶液快速混合。混合溶解后的氯丙烯和氯气通过三段管式反应器(R-201ABCDEF)进行次氯酸化反应，生成DCH溶液。2．1．2．2环化工序进入DCH缓冲槽的二氯丙醇与盐酸水溶液分两路，预热到70℃后，分别送入预混合器中。在石灰乳贮槽中，将浓度调节至约20％的石灰乳，把碱倍率调节到约1．2，与预热到70℃的二氯丙醇水溶液混合后送入混合器中，在预混合器内完成石灰乳与二氯丙醇溶液混合，混合液连续向皂化塔供料，并在皂化塔(T-202A、B)内完成二氯丙醇与石灰乳生成环氧氯丙烷的反应。生成的环氧氯丙烷从皂化塔(T．202A、B)塔顶蒸出，冷却到约40℃进入塔顶受槽中，在此受槽中分离水层和油层。上部分的水层返回到T-202A、B塔顶。下面的油层是含约85％的粗ECH送入精制工序ECH贮槽中。2．1．2．3精制工序精制工序共有四个精馏塔，即予分馏塔、回收塔、精馏塔和ECH回收塔。来自环化工序的粗ECH调节流量送入予分馏塔精馏分离出低沸物，塔底得到的含高沸物的粗ECH去精馏塔精馏。予分馏塔塔顶得到的低沸物，冷却到约40℃，贮存在塔顶受坛中，分离出水层及有机层，下部有机层一部分调节流量去回收塔进行蒸馏回收，另一部分用作回流。 青岛科技大学研究生学位论文从回收塔塔顶分离出低沸物，经冷凝后贮存于塔顶受坛中，调节流量回流到回收塔塔顶，回流比12．2，其余部分溢流到废油贮槽，塔底回收的ECH调节塔底液位返回予分馏塔再分离。从T．205塔底得到的高沸物，供给重组分塔T．206，在T-206中回收高沸物中少量的ECH。重组分塔■206塔底分离出的高沸物，在冷却器冷却到约40℃后，经过洗涤槽，通过喷射器用2．9m3／h的工业用水洗涤，洗涤后的物料在v-208B中分为水层和油层，DCH溶解在水层中，水层溢流返回至V．-209中，回收其中的DCH，回收率为75％，v-208B中的油层用UC．202l控制界面后，再排到TK．203。工艺流程图见图2．1，2．2，2．3。23 l睡蠢l巨iJ耋奠；|萋毫甓凰鲁_-工毫掣框6置Nn_-^嚣一．^口。召uD们U，I《QII_ko_8II∞参。一‰_．一．M一‰田堪堞树H奄帚u，I《蚪蒜蜞昭《《鹭忑匝唯由：№望!瞎臣nnl．墨雌荟畦n=．工n9I．H雒赣畦Io一．工蹿囊卜；卑—刁习嗣r_—拼引癣犍容雉瓣雒锚撼蓑R颦键隶茸rm【v_o_．>8mIvll_-H．d日vg一浏椎媾姑嘲峭挂em【v10_．N晕鼍求r撼晕甍霉_—《n=．}——《一=．≯庸瞎慷曝旧警舞邕鼍震霉e搴茁ol-譬凸_U∞《=_．A晕掣惶qIy卜柚_．>椎《佥甜罄雌《佥臀垮8一-工N9I．互辫嚣$6舀答一．工穗冀食制罄g_．薯雌嚣受世垮n=_工‘II．墨癣蓑瞪蟹n=．工馨摹求薯S一‘一企鞋彝善曩n=IH稚弼壤襞区凸u函—r0IIJ雹●《鞲篝垮罟__工椎壤隧精腔e蕾《60一．H晕鼍隶鬟区em【『《：_．A豫遇堪基一em_《10一圣雌君受霉Ifj摹^5ⅡvhbI-薯瞻景企暮壤晕犍求r■2‘I一．Hg一．A妖富址辖删蝌娱窿骣辑酶 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青岛科技大学研究生学位论文2．2流程模拟2．2．1流程模拟方法化工过程流程模拟中的三种主要迭代方法为：序贯模块法、联立方程法、联立模块法等。本文采用的流程模拟方法是序贯模块法。2．2．2物性方法的选择在进行流程模拟时，物性数据和物性系统的确定至关重要，它是整个模拟过程的基石和灵魂。如果物性方法选择不正确，计算结果则必然与实际情况不符，但模拟软件并不能给出相应的错误信息，其结果的准确与否完全取决于过程工程师的判断。许多模拟过程的失败往往是由于物性数据不足或物性系统选择不当而引起的。该体系中有HCl、H20、CaCl2、C“OH)2，因此针对系统的特征，整个流程分别用两种物性方法。在环化反应之前部分采用电解质NRn，活度系数模型，即ELECNRn，；环氧系统中精制工序采用PR状态方程。ELECNRn．模型能描述水溶液电解质体系以及混合溶剂电解质体系，能够计算水溶液电解质体系中以及混合溶剂电解质体系中各种离子和各种分子的活度系数【5”引。PR方程是1976年提出的，经大量实例考核表明，该方程对含氢、甲烷、C02、CO、N2等的烃类物系，在中等压力(<50atnl)及一140℃以上的温度范围内，具有较高的精度，例如密度计算的相对误差一般在3％以下。PR方程对气相性质的预测一般优于液相，特别是焓熵。PR方程形式简单，计算方便，且参数易得，获得很高的评价。2．2．3单元模块的选择环氧氯丙烷装置的主要单元设备有反应器、塔、换热器、泵和压缩机等动力设备。Asp钮Pl瑚为反应器提供了不同的模型，其中的融oic化学计量反应器，适用于动力学不知道或不重要，但化学计量数和反应程度是已知的反应器。考虑到我们的反应知道化学计量数，反应动力学未知，所以采用贼oic模型来模拟环氧氯丙烷装置中的反应器。环氧氯丙烷装置涉及的塔较多，主要是精馏塔和汽提塔。这些塔设备都可采用RadFmc进行模拟。RadFrac是一个用于模拟所有类型的多级气液、气液平衡分离操作的模块。除了精馏塔，它还能模拟：吸收、再沸吸收、汽提、再沸汽提、 环氧氯丙烷装置扩产的研究萃取和共沸精馏等气液分离操作。RadFrac适用于三相系统、窄沸程系统和宽沸程系统、液相高度非理想系统。Aspen软件为这些不同的物系模拟提供了不同的收敛方法，可以方便灵活的求解各种多级平衡分离模型。流程中涉及到的换热器用Hea：t)(来模拟。Heat)【可以对大多类型的双物流换热器进行简捷计算和严格计算。简捷法采用用户规定的总传热系数，严格方法则根据严格的热传递方程、换热器的结构和几何尺寸计算总传热系数。加热器或冷却器采用Heater模块模拟。He栅模块可以根据所指定的操作参数方便的计算过程的热负荷。换热器的设计则采用专业的设计软件进行。对于压力变送系统，本文仅关心其进出口压降和做功情况，忽略了所有管线的压力降，也忽略所有单级或多级压缩机或透平的内部构造参数，只将其作为一简单的压力变送器处理。与换热系统类似，这样做的目的是重点考虑其相平衡和热平衡情况，用ASpenPlus对该系统模拟的可行性和可靠性初步验证，更细致的工作则必须在工厂提供详细操作参数和设备参数后才能进行。本文采用P曲叩模型来模拟压力变送设备，当需要或已知功率时可用PuI】叩(泵／透平)模型改变物流压力。2．2．4流股断裂和收敛方法的选择为了解决收敛问题，在建模和模拟求解中采用了下列方法：(1)模型中设置收敛模块，选择合适的收敛方法和撕裂循环物流，循环物流给定初值。(2)采用交互式运行，及时调整参数。收敛方法采用W色gsteiIl方法嗍，收敛精度设置为0．0001，流程计算顺序由模拟软件自动产生。2．2．5模拟结果与实际生产数据的比较分别对6．5万吨／年和10万吨／年环氧氯丙烷装置进行了全流程模拟。为了验证模型的正确性，我们选择6．5万吨／年环氧氯丙烷装置的主要操作点组分的质量分数的模拟值与实际生产数据进行比较，比较结果见表2．1到表2．4。 青岛科技大学研究生学位论文表2．1ALC系统反应工序主要操作点模拟值与生产值比较尉ble2·lComparisonk婀旧如origirIalfactI塌lda：ta觚dsimulation佗sultsofALC他acti∞表2-2ALc系统精制工序主要操作点模拟值与生产值比较1'able2-2C0mp耐sonkt、糯n耐ginal蠡lctualda：ta锄dsiIIlulation陀sultSofACLs印amtion 环氧氯丙烷装置扩产的研究表2．3EcH系统反应工序主要操作点模拟值与生产值比较1'able2-3Comparisonbet、Ⅳ∞noriginalfacn，alda切，锄dsiIIlulation佗sultSof瑚ction0fECH表2-4EcH系统精制工序主要操作点模拟值与生产值比较1'able2-4Comp撕s∞bet、Ⅳ∞n嘶giIlalfactllaldataandsiIIlulation舱sultsofECHseparation 青岛科技大学研究生学位论文从表2．1到表2-4数据可以看出，模拟计算结果与原始数据吻合较好，说明模拟计算中所选择的气液平衡模型和物性计算方法能准确的反映环氧氯丙烷装置的实际操作情况，因此将以此模拟计算为依据进行扩产改造。2．3本章小节本章对环氧氯丙烷装置在6．5万吨／年进行了全流程的数学模拟，并验证了模型的正确性，主要结论如下：1．