15万吨年环氧乙烷车间分离精制工段工艺研究

1、15万吨/年环氧乙烷车间分离精制工段工艺设计摘 要环氧乙烷是重要的有机化工产品，主要用于生产乙二醇，环氧乙烷广泛应用于各个领域，研究意义重大。目前国内生产环氧乙烷的工厂仍未呈饱和状态，前景十分广阔。通过催化剂选择性的提高、改变生产线的结构等从而提高生产能力和降低成本和对环境的污染，这些都是目前需要研究的课题。本设计为15万吨/年环氧乙烷车间分离精制工段工艺设计。使用乙烯氧气直接氧化法生产环氧乙烷。通过计算物料衡算、热量衡算再进行设备选型、车间布置和三废处理。原料气进反应器进行反应，反应器出口气体进入环氧乙烷吸收塔。吸收塔出口的吸收液则进入解吸塔解吸。而解吸后的气体则进入精馏塔精馏，精馏后的产品

2、纯度可达99%。关键词：环氧乙烷；生产前景；乙烯氧气直接氧化法； 1Process design of separation and refining section of 150000t/a ethylene oxide workshopAbstractEthylene oxide is an important organic chemical product, which is mainly used to produce ethylene glycol. Ethylene oxide is widely used in various fields, and the research

3、is of great significance. At present, the domestic ethylene oxide production plant is still not saturated and has a bright future. Through the improvement of catalyst selectivity and the change of the structure of the production line, we can improve the production capacity and reduce the cost and en

4、vironmental pollution.This design is the process design of 150000 T/a ethylene oxide workshop separation and refining section. Ethylene oxide is produced by direct oxidation of ethylene and oxygen. Through calculation of material balance and heat balance, equipment selection, workshop layout and thr

5、ee wastes treatment are carried out. The feed gas enters the reactor for reaction, and the gas at the outlet of the reactor enters the ethylene oxide absorption tower. The absorption liquid at the outlet of the absorption tower enters the desorption tower for desorption. The desorbed gas enters the

6、distillation tower for distillation, and the purity of the product after distillation can reach 99%.Keywords: ethylene oxide; production prospect; direct oxidation of ethylene with oxygen;1绪论11.1性质用途11.2国内和国外的研究生产形势11.2.1国内研究和生产形势11.2.2国外研究和生产形势21.3工业生产工艺21.3.1氯醇法21.3.2乙烯空气氧化法21.3.3乙烯氧气氧化法21.4工艺流程31

7、.4.1反应部分31.4.2回收和精制部分31.4.3反应条件41.5工艺简图42物料衡算52.1反应器52.1.1条件52.1.2进反应器混合气组成52.1.3反应器中发生的化学反应52.1.4各物料的摩尔质量52.1.5计算过程52.2环氧乙烷吸收塔82.2.1各物料的吸收率82.2.2条件82.2.3计算过程82.3二氧化碳吸收装置102.3.1条件102.3.2计算过程112.4解吸塔的物料衡算112.4.1各组分的解吸率122.4.2计算过程122.5精馏塔的物料衡算132.5.1设计条件142.5.2计算过程143.热量衡算163.1反应器163.1.1进料焓值173.1.2出料焓

8、值173.1.3总焓变Q183.2环氧乙烷吸收塔183.3精馏塔193.3.1比热容203.3.2汽化潜热203.3.3进料带入的热量213.3.4塔顶馏出液的热量213.3.5塔釜残液的热量213.3.6塔顶蒸汽带出的热量213.3.7回流液的热量223.3.8冷凝器消耗的热量223.3.9再沸器提供的热量224主设备计算234.1环氧乙烷吸收塔234.1.1塔径234.1.2核算操作气速、径比234.1.3填料层高度234.1.5填料层压降264.2精馏塔274.2.1塔板数274.2.2塔和塔板工艺尺寸304.2.3塔径324.2.4溢流装置334.2.5降液管的宽度与降液管的面积344