利用化工流程模拟系统软件缸p％pluS对6．5万吨／年环氧氯丙烷装置进行严格的数学模拟。在模拟过程中流程模拟方法采用序贯模块法。物性方法采用两种：分别是在环化反应之前部分采用电解质卜限n，活度系数模型，即ELECNRTL；环氧系统中精制工序采用PR状态方程。针对收敛问题采用撕裂循环物流，循环物流给定初值：采用交互式运行，及时调整参数的方法。2．为了验证模型的正确性，将模拟数据与实际生产数据作比较，结果表明，模拟数据与实际生产数据吻合良好，因此该模型可作为进一步改造设计的基础。 环氧氯丙烷装置扩产的研究3环氧氯丙烷装置扩产瓶颈分析3．1瓶颈分析方法的确定3．1．1瓶颈因素分析所谓“瓶颈”，是指制约整个装置正常运行的各种因素。瓶颈的存在，使得装置的产量无法实现最大化，只有解除瓶颈，消除约束，才能最大程度的提高产量。瓶颈因素是指影响目标实现的因素，一般可分为三类：(一)强度量因素；如设备的温度、压力、转化率、反应收率、分离效率、传热系数、单位体积的反应强度等。(二)信息量因素；包括设备型式、工艺路线、流程结构信息、控制方案。(三)容积量因素；如设备容积、压缩机负荷、换热器换热面积、泵的流量、仪表量程等。这三类瓶颈因素之间有时存在相互依存的关系。如反应容积与反应转化率、温度、压力之间就存在密切关系。3．1．2发现瓶颈的方法(一)直观推断法根据装置运转的经验并结合必要的理论分析，直接推断出一些比较明显的瓶颈因素，如反应器大小、换热面积大小、塔的操作条件、管内流体流速和压降等。(二)现场能力测试这是发现规模瓶颈因素的有效手段；通过对一个设备、一个工序、一个装置的系统能力测试可方便准确地确定各个设备、工序的规模余量，从而找出瓶颈环节甚至直接确定瓶颈因素。对能量瓶颈、环境瓶颈等目标瓶颈，现场测试也可给出重要的参考信息。(三)计算机模拟对过程系统建立数学模型，通过现场测试确定模型参数之后就可利用计算机对整个装置进行全面地模拟分析。对不同目标的瓶颈可以设计不同的模拟分析方案，通过分析可以找出大部分瓶颈因素，特别是能量、环境瓶颈因素这样一些不容易通过现场能力测试确定的瓶颈因素，可以通过计算机模拟、热力学分析等手32 青岛科技大学研究生学位论文段加以发现。(四)综合法以上几种方法发现瓶颈时各有特点，各有优势，最好是将它们综合起来运用，然后通过专家讨论的方式去一个一个明确瓶颈因素，它是从系统工程的高度来分析研究化工过程。实践证明，有一些难以发现的瓶颈因素只有用综合法才能发现。本文依据化工过程瓶颈分析方法，利用计算机模拟软件对全流程进行严格的模拟计算和核算，从而找出装置扩产存在的瓶颈问题。3．2换热器瓶颈分析换热器瓶颈分析采用的计算机模拟的方法，对换热器进行核算。需要输入传热数据和机械数据两部分。数据都输入之后，对其计算，如果计算结果K设计>酶算，根据Q=尉出，址，Q一定；K大，那么A就小，即换热器的换热面积小，不满足工艺要求，即扩产瓶颈。在计算结果中也可以看到管、壳程的压降和流速等参数，判断这两个值是否在工艺要求范围内，从而确定出换热器的瓶颈。以下是对换热器的详细计算。3．2．1换热器的结构参数换热器计算一般需要三大类数据：结构数据、工艺数据和物性数据，其中结构数据在换热器计算中最为重要，因为它是计算的基准。管壳式换热器的结构数据一般包括壳体型式、管程数、管子类型、管长、管子排列、折流板型式、冷热流体流动通道方式掣551。6．5万吨／年环氧氯丙烷装置换热器的结构参数见表3．1。 环氧氯丙烷装置扩产的研究表3一l换热器结构参数1'able3·lS价lcn鹏p础珊et哪ofheateXchang盯序号设备名称形式台数壳径换热乒积管长管径管板厚度管数mmm?mm馏出物再冷器丙烯予热器丙烯蒸发器丙烯再蒸发器T-101塔顶换热器孓10l再沸器热油冷却器塔底冷却器T-108塔顶冷凝器T．108再沸器T-108塔底冷却器T-109塔顶冷凝器■109再沸器T-109塔底冷却器T-113再沸器1'-202塔顶冷凝器1'-203塔顶冷凝器T-203再沸器1'．203塔底冷却器1'-204塔顶冷凝器T-204再沸器T．204塔底冷却器1’．205塔顶冷凝器T-205再沸器T-206塔底冷却器1'-202塔顶换热器T-206再沸器T-206塔顶冷凝器BEM4700112．1650038．1BEM455083．9500025．4BEM4650133．5800038．1BEU460042．4250025．4BEMl1700737．8600038．1BEM245027．6250025．4BJM455078．6500025．4BEMl70076．3300025．4BEMl1500876．0600025．4BEM21300295．0300025．4BEMl35020．3400025．4BEMl19001388．0600025．4BEMl120025．O300025．4BEMl55044．0300025．4BEMl45028．0250025．4BEM21100357．3500025．OBEMl1000346．9600025．0BEMl1000173．0300025．4BEMl60094．3500025．4BEMl1000170．5300025．4BEMl70068．O250025．4BEMl40026．4450025．4BEMl1600929．9600025．4BEM21500422．4300025．4BEMl40026．4450025．4BEU21300395．0400025．4BEMl40018．9250025．4BEMl60056．7300025．413521314l8lUs10571462023301873130l683034lll5190146931749245749355762023175376579U982453．2．2换热器的工艺数据换热器的工艺数据包括冷热流体的流量，进出换热器物流的温度、压力、管程与壳程的允许压力降及污垢系数。6．5万吨／年环氧氯丙烷装置的换热器的工艺勉拍：i拍勉2舶223456789mn伦BM塔M"坞侈∞殂勉筋孔笱拍"勰凹 青岛科技大学研究生学位论文馏出物冷却器馏出物再冷器丙烯予热器丙烯蒸发器丙烯再蒸发器T-101塔顶换热器T．10l再沸器熟油冷却器塔底冷却器T-108塔顶冷凝器T．108再沸器T-108塔底冷却器T．109塔顶冷凝器T-109再沸器T．109塔底冷却器T．113再沸器T-202塔顶冷凝器T-203塔顶冷凝器T-203再沸器1乏03塔底冷却器■204塔顶冷凝器T-204再沸器他04塔底冷却器T-205塔顶冷凝器T-205再沸器1砣06塔底冷却器T．202塔顶换热器T-206再沸器T1206塔顶冷凝器丙烯气热油丙烯C．W丙烯、氯化氢蒸汽水冷却水水蒸汽循环水蒸汽氯丙烯蒸汽C．W水蒸汽C．W水蒸汽C．W水蒸汽C．W水，ECH水蒸汽C．W反应生成气热油反应生成气丙烯丙烯，聚丙烯粗ALC热油，合成烷基粗ALC二氯丙烯二氯丙烷粗DD氯丙烯，氯丙烷聚丙烯水粗ALC水，环氧氯丙烷ECH水，环氧氯丙烷ECH三氯丙烷二氯丙醇三氯丙烷O．50O．70O．55O．20O．703．90O．550．70O．550．55O．70O．50O．70O．550．70O．550．70O．55O．700．55O．200．70O．55O．500．50O．60O．50O．700．20O．20O．50O．200．20O．50O．30O．55O．20O．10O．600．20O．20O．50O．100．10O．50O．40O．10350520245360220245502306030-45／4050-170502456090607017013070906090120llO130llO13015080130120130lOO35∞卯加粥加∞印加∞∞加∞∞加∞加加∞，l●l●l●I●I●I■l●23456789mn屹BH：2M"墙侉加殂砣∞M笛弱刃勰凹 环氧氯丙烷装置扩产的研究3．2．3换热器计算用于计算换热器的软件有许多，本文主要是应用AspenB-JAC系列软件。由于该装置中主要采用的是管壳式换热器，AspenH咖n用于管壳式换热器的传热设计计算，输入数据分为传热数据和机械数据两部分。传热数据又分为无相变、冷凝和蒸发三类，需用户输入工艺数据和物性数据；机械数据包括换热器的型号(依据TEMA标准)，材质，壳体直径，折流板类型，间距，切割率，防冲板的设置，换热器的直径，长度，程数，放置的方式，管间距，管数，管壁厚，管子类型，接管尺寸等。管壳式换热器的计算理论依据如下：3．