9、.2.6筛孔数n364.2.7塔高364.2.8筛板流体力学验算374.2.9塔板负荷性能图404.3环氧乙烷储罐465附属设备选型475.1精馏塔冷凝器及再沸器475.1.1冷凝器475.1.2再沸器475.2泵475.2.1环氧乙烷解吸进料泵475.2.2精馏塔回流泵485.3进料管485.3.1反应器进料管485.3.2环氧乙烷吸收塔进料管485.3.3环氧乙烷解吸塔进料管495.3.4精馏塔进料管496车间布置设计507自控方案517.1混合器控制517.2反应器控制517.3泵的控制517.4二氧化碳的循环系统控制517.5吸收解吸系统温度串联控制517.6精馏塔的控制518三废处理

10、与安全生产528.1三废处理528.2安全生产措施52参考文献53谢辞54附录55附录1 PFD物料流程图56附录2 PID带控制点的工艺流程图57附录3 主设备装配图58附录4 车间布置图591绪论1.1性质用途环氧乙烷是重要的有机化工产品，它的分子式为 C2H4O。为无色透明液体（低温），有十分刺激性的气味（常温）。化学性质非常活泼，能进行开环加成反应与多种化合物。环氧乙烷的主要用途是用于乙二醇，乙二醇在工业上常常作为生产聚酯聚合物的原料。并且环氧乙烷还可用于生产乙二醇醚、二甘醇、聚醚多元醇、乙氧基化合物等产品，应用于汽车、洗染、石油冶炼、电子、造纸、医药、农药、纺织等各个方面，研究意义重

11、大，前景广阔。1.2国内和国外的研究生产形势1.2.1国内研究和生产形势我国较早的传统工艺是以乙醇为原料经氯醇法生产环氧乙烷，但是这个传统的方法会造成较为严重的环境问题如排水会污染环境。而后来使用新研发出的直接氧化法生产环氧乙烷可以有效的降低生产成本，且提高了产品的纯度，还不会对环境造成破坏，优点明显。表1.1 2012年我国环氧乙烷消费结构1消费结构乙二醇乙醇乙氧基化合乙氧基化合其他总比（%）657.79.93.414由表1.1可得，我国在2012年中环氧乙烷消费领域最大的是乙二醇。我国的环氧乙烷的产能分布地域是十分显著的，由表1.2可知，产能分布地区主要是在华东地区，其次是东北地区和华北地

12、区。表1.2 我国生产环氧乙烷分布地区表2分布地区华东地区东北地区华北地区其他地区总比（%）58.6514.2910.0016.41但是随着我国表面活性剂等领域的迅猛发展，环氧乙烷远不能满足市场需求。环氧乙烷在常温常压下易燃易爆，因为其沸点是10.8，长途运输的安全系数非常低，因此环氧乙烷不适用于长途运输这种运输途径，则环氧乙烷的进出口是个亏本买卖，所以市场价值主要体现在以乙二醇为代表的下游产品上。3近几年来，我国环氧乙烷工业的生产原料逐渐趋向多样化。而生产技术仍然是使用引进国外的先进技术。表1.3 生产技术与总生产能力的关系生产技术SD工艺技术Shell工艺技术Dow工艺技术占总生产能力的比

13、例（%）58.9624.4416.60目前有许多外资公司和民营公司慢慢崛起，投资方越来越趋向多样化，生产技术也会逐渐向多样性的方向发展。由于受到原料乙烯资源供应的影响，商品环氧乙烷生产能力不断的增加，产业链设计日趋合理。41.2.2国外研究和生产形势随着环氧乙烷的需求量增加，环氧乙烷生产能力在世界范围内也在随之增加。由表1.4可知，生产地区主要是在亚太地区、中东地区还有北美地区。表1.4 国外生产环氧乙烷分布地区表分布地区亚太地区中东地区北美地区西欧地区中南美地区中东欧地区总比（%）40.625.018.411.12.12.8Shell公司、SD公司和UCC公司这三家公司把世界范围内的环氧乙烷

14、的生产技术几乎全部垄断。当然也有别的用于环氧乙烷的生产技术的公司，例如：德国赫斯公司、日本触媒公司等，但是与垄断三巨头公司相比还是相当渺小的。5就目前状况而言，少数公司掌控着环氧乙烷的核心生产技术；环氧乙烷生产能力的地区越来越集中；环氧乙烷的装置趋向于研发新型的反应器6；环氧乙烷的产能越来越靠着市场集中、成本低和物流方便的方向发展。1.3工业生产工艺氯醇法和乙烯氧化法是现在工业上生产环氧乙烷主要的方法，其中乙烯氧化法可分为两种生产方法，分别是乙烯空气氧化法和乙烯氧气氧化法。1.3.1氯醇法CH2-CH2+Cl2+H2OCH2OH-CH2Cl+HClCH2OH-CH2Cl+CaOH2CH2CH2

15、O+H2O+CaCl2乙烯和氯气经过一系列的反应后得到环氧乙烷的粗产品，在经过精制分馏得到最终产品环氧乙烷。我国最初是使用氯醇法生产环氧乙烷。随后在20世纪70年代的时候引进装置，是以生产乙二醇为目的产物的环氧乙烷/乙二醇联产装置。然而氯醇法会在生产过程中消耗大量氯气会腐蚀设备，需购买耐腐蚀设备；排出的废气会污染环境，并且产品纯度低无法达到需求，如今氯醇法基本被各大工业地区淘汰。1.3.2乙烯空气氧化法乙烯空气氧化法在工业上主要分反应和精制两个部分。主要是使用空气作为氧化剂。 1.3.3乙烯氧气氧化法氧化剂是用体积浓度大于95%的氧气，也可以用富氧空气。与乙烯空气氧化法的流程大体相同。表1.5

16、 两种方法的对比乙烯空气氧化法乙烯氧气氧化法氧化剂空气体积浓度大于95%的氧气或者富氧空气催化剂选择性较低较高乙烯单耗较低较高反应温度（）240-260200-240工艺流程较长较短安全系数较高较低由表1.5可得，使用乙烯氧气氧化法可增加催化剂的寿命、使得环氧乙烷的生产过程能够稳定的进行；工艺流程较短，设备较少因此建厂投资将会减少，成本因此降低。因为乙烯氧气氧化法与乙烯空气氧化法相比，前者优点更多，优势更大，所以现在工业上环氧乙烷的生产大多采用的是乙烯氧气氧化法。所以，本设计使用乙烯氧气氧化法的工艺方案。1.4工艺流程本设计的工艺流程分为两部分，分别为反应部分和产品回收和精制部分。71.4.1

17、反应部分乙烯和氧气与氮气（作为致稳气）充分混合后，进入热交换器预热至200-240后，进入反应器（本设计采用列管式固定床反应器，管间通入冷却介质，管内放入Ag/-Al2O3。）从反应器出口出来的气体返回热交换器冷却后，进入环氧乙烷吸收塔。经过吸收塔吸收后，从塔顶排出的气体90%循环回混合器，剩下的10%送入二氧化碳循环系统。二氧化碳循环系统主要是由二氧化碳吸收塔和吸收液再生塔所组成。主要是依据热K2CO3可除去CO2。K2CO3+CO2+H2O2KHCO31.4.2回收和精制部分回收和精制部分分为两个部分：一是把环氧乙烷吸收塔中塔釜出来的吸收液中的环氧乙烷解吸出，二是把解吸出来的粗产品环氧乙烷

18、进行精制，从而得到纯度为99%的环氧乙烷。从环氧乙烷吸收塔塔釜出料的环氧乙烷吸收液进入解吸塔进行解吸处理，解吸塔塔顶解吸出的解吸气经过塔顶的分凝器，分凝器可以冷凝解吸出的除了环氧乙烷以外的杂质。解吸出的环氧乙烷进入精馏塔进行精馏处理。从塔顶蒸出的是大部分的水，这些水和解吸塔塔釜排出的吸收水都将返回至环氧乙烷吸收塔作为吸收液循环使用，避免浪费。精馏后的产品环氧乙烷纯度可达99%。1.4.3反应条件主反应C2H4+12O2C2H2O副反应C2H4+3O22CO2+2H2O表1.6 反应条件名称反应条件操作温度200240操作压力2Mpa催化剂Ag/-Al2O3助催化剂碱金属盐类-钡盐抑制剂添加含氯