2．3．1稳态传热方程Q=觑&式中，足⋯总传热系数，形／(肌2·K)；彳⋯换热器总传热面积，m2；缸一．进行换热的两流体之间的平均温差，K。3．2．3．2总传热系数式中，‰，％⋯一管外、管内流体传热膜系数，矽，(朋2·K)；％，‘～一管外、管内流体污垢热阻，(K·聊2)／形：成，吐～管外径、管内径，掰；叱～管的平均直径，肌；～⋯．管壁热阻，(K·册2)／矿；九～一管壁材料导热系数，矽／(肌2．K)；乙一～管壁厚度，朋。(3-1)(3-2)蟊一九～+‰一面‘+％+磊一面●一忽+上‰0一九=●一K～ 青岛科技大学研究生学位论文3．2．3．3平均温差(1)平均温差&=FT＆m式中，异一．温差的修正系数(2)对数平均温差△‘峨2警△f1式中，△乞，缸，一-管内外流体的较大和较小的温差，K。温差的修正系数B根据换热器的流型，查图，由S，R的值求取。s：尘玉R：生量五一，lf2一^3．2．3．4换热器计算程序(3-3)(3-4)(3-5)(1)根据已知条件确定管程和壳程的物体流量，进出口的温度条件；根据两侧流体的温度条件，确定两流体在该换热器中定性温度的物性值。物性值包括密度p，比热c。，导热系数五，粘度∥，并计算该换热器的传热量Q。(2)确定换热器的平均温差出，址。，温差修正系数日。(3)假定总传热系数Kp。(4)按式(3．1)计算所需的传热面积么。(5)根据工艺条件选择管径的尺寸，选择管程数和壳程数，校正温差系数日，返回第三步。如满足则计算换热器所需的管数^_，按式(3．6)计算参考壳径凤，再根据具体的排管情况决定实际的壳径仇。式中，风=o．637(3—6)C己⋯传热管配置角度对换热器直径的影响系数，30℃~60℃配置时，以=o．87：45℃～90℃配置时，Cz=1；C"～传热管程数对换热器直径的影响系数，单程时，C卯=o．93；37 环氧氯丙烷装置扩产的研究双程时，C砰=0．9；三程时，四=0．85。PR=PT|dB已知壳径时，可按式(3．7)求管数。坼=o．785×畀×等(3．7)lCL砖d{：、。然后按换热器的标准确定换热器的结构参数。必须说明的是：式(3．7)计算的管数，没有考虑管程隔板以及制造条件的影响，由此式计算的管数较多，具体设计时要参考规范。(6)分别计算管程、壳程的传热系数魄、‰，根据两物体的污垢系数计算总传热系数b，如果K。>b，按K=K计返回第四步，如满足则进行下一步。(7)计算管、壳两侧压力降，如满足工艺条件则结束，不然，则调整管程和壳程的结构条件，返回第五步重新计算。3．2．4换热器核算结果AspenHc怕n换热器计算程序有三种计算模式：设计模式，核算模式和模拟模式。输出结果包括设计、传热、机械和计算细节四个方面。设计结果包括输入摘要、优化途径、设计摘要表和警告信息；传热结果包括性能、传热系数、对数平均温差、压降和TEMA数据表；机械结果包括换热器尺寸、振动分析和布管图；计算细节结果汇总了计算过程中的各种信息。因为要找出扩产瓶径，所以我们采用的是核算模式。10万吨／年负荷环氧氯丙烷装置的换热器核算结果汇总见表3．5；换热器的对数温差和热负荷、管壳程压降、膜系数及流速计算结果汇总见表3．3至表3．4． 青岛科技大学研究生学位论文39 环氧氯丙烷装置扩产的研究表3-410万忻负荷换热器压降、膜系数，流速汇总T曲le3．4P陀ssu咒锄dvel锄锄coefficient锄dVeloc时of100000妇heatexch锄g盯40 青岛科技大学研究生学位论文4l 环氧氯丙烷装置扩产的研究3．2．5核算结果讨论由以上三个表可以看出，10万吨／年负荷环氧氯丙烷装置的换热器进行核算，发现有5个换热器不能满足工艺条件，普遍原因是换热面积过小，见表3．6。其中H．211AB壳程气相流速139．49m／s，超过了工艺手册上规定的最大值30nl／s，流速过快导致换热器传热效果不好：壳程、管程压降分别为0．650kg讹m2和0．432虹讹m2超出规定的最大值0．400k出m2，很显然其压降太大。下表列出了不满足工艺条件的换热器核算的传热系数和换热面积。表3—6不满足工艺条件的换热器Table3_6Heatexch锄g盯ofdissatisfiedtechnicalcondic矗on从上表传热系数，很明显地看出K设计>K计算，根据式(3-1)Q=脚址，&，Q一定，K越大，那么A就越小，即换热器的换热面积小，由此，可知以上几个换热器达不到年产10万吨的要求。3．2．6换热器扩产瓶颈馏出物冷却器、丙烯再蒸发器、塔底冷却器、轻组分塔顶冷却器、皂化塔塔顶换热器换热面积太小；皂化塔塔顶换热器壳程气相流速过快，流速过快导致换热器传热效果不好；壳程、管程压降太大。3．3塔设备瓶颈分析塔设备瓶颈分析通过考查塔的流体力学性能来判定。板式塔可通过考查塔板的负荷性能图，如果操作点在雾沫夹带线、液泛线、液相负荷上限线、漏液线和液相负荷下限线这5条线所包围的区域，便是塔的适宜操作范围。相反，则是板式塔的扩产瓶颈。填料塔的流体力学性能包括持液量、载点、泛点和压降。利用化工系统流程模拟软件—化工之星计算环氧氯丙烷装置10万吨／年负荷下塔的流42 青岛科技大学研究生学位论文体力学性能，便可找出塔设备瓶颈所在。3．3．1塔的流体力学性能评价塔设备性能的主要指标为：(1)生产能力；(2)塔板效率；(3)操作弹性；(4)塔板压降。这些指标和塔板结构及塔内气、液两相流体的流动状况密切相关。塔板为气、液两相进行传质的场所。在正常的流动情况下，液体从上层塔板经降液管流到下层塔板时，若液体在降液管中有足够的停留时间，则可分离出所夹带的少量气泡，气体返回到板面上，不至于将上层塔板的气体带到下层塔板。同时，气体从下层塔板经升气通道进入板面，通过液层鼓泡而出，离开液面时带走一些小液滴，正常的操作仅允许少量液滴被带到上层塔板。塔的操作能否正常进行，与塔内气、液两相的流体力学状况有关。环氧氯丙烷装置中的塔设备包括了板式塔和填料塔。3．3．1．1板式塔流体力学性能板式塔的流体力学性能包括：塔板压降、液泛、雾沫夹带、漏液及液面落差等。影响板式塔操作状况和分离效果的主要因素为物料性质、塔板结构及气液负荷。对一定的塔板结构，处理固定的物系时，其操作状况只随气液负荷改变。要维持塔板正常操作，必须将塔内的气液负荷限制在一定波动范围内。通常在直角坐标系中，以气相负荷圪对液相负荷L标绘各种极限条件下的矿一三关系曲线，从而得到塔板的适宜气、液流量范围图，该图称为塔板的负荷性能图。负荷性能图对检验塔的设计是否合理、了解塔的操作状况以及改进塔板操作性能都具有一定的指导意义。负荷性能图如图3．1所示。其通常由以下几条曲线组成。43 环氧氯丙烷装置扩产的研究ALs图3．1塔板负荷性能图F远．3-lL0adcapabil蚵chartof匆owerstage(1)雾沫夹带线线1为雾沫夹带线。当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量将过大，使板效率严重下降，塔板适宜操作区应在雾沫夹带线以下。雾沫夹带是对于气、液两相的分离设备或反应设备而言的。若气相为连续相、液相为分散相(例如板式蒸馏塔)而气相速度较大，部分液体会被气体吹散成液滴并被气体带出。这种现象称为雾沫夹带。产生雾沫夹带会降低设备的分离效率。影响雾沫夹带量的因素很多，最主要的是空塔气速和塔板间距。空塔气速增高，雾沫夹带量增大；塔板间距增大，可使雾沫夹带量减小。(2)液泛线线2为液泛线。塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将会产生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛发生在逆流接触的气液反应器或传质分离设备中，当气体由下至上流动时。当气体的流速增大至某一数值，液体被气体阻拦不能向下流动，愈积愈多，最后从塔顶溢出称为液泛。影响液泛的速度的因素除气、液流量和流体物性外，塔板结构，特别是塔板间距也是重要参数，设计中可采用较大的板间距，能提高液泛速度。(3)液相负荷上限线线3为液相负荷上限线。该线又称为降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管中的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。严重时，还会发生降液管液泛。 青岛科技大学研究生学位论文(4)漏液线线4为漏液线，该线即为气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气液不能充分接触，使板效率下降。(5)液相负荷下限线线5为液相负荷下限线。液相负荷低于此线使塔板上液流不能均匀分布，导致板效率下降。以上诸线所包围的区域，便是塔的适宜操作范围。操作时的气相流量Vs与液相流量Ls在负荷性能图上对应的坐标点称为操作点。在连续精馏塔中，回流比为定值，该板上的Vs／Ls也为定值。因此，每层塔板上的操作点是沿通过原点、斜率为vs／Ls的直线而变化，该直线称为操作线。操作线为负荷性能图上曲线的两个交点分别表示塔的上下操作极限，两极限的气体流量之比称为塔板操作弹性。操作弹性大，说明塔适应变动负荷的能力大，操作性能好。同一层塔板，若操作的液气比不同，控制负荷上下限的因素也不同。如在OA线的液气比下操作，上限为雾沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制；在OB线的液气比下操作，上限为液泛控制，下限为漏液控制。操作点位于操作区内的适中位置，可望获得稳定良好的操作效果，如果操作点紧靠某一条边界线，则当负荷稍有波动时，便会使塔的正常操作受到破坏。显然图中操作点C优于操作点C’。物系一定时，负荷性能图中各条线的相对位置随塔板结构尺寸而变。因此，在设计塔板时，根据操作点在负荷性能图中的位置，适当调整塔板结构参数，以改进负荷性能图，满足所需的弹性范围。例如，加大板间距或增大塔径可使液泛线上移，增加降液管截面积可使液相负荷上限线右移，减少塔板开孔率可使漏液线下移等等。应该指出，各层塔板上的操作条件(温度、压强)及物料组成和性质均有所不同，因而各层板上的气、液负荷不同，表明各层塔板操作范围的负荷性能图也有差异。设计计算中在考查塔的操作性能时，应以最不利情况下的塔板进行验算。3．3．1．2填料塔流体力学性能填料的流体力学性能主要包括持液量、载点、泛点和压降等。其中液泛速度决定塔径的大小；压降决定吸收塔的动力消耗和精馏塔釜的热品位，在真空精馏中又是判定填料是否适用的主要指标；持液量则直接影响液泛速度、压降以及塔的动态特性。(1)持液量45 环氧氯丙烷装置扩产的研究填料操作时其表面和空隙中所积存的液体量称为持液量，一般采用m3／矗填料来计量。填料的持液量是一个比较重要的参数，它影响着填料的压降、通量和分离效率，在稳态蒸馏过程中，持液量并不影响蒸馏过程的进行，但持液量对精密蒸馏的开工和分批蒸馏等动态蒸馏过程具有较大的影响。持液量越大，精密蒸馏的开工时间越长，开工的消耗也越大。至于分批蒸馏，持液量对过程的影响有利亦有弊。一方面，持液量过大导致塔釜中轻组分减少，分离难度增大，中间馏分量增加；另一方面，持液量所引起的“惯性效应”使得分离效率提高，但是持液量总的影响在多数情况下是不利的。持液量与停留时间成正比，因此持液量大的填料不适宜于热敏系统的分离，以免系统因长时间的高温而遭到破坏。当过程为液相化学反应控制时，传质速率对过程总速率并无显著的影响，持液量越大，反应体积越大，对过程越有利。持液量还决定着填料塔稳态操作时对干扰的反应灵敏度。持液量越小，灵敏度越高。采用新型填料改造板式塔时，由于塔内的持液量显著减少，因此策略控制和仪表控制都应作相应的调整。(2)载点载点是填料层中气液两相交互作用是否显著的分界点，填料在载点前和载点后分别具有不同的流体力学和传质特性。由于填料操作进入载液区是一个渐近的过程，因此很难确定该点，目前还没有准确可靠的模型可以用来估算。一般把泛点的70％作为近似的载点，或近似地取压降关联图中压降为42mmH20／m的曲线上的点为载点。(3)泛点填料塔通常在液泛区操作极不稳定，传质效率低，因此泛点是填料塔的操作极限。填料塔的最大操作气速为泛点气速的95％，比较经济可靠的操作气速为泛点气速的70％左右，即在载点附近。因此，要确定填料塔的通量，首先必须确定泛点速度。通过对塔的流体力学性能的考查，发现环氧氯丙烷装置中皂化塔和重组分塔存在扩产瓶颈。3．3．2填料填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相接触传质与换热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性能。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方向进行。 青岛科技大学研究生学位论文3．3．2．1散装填料最初的的填料是焦炭、石块在不定形的原始阶段。1914拉西环填料的出现是填料塔的一个重大突破。其结构简单，但气体通过能力低，阻力大，环内润湿不充分，传质效果差。1948年德国出现了被称为第二代产品的鲍尔环填料，其堆成层后气、液流动通畅，体积传质系数较大，阻力小，操作弹性较大。开始了壁上开孔、环内带有舌片的环形填料的新纪元。此后又出现了改进型鲍尔环和阶梯环填料。在30年代中期，出现了贝尔鞍形填料及后来的Intal0XSaddles鞍形填料，它们的液体分布性能优于环状填料，但通量稍小些。1978年美国Nonon公司推出了金属环矩鞍填料，兼顾了鲍尔环和鞍金属环矩鞍填料(In：taloxmetalpacl(in曲形填料的结构，还具有内弯叶片的小窗。此填料能保证全部表面有效利用，增加湍动程度，有良好的液体载分布性能，通过能力大，压降低。适用于真空蒸馏，它的出现被认为是对散装填料的一个突破，被称为第三代产品的标志。近年来，在散装填料领域特别是塑料材质的散装填料，其选型趋向格子结构设计，这主要由塑料诺派带了头。通过系统的研究，这种填料的形式被认为是一种优化结构。通过精馏、吸收和解吸的大量实验研究，表明格子结构填料是高性能的填料；同时也表明它们可以成功地用于热敏物系分离以及那些需要很多理论级及能耗较多的场合。值得一提的是高效散装填料。在工业生产或实验室研究中，常常需要对沸点非常接近的难分离物系进行分离。有时有些系统的分离难度并不高，但也希望用较短的填料层将其分开。这都要求分离效率极高的高效散装填料。高效散装填料分离效率虽然非常高，但其放大效应非常明显，处理量也非常小，加上价格昂贵，一般不在工业中应用。共轭环及扁环的开发扩大了散装填料的应用范围。3．3．2．2规整填料规整填料在整个塔截面上，几何形状规则、对称、均匀。它规定了气液流路改善了沟流和壁流现象，压降可以很小。在相同的能量和压降下，与散装填料相比，可以安排更大表面积，因此效率高。由于其结构的规整性，合理的设计可以做到几乎无放大效应。1937年出现的第一种规整填料是斯特曼填料和随后出现的司帕雷派克填料都属于单元接触类型填料。但是规整填料真正的生命力是从20世纪60年代苏尔寿公司开发的金属丝网波纹填料(SulzcrGa：吆ePacking)开始的，该填料具有较高的每米理论级数和较低的压降，但其缺点是造价较高，不宜用于含固体杂质的物质中。1977年苏尔寿公司又推出了板片波纹型的Mellapak填料，因其造价较低，47 环氧氯丙烷装置扩产的研究效率较高、压降较小、不易堵塞的优点而获得了大范围的推广应用。此后规整填料的研究十分活跃，新品种层出不穷。规整填料中还有一种格栅填料，适用于物料较脏的场合，如减压塔脏洗段等。应用较广的有K0ch公司的F1exi面d、GlistsCh公司的Glitsch一面d、Nuttcr公司的S加p．西d等。这些填料的特点是具有较低的压降、较高的通量和较高的效率。国内在规整填料方面的工作也取得了很大的成绩。除对原有的金属丝网波纹填料及板波纹填料进行实验及推广应用外，还相继开发了多种不同类型的规整填料。以Ul坤ak命名的脉冲规整填料、碳钢渗铝板波纹填料、压延板波纹填料、板花规整填料、LH型规整填料等都在工业上得了成功的应用。3．3．2．3填料的选择与评价填料塔内所使用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、材质及尺寸进行综合考虑。应尽量选用技术资料齐全、使用性能成熟的新型塔填料。对性能相近的填料，应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。评价填料通常是根据效率、通量及压降三要素衡量。对于精馏塔，也常用在不超过允许压降下各种填料的分离能力S=％．昂来衡量填料的性能。Billct从填料塔总体费用和填料比表面积所确定的总体费用最优图可知，规整填料与散装填料相比，分离能力较大，单位分离能力的填料重量较小，这说明采用规整填料比采用散装填料经济。但规整填料的单位分离能力的比表面积并不比散装填料的小，这说明规整填料的微观传质性能并不比散装填料好，只是由于规整填料可使用薄板从而合理地利用了材料，比表面积比散装填料的大。同一填料(例如Mell印ak)，比表面积大者虽然其分离能力较大，但其单位分离能力的重量和比表面也较大，因而费用也高。同时比表面积大的填料，一般通量小，塔径大，而且要求液体分布点更多、分布性能更好的分布器。液体分布器等塔内件的费用与塔径的平方成正比，塔体的造价与塔径和塔高的乘积成正比。选用填料塔时，必须从经济角度对其进行评价，既要考虑到填料的费用，又要考虑到塔体的造价及与分布器的费用，选用总费用最低的填料塔。本文利用化工过程模拟系统软件ECSS—化工之星对全装置塔设备进行了核算，得到皂化塔T-202和重组分塔T．206两塔不满足10万吨／年负荷下的工艺要求，其详细计算过程如下。48 青岛科技大学研究生学位论文3．3．3皂化塔核算3．3．3．1皂化塔T-202结构参数皂化塔是一个塔式多段反应器，下部为大孔筛板塔盘，共27层，采用双溢流。进料口以上采用填料，直径2000I】姗，高4500mm。该塔采用蒸汽直接加热的方式，即用蒸汽汽提法达到分离的目的。这种塔的特点是：在反应过程中已经生成环氧氯丙烷，如果不能及时地取走，便会与Ca(OH)2继续反应生成甘油。此结构的塔能够使反应生成的环氧氯丙烷及时地蒸出，可减少副反应的发生。进料中含有大量的CaC03，粒状Ca(OH)2等，极易引起塔盘堵塞及结垢，采用这种结构的塔盘，可消除这种现象，二氯丙醇与Ca(OH)2反应时有大量泡沫产生，采用上部填料结构，可消除泡沫的生成。皂化塔为整个环氧氯丙烷装置直径最大的塔。直径有3．5m。填料类型为‘p40的鲍尔环，材质上部是SUS304；下部为筛板SUS304。皂化塔典型塔板的结构参数见表3．7。表3．7皂化塔典型的结构参数1'able3·71ypicals仃ucn鹏paII锄eter0fsapollific撕∞to、憎3．3．3．2皂化塔水力学计算(一)皂化塔气—．液相负荷49 环氧氯丙烷装置扩产的研究皂化塔实际有4．5米Q40鲍尔环和33块筛板板，根据填料的等板高度和板效率，我们取了23块理论板，采用化工过程模拟系统软件—ECSS化工之星，对10万吨／年负荷环氧氯丙烷装置的皂化塔进行流程模拟，所得皂化塔各板气液相质量流率分布见图3．2。锄■图3．2皂化塔各塔板气液相质量流率分布图Fig．3．2ThemssfloⅥ，rateof文删ficabletower’seve叮stage皂化塔典型塔板气．液相负荷情况如表3．8所示。表3．8皂化塔典型塔板气-液相负荷Table3-8Vr印。卜liquidloadofs撇ificationtower’s卯icalstage(二)皂化塔水力学计算结果我们根据皂化塔各塔板气液相质量流率分布图，采用化工过程模拟系统软件—ECSS化工之星对塔顶的一段填料和取4#塔板、15#塔板、23#理论板进行水力学计算，计算结果如下：(1)BEDl核算第一段填料的水力学核算结果见表3．9。 青岛科技大学研究生学位论文从上表可看出，BEDl经过核算，泛点百分数在100．63％；而填料塔的最大操作气速为泛点气速的95％，比较经济可靠的操作气速为泛点气速的70％左右，所以，皂化塔在10万吨／年负荷下发生液泛现象。如果要在10万吨／年负荷下运行，需进行改造。(2)4#塔板核算4#塔板水力学计算结果汇总见表3．10，气．液相负荷性能图见图3．3。表3．104拌塔板水力学计算结果汇总，nlble3-10Hydraulics他sult0f4鼻stage 环氧氯丙烷装置扩产的研究出3—34#每扳(10万吨坪】自荷性能图F1934Loadc印abill舛of4#stagc从4#塔板负荷性能图上可看出，操作点在液泛线、雾沫夹带线、漏液线、液相上限线和液相下限线所包围的区域内，凶此装置在10万吨，年负荷下能够正常操作；但操作点紧靠渡泛线，受液泛线控制，所以小是最佳状态，如果负荷稍有波动时，便会使塔的J下常操作受到破坏。(3)15#塔板核算l5#塔板水力学计算结果汇总见表3．11，气．液相负荷性能图见图3_4。表3-ll15#塔板水力学计算结果汇总Table3-llHydmu】1csreSuhofl5#sn驿序号项目数据单位1气体的体积流量6456587m3m2液体的体积流量34163m3m3气体的重度047kdm34液体的重度86437kEh35气体的粘度0叭23cP6液体的粘度O3145cP7液体的表面张力2582mN，m8降液管中液层高度0203m9降液管中液体流速0099眺10塔扳总压降8l35mmH，0 ——童型燮塑匿曼丝生—————一从15#塔板负荷性能圈上可看出，操作点在液泛线、雾沫夹带线、漏液线、戮限裳裂嚣篇熟喾篡基裟黧_：F篓常操作，并能进一步提高负荷。佩从图卜可看出，操作点褂赦记线杖姐’趸撒忆控制，状态不是很理想a“’翟骠翳学计算结剽总见表3112'气-液相负荷性能图见弘5。15#塔板水力学计算结果n总见表3。12，气一披利贝何1I肫州儿崩’h走3．1223#塔板水力学计算结果汇总—丽—丽竺型竺坚篆塑L矿』}蒜雨丽藉一一—蠹：熹r丢-一一—丁一i丽而顽丽f一一5917611一m2液捧韵体积流量3％、7一m3气体的重度0’567曹!气体的粘度液体的粘度液体的表面张力降液管中液层高度降液管中液体流速0012502969278402130100cPmN，mmm席!!堂墅生——!!生一—竺生一 Fit3—5L0ad唧abtl畸of2驯s“萨从23#塔板负荷性能画上可看出，操作点在液泛线、雾沫央带线、漏婆譬、戮限裟霉裟雾篇!；掌纛嚣篡萎荔篓常操作，并能进一步提高负荷。但从图上可看出，操作息禺牧配强议u’x仳忆33皂化塔核算结果：≮。篙：鬈鬻乏翼裴誊嚣。挑而填料塔的最大操作气速为泛(1)BEDl经过核算，泛点百分数在loo63％：仰琨科培州垠人球怍。堙：。j三枷，：鬻鼍慧淼：嚣嚣篱’：嚣嚣渤(2)从4#，15#，23#塔板的负荷性能图上o]右出，豫作悬仕耀亿臻、剪”、獬，耄纂嚣黧翟；嚣繁轰篓：高：糕i竺量篇：焉篇嚣，篙嚣纛姜鑫黑巢簇泛线较尽，如果负荷稍有波动时，便会使塔的止常操作殳}u嫩”、’帆芯，。‘蚓“牡想。15#，23#受液泛控制a．～(3)综上所述，皂化塔T．202的筛板段在10万吨佯负荷下能够正常警作；佃填料段出现液泛现象。如果要在10万吨，年负荷下运行，需对填料进行改造。 青岛科技大学研究生学位论文3．3．4重组分塔核算3．3．4．1重组分塔F206结构参数重组分塔填料的结构参数见表3．13。表3．13重组分塔填料的结构参数Table3·13S仇Ictllrep踟et盱ofheaVycomponenttowcr(注：BEDl、BED2、BED3表示第一、第二、第三段填料，BEDl在塔顶，BED3在塔底)3．3．4．2重组分塔10万吨／年负荷水力学计算重组分塔气．液相负荷情况如表3．14所示：表3．14重组分塔气．液相负荷1’able3-14、rapor-liquidloadofheavycompo鹏nttower3．3．4．3重组分塔水力学计算结果汇总重组分塔水力学计算结果见表3．15。表3．15重组分塔水力学计算结果汇总1’able3-15H1心舢lics代sulto仆ea、，yc哪ponenttDwer55 环氧氯丙烷装置扩产的研究从上表可看出，重组分塔BEDl，BED2两段填料在10万吨／年负荷下泛点百分数分别为108．92％、115．69％，而最大操作气速为泛点气速的95％，比较经济可靠的操作气速为泛点气速的70％左右，这两个填料都超过了最大泛点气速；所以，重组分塔在10万吨／年负荷下液泛。如果要在10万吨／年负荷下运行，需对重组分塔进行改造。3．3．5塔设备扩产瓶颈通过对塔板和填料的水力学计算，得到塔设备扩产瓶颈：(1)皂化塔填料BEDl(塔顶段)在10万吨／年负荷下出现液泛现象。(2)重组分塔BEDl，BED2两段填料在lO万吨／年负荷下出现液泛现象。3．4管道瓶颈分析通过分析管道内流体的流速、压降等因素，依据常用流速的范围表和每百米管长压力降控制值来确定管径是否合理，得到管道的扩产瓶颈。3．4．1管道流体力学计算在管道和仪表流程图初版和管道布置图确定后，工艺(系统)专业即可进行管道系统的流体力学计算，得到管道系统中工艺介质的流量、流速、压力、压力降、Re、NPSⅡ等参数，并据此判断是否满足工艺、安全生产要求，判断管道系统(包括管道、泵、压缩机等)是否经济合理，最后得出比较经济合理的管径。3．4．1．1工艺管道设计原则化工装置工艺管道设计在满足工艺要求和安全生产的前提下，求得最经济的管径。要求工艺工程师根据流体力学，按生产装置的不同工艺要求来进行管道工艺设计，并符合有关介质安全设计规定。在管道工艺设计时，一般应考虑以下原则。(一)经济管径管径选择方法对化工装置的经济效果十分重要，一个化工装置的管道投资是整个装置投资的10％之O％，随着管径的增大，不仅增大了管壁厚度和管子质量，还增大了阀门和管件的尺寸，增加了保温材料的用量，因此在计算管径时应尽量选用较高的流速，以减小管径。但是随着流速的增高，管内摩擦阻力也加大，增加了压缩机和泵的功率消耗和操作费用。因此，需在建设投资和操作费用之间寻 青岛科技大学研究生学位论文找最佳结合点，即成本最低，来求得经济管径。从理论上说，在初选管径时，应该采用经济管径的计算方法。提出这方面的计算公式是可能的，但实际运用时有困难。因为还不具备从现有管材规格的价格求得适用的经济参数和有关附加参数。然而，作为工艺系统工程师建立采用经济管径的概念却是十分重要的。目前普遍采用的方法是按推荐的常用流速的范围表和每百米管长压力降控制值来初步选择管径，这样计算得到的管径比较接近经济管径。(二)压力降要求一般情况下，管道压力降是按阀门全开情况下计算的，即管道的压力降必须小于该管道的允许压力降，否则流量(指工艺所需最大流量)将低于所需值。允许压力降较小的管道，应选用较低的流速；允许压力降较大的管道可选用较高的流速。对于同一介质在不同管径的情况下，流速虽相等，管道压力降却可能相差很大。因此，在计算管径时，如允许压力降相同，则流量不同的管道应选用不同的流速：小流量选用较低流速；大流量可选用较高流速。粘度较大的流体，管道压力降较大，应选用较低的流速。粘度较小的流体，管道压力降较小，应选用较高的流速。3．4．1．2管道的流体力学计算管道工艺计算所需要解决的的问题，不外乎是根据管道的尺寸，流体能量(包括外加能量)和流量的关系，由已知量来确定求知量。实际工艺设计中遇到的管道工艺计算问题大致有以下3类。(1)已知管径，管长，管件和流量，求流体通过管道的阻力降以及所需外加能量。(2)已知管长、管件和允许阻力降，求适宜的管径。(3)已知管长、管件和系统中一处截面参数，求另一截面处压力，流速，流量等参数，判断是否满足有关工艺要求。3．4．2管径计算当得到初步管径后，再根据管道系统详细计算压力降等有关参数，否满足允许压力降和工艺要求，最终确定管径。(1)按常用介质流速或设定流速计算管径dd=18．81≯yo·5“-o·5p-o·5判断其是(3·8) 环氧氯丙烷装置扩产的研究或d=18．81‰o一“-o·5式中，d⋯．管道的内径，I衄形⋯．管内介质的质量流量，kg／11％⋯．．管内介质的体积流量，m3／h户一一介质在工作条件下的密度，蛳“⋯一介质在管内的平均流速，m／s(2)按每100m计算管长的压力降控制值(卸，，∞)来计算管径：d=18．6l形仉38p-o埘∥仉∞34妒舞誉7d=18．61％033po‘173∥o’0334妒暑帮式中，∥一一介质的动力粘度，Pa．s；卸，。∞一-100m计算管长的压力降控制值；3．4．3管道压力降计算3．4．3．1单相流(不可压缩流体)管道的压力降计算(3-9)(3—10)卸=卸珂+卸矿+卸，=(z：一z。)昭+堕笋p+(力去+Ⅸ)譬p(3-11)式中，卸_⋯～静压力降，Pa卸-矿一加速度压力降，Pa△p，⋯～阻力压力降，Paz1，Z，一～管道起点、终点的标高，m％，"，⋯⋯管道起点、终点的流速，州s”⋯⋯．流体平均流速，n以．3．4．3．2单相流(可压缩流体)管道的压力降计算式中，G2h鲁+￡砌+辱×扣(3·12) 青岛科技大学研究生学位论文G一．质量流率，k∥(m2．s)3．4．3．3气液两相流(非闪蒸型、闪蒸型)管道的压力降计算用Dul【lcr法计算压力降，此计算方法对水平和垂直管气液两相流都适用，平均误差为20％。妒2厶三芒厶=碱石=o．0014+o．125灭：32式中下标m．⋯气液混合物成—．两相平均密度，kg／oG肘一两相流的质量流量，蚵．s口，∥一·校正系数；本文中我们只考察了管内流速对整个装置的影响。3．4．4管线核算结果(3-13)(3一14)(3—15)根据式(3．8)计算管线内流体流速，通过计算，我们发现装置中某些管线中流体流速过快，超出正常用范围和每百米管长压力降控制值。液体的流速一般<3m／s，气体流速一般不超过30IIl／s。其结果如下。表3．16环氧氯丙烷装置不满足10万吨／年负荷管线表’I’able3—16PipeIiIIeofdissatisfied100000t／aECH 环氧氯丙烷装置扩产的研究根据气、液相流体在管内流速的限制，由上表可看出，所列管内流体流速太快，管内摩擦阻力也加大，增加了压缩机和泵的功率消耗和操作费用。因此，现在的管径是非经济管径，不能满足lO万吨／年负荷。由此，找出管线的扩产瓶颈。3．4．5管道扩产瓶颈部分管线内流体流速过快，管内摩擦阻力也加大，增加了压缩机和泵的功率消耗和操作费用。3．5本章小节本章主要是用装置瓶颈分析方法，分析环氧氯丙烷装置扩产瓶颈。通过对全装置的换热器，塔，及管道的核算，找出装置扩产存在的瓶颈问题，主要得出如下结论：1．通过对装置瓶颈因素的分析，确定了装置瓶颈分析方法，其中包括：直观推断法、现场能力测试法、计算机模拟、综合法。2．利用计算机模拟的瓶颈分析方法，找出换热器扩产瓶颈：换热面积太小、压降太大、流速过快。具体是：馏出物冷却器、丙烯再蒸发器、塔底冷却器、轻组分塔顶冷却器、皂化塔塔顶换热器换热面积太小。其中皂化塔塔顶换热器壳程气相流速139．49m／S，超过了工艺手册上规定的最大值30m／s，流速过快导致换热器传热效果不好；壳程、管程压降分别为O．650k幽m2和0．432k批In2超出规定的最大值O．400埏讹m2，很显然其压降太大，需要改造设计。3．通过对整个装置中塔设备塔板和填料的水力学计算，得到塔设备扩产瓶颈如下：(1)皂化塔填料BEDl(塔顶段)在10万吨／年负荷下，出现液泛现象。(2)重组分塔BEDl，BED2两段填料在10万吨／年负荷下发生液泛。装置若要达到10万吨侔负荷，要对这两个塔进行改造。4．通过对管线内流体流速的计算，发现有部分管线内流体流速过快，流速快，管内摩擦阻力也加大，增加了压缩机和泵的功率消耗和操作费用。因此，现在的管径是非经济管径。装置若要达到10万吨／年负荷，需对管径进行改造。 青岛科技大学研究生学位论文4．1扩产改造的原则4扩产改造方案扩产改造的目标一般包括：①解决装置运转中出现的问题；②增加产量；③降低原料消耗；④增加品种；⑤节能：⑥减少环境污染；⑦增加安全性。无论如何选取目标，根本目的是降低生产成本，赢得市场竞争的主动权。扩产改造并不是对已有装置的简单放大。目标与瓶颈分析的方法将扩建改造看成是一项复杂的技术开发活动，从化工系统工程的角度出发，对改造目标和瓶颈进行了系统分析，给出了扩建改造应该遵循的一般规律。扩产改造目标选择适当与否对扩产改造的成败，效益大小关系很大。根据经验，制定目标时应遵循如下一些基本原则。(1)关键设备不动原则关键设备指的是整个装置中投资较大或其内进行的过程操作比较复杂的那．些设备，一般是比较复杂的反应器或分离设备。这些关键设备若要更换花费太大，所以最好不要更换。(2)缩小与先进装置技术目标最大差距原则一套装置与当时的先进技术相比可能在很多方面存在差距。确定目标时应分清与先进装置技术差异最大的那些方面，然后以尽可能缩小这些大的差距为扩建改造的目标。比如，现有装置如果规模上与先进装置差距最大，就应首选扩大规模为目标；如果质量上与先进技术差距最大，就应首选提高质量为目标；如果能耗与先进技术差距最大就应选择节能为目标。根据情况有时需要同时确定几个目标。(3)小步快跑原则扩产改造一般都是在不影响正常生产情况下完成的，有很大的时空局限性。扩产改造措施虽经充分讨论，但也难免有不妥之处。这样如果扩产改造工程工作量太大，就会冒较大的风险。应该按照不断小改不断调整的思路，渐近地实现扩产改造目标。也就是小步快跑，稳中求胜的原则。4．2换热器改造方案依据上述原则，尽量利用现有设备设施，尽量作小改动的前提下，对不符合工艺条件的换热器进行扩产改造。馏出物冷却器、丙烯再蒸发器、塔底冷却器、轻组分冷却器都是采取增大壳径以增加换热面积的措施。皂化塔塔顶换热器同时6l 环氧氯丙烷装置扩产的研究增大其壳径和管长，其壳径由原来的1300nlln扩大到1800衄，管长由原来的4000lIlIIl扩大到6000mm。改造后的换热器结构参数见表4．1。表4．1换热器改造后的结构参数T曲le4．1H髓texch锄gerof廿les乜Ⅶmu锄paramete瑙after由咖峪fomlati∞序号设备位号髫系巍拦毫滁≥换热面积c岔，壳程管程kc训督h．℃kc批n2h．℃一⋯、一”⋯30．9％，31．3％，33．5％，30．7％，26．1％，完全能够满足装置扩产到10万吨／年负荷的要求。4．3塔改造方案为了消除塔的液泛现象，现利用化工之星模拟系统软件，对塔设备进行水力学计算，提出塔设备改造方案如下：4．3．1皂化塔T-202改造方案皂化塔-202改造方案是：保持皂化塔的塔径和填料高度等参数不变，把填料段的填料类型由散装填料的940的鲍尔环改为高效规整填料Mellapak．125Y， 青岛科技大学研究生学位论文改造后塔的结构参数和水力学核算结果见表4．3，表4-4。表4．3皂化塔填料改造后的结构参数1'able4-3s臼1Jctu他p蹦蚰eterofsaponificabtiontowcr填料位置名称BEDl塔径：m填料类型填料材质填料高度：衄2J0Mell印ak-125YSUS3044500表4．4改造后的皂化塔BEDl水力学核算结果1'able4_4T0wers印oIlificati∞ofhydraulicscalcul撕0n他sults抓er锄l坞f0彻撕叽从上表皂化塔填料段水力学核算结果可知，改造的皂化塔泛点百分数为38．34％。填料塔的最大操作气速为泛点气速的95％，比较经济可靠的操作气速为泛点气速的70％左右，所以，皂化塔在10万吨／年负荷下完全能够达到负荷，满足扩产需要。：4．3．2重组分塔T-206改造方案重组分塔T．206改造方案是：保持塔径和填料高度等参数不变，重组分塔把填料类型由925的拉西环改为平25鲍尔环。改造后塔的结构参数和水力学核算结果见表4．5，表4．6。表4．5重组分塔填料的结构参数T幻1e4-5structu陀群咖酏盯ofheaVycomponenttowcr(注：BEDl、BED2、BED3表示第一、第二、第三段填料，BEDl在塔顶，BED3在塔底) 环氧氯丙烷装置扩产的研究表4_6蝴的重组分塔水力学核算结果1'able4_6Hyd舢licscalcul撕on他suItSoftow盯T-206aft盯们Ilsf0册ati∞(注：BEDl、BED2、BED3表示第一、第二、第三段填料，BEDl在塔顶，BED3在塔底)从上表重组分塔所取的三段填料的水力学核算结果可知，改造后的重组分塔三段填料的泛点百分数为分别为70．14％，71．77％，57．36％。根据填料塔的最大操作气速为泛点气速的95％，比较经济可靠的操作气速为泛点气速的70％左右，所以，重组分塔在10万吨／年负荷下完全能够达到负荷，满足扩产需要。4．4管线改造方案对于流速过快的管线采取增大管径以降低流速的方法。液体的流速一般<3In／s，气体流速一般不超过30II洳。改造前后的结果对比见表4．7。表4-7管线改造后结果表nLble4-7Pipelim佗sul乜心er的IlSf0珊ation4．5本章小结本章主要针对环氧氯丙烷装置扩产改造的瓶颈问题，提出改造方案，得到主要结论如下：1．通过对扩产改造的目标分析，提出了扩产改造应遵循的原则即：关键设备不动原则、缩小与先进装置技术目标最大差距原则、小步快跑原则。2．依据扩产改造关键设备不动原则，给出了换热器扩产改造设计方案：馏出物冷却器壳径由700Ⅱ姐改为900咖、丙烯再蒸发器壳径由600衄改为800mm、塔底冷却器壳径由700姗改为800II皿、轻组分冷却器壳径由1000mm 青岛科技大学研究生学位论文改为1400衄，采取的都是增大壳径以增加换热面积的措施。但皂化塔塔顶换热器要同时增大其壳径和管长，其壳径由原来的1300II吼扩大到1800nm，管长由原来的4000I衄扩大到6000衄。改造后换热器余量分别为：30．9％，31．3％，33．5％，30．7％，26．1％。结果表明，改造后的换热器完全能够满足装置扩产到10万吨／年负荷的要求。3．利用化工之星模拟系统软件，对塔设备进行了水力学计算，提出塔设备改造方案如下：保持塔径和填料高度等参数不变，皂化塔填料段把填料类型由散装填料Q40的鲍尔环改为高效规整填料Mellapak．125Y；重组分塔把填料类型由Q25的拉西环改为啦5鲍尔环。改造后的水力学计算结果表明：皂化塔泛点百分数为38．34％；重组分塔三段填料的泛点百分数为分别为70．14％，71．77％，57．36％；两个塔的泛点气速都在比较经济的范围内。4．管线的改造采取增大管径以降低流速的方案。计算结果表明，改造后的流速均满足装置10万吨／年负荷工艺条件。 青岛科技大学研究生学位论文结论本文结合国内某环氧氯丙烷装置，借助于化工过程模拟系统软件，进行了环氧氯丙烷装置扩产研究。通过对装置扩产10万吨／年的瓶颈分析，找出装置扩产瓶颈；针对瓶颈，提出详细的改造方案。本文主要结论如下：1．利用化工过程模拟系统软件Asp∞pllls对6．5万吨／年环氧氯丙烷装置进行了严格的数学模拟，并对装置6．5万吨／年负荷进行了模型验证，模拟结果与生产数据吻合良好，说明本文中所建数学模型比较正确。该模型可以作为进一步改造设计的基础。2．利用上述已确定的模型，应用计算机模拟的装置瓶颈分析方法，对装置扩产10万吨／年进行瓶颈分析，找出设备中换热器扩产瓶颈：换热面积太小，压降太大、流速过快。具体是：馏出物冷却器、丙烯再蒸发器、塔底冷却器、轻组分塔顶冷却器、皂化塔塔顶换热器换热面积太小。其中皂化塔塔顶换热器壳程气相流速139．49n洮，超过了工艺手册上规定的最大值30m／s，流速过快导致换热器传热效果不好；壳程、管程压降分别为0．650kg讹m2和O．432kg珧m2，很显然其压降太大，需要改造设计。3．通过对整个装置中塔设备塔板和填料的水力学计算，考查装置的流体力学性能，得到塔设备扩产瓶颈如下：(1)．皂化塔填料BEDl(塔顶段)在10万吨／年负荷下出现液泛现象。(2)．重组分塔BEDl，BED2两段填料在10万吨／年负荷下发生液泛。装置若要达到10万吨／年负荷的要求，要对这两个塔进行改造。4．通过对管线内流体流速的计算，找出装置扩产后管线的瓶颈所在：管线内流体流速过快；流速快，则管内摩擦阻力相应加大，增加了压缩机和泵的功率消耗和操作费用。因此，现在的管径是非经济管径。若要满足装置10万吨／年负荷的工艺要求，需对管径进行改造。5．依据扩产改造关键设备不动原则，提出换热器扩产改造设计方案如下：馏出物冷却器壳径由700mm改为900Ⅱ皿、丙烯再蒸发器壳径由600衄改为800呦、塔底冷却器壳径由700IIlIn改为800咖、轻组分冷却器壳径由l000II皿改为1400n皿，采取的都是增大壳径以增加换热面积的措施。但皂化塔塔顶换热器需同时增大壳径和管长，其壳径由原来的1300I姗扩大到1800衄，管长由原来的4000衄扩大到6000I衄。改造后的余量分别为：30．9％，31．3％，33．5％，30．7％，26．1％，结果表明，改造后的换热器完全能够满足装置扩产到10万吨／年负荷的要求。67 环氧氯丙烷装置扩产的研究6．利用化工之星模拟系统软件，对塔设备的水力学计算，提出了塔设备改造方案如下：保持塔径和填料高度等参数不变，皂化塔T．202填料段把填料类型由散装填料Q40的鲍尔环改为高效规整填料Mellapak-125Y；重组分塔T．206把填料类型由Q25拉西环改为啦5鲍尔环。改造后的水力学计算结果表明：皂化塔泛点百分数为38．34％；重组分塔三段填料的泛点百分数分别为70．14％，71．77％，57．36％；两个塔的泛点气速都在比较经济的范围之内，消除了液泛现象。7．通过对管线内流体流速的计算，提出改造方案如下：增大管径以降低流速。经计算，结果表明，改造后的流速均满足装置10万吨／年负荷工艺条件。 青岛科技大学研究生学位论文参考文献【l】沈菊华，国内外环氧氯丙烷生产应用及市场分析，石油化工技术经济，2005，2l(1)：4145【2】崔吉宏，尹琦岭，杨泉等，我国环氧氯丙烷生产和消费及发展建议，化工科技市场，2005，(3)：20砣3【3】王新龙，环氧氯丙烷生产技术进展及发展建议，化学工业与工程技术，2006，27(1)：46~48【4】聂颖，燕丰，环氧氯丙烷的生产技术及国内市场分析，2005，8(1)，23~27【5】钱伯章，环氧氯丙烷市场现状和技术进展，上海化工，2003，(11)：42~45【6】王晶，国内外环氧氯丙烷生产技术和市场发展趋势的研究，上海化工，2006，31(12)：32—a5【7】朱红军，环氧氯丙烷生产技术及市场消费，中国氯碱，2003，(1)：27屯8【8】石宁，环氧树脂生产与消费概况，齐鲁石油化工，2000，28(4)：301~304【9】吕咏梅，国内外环氧树脂生产现状与发展趋势，中国氯碱，2002，(7)：4~7【10】周福根，国内外环氧树脂现状及需求预测，中国涂料，2000，(2)：44~48【ll】胡斌，世界环氧树脂生产现状与发展趋势，国际化工信息，2002，(1)：ll—14【12】崔小明，环氧氯丙烷的市场分析，化工中间体，2004，l(7)：15一19【13】徐伟箭，陈康庄，浅议环氧氯丙烷生产技术及其发展，氯碱工业，2006，(9)：29~33【14】魏文德，有机化工原料大全(上卷)，北京：化学工业出版社，1999【15】张旭之，陶志华，王松汉等，丙烯衍生物工学，北京：化学工业出版社，1995【16】徐克勋，精细有机化工原料及中间体手册，北京：化学工业出版社，1998【17】李玉芳，伍小明，国内外环氧氯丙烷生产消费现状及市场前景，中国氯碱，2005，(1)：l~6【18】王军，杨鸿，张孟瑶，环氧氯丙烷下游产品生产现状及市场前景，氯碱工业，2004，(2)：28—01【19】赵美法，环氧氯丙烷及其深加工产品的生产与应用，化工中间体，2002，(18)：3曲【20】王正岩，李程，张雅萍，氯醇橡胶的生产和应用，中国氯碱，1996，(4)：30~3l【2l】柳羽丰，齐峰，邢宇等，国内外环氧氯丙烷市场和技术进展，化学工程师，2004，(8)：29—0l【22】孟翠敏，田华，环氧氯丙烷工艺技术及发展状况，天津化工，2005，19(4)：33~35【23】张君，高灿柱，环氧氯丙烷生产中的绿色化学，山东化工，2003，32(2)：30~32【24】CmweCM，etal，Che面calPlantSiInul撕oIl，NewY('rk：Pren廿ce-H砒197l【25】westerbertAW，etal，ProcessFlowsheeting，Lond∞：C锄bridgeUnivers埘Press，1979【26】杨友麒，成思危，现代过程系统工程，北京：化学工业出版社，2003【27】雷培德，李端阳，汪静，化工流程模拟及其应用，1994，(3)：6~8【28】BendiIlgMJ，HutcllisonHP，1heCalcmati∞ofStea田S锄eIIlc0叫’rcssibleFlowinI矗学N嘶V0rl【SofPipes，ChemE119Sci．，1973，28：1857【29】Hu曲soll’SteymaIl’C鲫pu白盱prolg舳sforChemicalEngineerP乏眦I，Ch锄Eng．，1973，80(19)：12l 环氧氯丙烷装置扩产的研究【30】Hugllson，SteyIn锄，Computerprogr跗IsforChemicalEngin∞rPanⅡ，Ch锄Eng．，1973，80(21)：127【3l】Li衄ho行BE，Hindm粥hChemEngSci，1983，(38)：745050【32】Floud丛CA．，LE．Grossm锄．，Compute娼&Ch锄icalEngiIleeriI嗨1978，ll：123～130【33】Limlho{fB，AUs嚣Guide∞ProcessIntegrationforttleEmcientUseofEne玛品【舳dolI’Chem．E'1982【34】朱开宏，化工过程流程模拟，北京：北京石化出版社，1993，102~104【35】C胁∞hO，CroweCM'C∞vergen∞PromotioniIlⅡIeSinlulation0fChemicalPro∞ss鹳WimRecycle曲ed咖iIl锄tEigenval∞MetIlod，C锄ICh锄Eng．，1975，49：509【36】杨友麒，项曙光，化工过程模拟与优化，北京：化学工业出版社，2006，10l。110【37】1啪日KKC∞蝴Chem．Eng．，1989，13：667巧82【38】Jezowsl【iJ，Compute娼Ch锄．EIlg．，1991，15：305~318【39】CMl觚dTB．，＆WColb吼Ch锄EngPr0岱1981，77：5500【40】HlaV∞ekV‘‘AIlalysis0fComplesPI锄t-steady-s切：te觚dtramiemBehavi吖’，C咖putCh锄．Eng．，1977，(1)：75~80【4l】LmTD，MatlRSHASp嬲eC伽putationsyStemforP眦essDes啦锄dSiIIlulation，AICllE，1978，24：830【42】chencC，Mo陀ComputerProg唧mforChemicalE啦e盯’ChemE119．，1979，86(11)：167【43】MotardRL，Shach锄M，R0溯EW‘steady-StateChemicalP眦essSimulati∞’协ICllE，1975，2l(3)：417~450【44】HusaillA，Ch眦icalProcessSimulatiomNewY0rk：JollII晰ley&So鹏IIlc．，1986【45】S鹕entRw，WeS钯rbergAW'SPEED-UPillCh锄icalEngiIleeringDesi鹛T珀璐I璐tChemEng．，1964，42：190【46】Up配IllyeRS，G嗽塔EA，SelectionofDecompositionforProcessSi功【ulatioIl’AIChE，1975。2l：133【47】CroweCM，ChemicalPl觚tSimulation．NewY．o咄：PI蜘tice．Hall，197l【48】李文波，毛鹏生，王长英等，化工流程模拟技术的现状与发展，化工时刊，1998，12(6)：3^6【49】Eva璐LB，Pro∞ssDesi印P血ciples-Syntllesis，Analysis锄dEvaluatioIl’NewYork：JoIlnWney&SonsInc．，1999【50】C01be唱＆D，C锄．Ch锄．Eng．，1990，14(1)：h25【5l】杨友麒，化工过程模拟，化工进展，1996，84(3)：1一【52】Ch％CC，Ma：tIli嬲PM’andOrbeyH，UseofHyd枷on锄dDissociationChemistries、)l，itll廿1eElec仃0l妒二NRll，Model，AIChE，1999，45(7)：1576【53】夏云龙，项曙光，电解质NRⅡ，模型的发展及应用，河北化工，2004，27(1)：9~12【54】姚平经，过程系统分析与综合，大连：大连理工大学出版社，2004，49~54【55】中国石化集团上海工程有限公司，化工工艺设计手册，北京：化学工业出版社，2003：609．石10 青岛科技大学研究生学位论文致谢本论文工作是在导师韩方煜教授的热情关怀和精心指导下完成的。韩方煜教授和项曙光教授在整个论文阶段自始至终给予了耐心的指导和启发，并对论文的后期工作付出了大量的时间和精力。几位老师渊博的学术知识、严谨求实的治学态度、清晰的头脑、灵活的科研方法、积极进取、乐观向上的精神风貌以及谦逊的工作作风给作者留下了深刻的印象，为作者今后的学习、工作和生活树立了榜样。在论文完稿之际，谨向几位老师表示崇高的敬意和衷心的感谢。同时，在完成论文期间，作者也得到了贾小平老师、夏力老师和研究生同学的关心和帮助。三年来，是他们给作者提供了一个充满生机活力的、团结向上的学习环境，在此也一并表示诚挚的谢意。感谢所有爱我的亲人们，十几年的求学生涯中，是他们默默的支持、鼓励与无私奉献，伴我渡过学业与生活中的低谷，给我实现梦想的机会。最后再一次衷心的祝福和感谢所有关心、帮助过我的老师、同学、朋友、亲人们l栾秋琴2008．6．147l 环氧氯丙烷装置扩产的研究攻读硕士学位期间的学述论文目录1．栾秋琴，夏力，项曙光，韩方煜环氧氯丙烷装置扩产的研究叨，计算机与应用化学，已接收2．马海龙，栾秋琴我国煤液化制烯烃研究进展【J】，化学工业与工程技术，2008，29(2)：35．39