19、抑制剂反应器列管式固定床反应器生产环氧乙烷这条路线是现在石油路线的主导，如若采用选择性较高的催化剂，则可以提高环氧乙烷的生产能力8，除此之外，优化裂解原料结构、降低成本，都可以提高环氧乙烷的生产能力。9该银催化剂反应机理是银对氧的吸附。反应温度会影响银催化剂的活性，反应温度越低，银催化剂的反应活性越高，环氧乙烷的生产能力也会随之增加。银催化剂的活性会直接影响原料乙烯转化率和产品环氧乙烷生产能力。101.5工艺简图图1.1工艺简图2物料衡算2.1反应器图2.1 物料流程2.1.1条件乙烯对环氧乙烷的选择性为75%，乙烯选择性12%，空速7000h-1原料进入反应器的温度200，反应温度240，反

20、应压力为2Mpa。15万吨/年的环氧乙烷，年工作时间8000小时。2.1.2进反应器混合气组成表2.1进反应器混合气组成组分乙烯O2CO2N2ArCH4C2H6H2O含量/（mol）%15.007.0010.5553.2712.400.630.870.282.1.3反应器中发生的化学反应主反应： CH2=CH2+12O2C2H4O（式2.1）副反应：CH2=CH2+3O22CO2+2H2O（式2.2）2.1.4各物料的摩尔质量表2.2 各物料摩尔质量组分乙烯O2CO2N2ArCH4C2H6H2OC2H4O摩尔质量/（g/mol）2832442840163018442.1.5计算过程基准：选10

21、00kmol/h进反应器混合气为计算基准。根据已知原料气的摩尔分数，则可计算的每小时进入反应器的物料的摩尔流量（见表2.3）。表2.3 进料反应器的摩尔流量组分乙烯O2CO2N2ArCH4C2H6H2O摩尔流量/（kmol/h）150.0070.00105.50532.70124.006.308.702.80由条件可知：乙烯选择性0.75，乙烯转化率0.12，进入反应器原料乙烯摩尔流量为150kmol/h，则由式子2.1得消耗乙烯的量=1500.120.75=13.500kmol/h 消耗氧气的量=13.50.5=6.750kmol/h生成的环氧乙烷的量=13.500kmol/h由式子2.2得

22、消耗乙烯的量=1500.12(10.75)=4.500kmol/h消耗氧气的量=4.53=13.500kmol/h生成二氧化碳的量=4.52=9.000kmol/h生成水的量=4.52=9.000kmol/h则由此可得未反应的乙烯的量=150-13.5-4.5=132.000kmol/h未反应的氧气的量=70-6.75-13.5=49.750kmol/h输出二氧化碳的量=105.5+9=114.500kmol/h输出水的量=2.8+9=11.800kmol/h氮气、氩气、甲烷、乙烷的量在反应过程中不发生变化。实际每小时要求环氧乙烷的产量151078000=18750kg/h=426.136km

23、ol/h比例系数426.136/13.5=31.566将上述各物料的计算值乘比例系数的表2.4、表2.5表2.4 反应器进口的物料衡算序号组分分子式分子量摩尔流量(kmol/h)摩尔分数(mol%)质量流量(kg/h)质量分数(kg%)1环氧乙烷C2H4O44-2乙烯C2H4284734.90015.00132577.20013.393氧气O2322209.6207.0070707.8407.144二氧化碳CO2443330.21310.55146529.37214.805氮气N22816815.20953.27470825.85247.556氩气Ar403914.81412.40156592

24、.56015.817甲烷CH416198.8660.633181.8560.328乙烷C2H630274.6240.878238.7200.839水H2O1888.3850.281590.9300.1610合计31566.631100.00990244.330100.00表2.5 反应器出口的物料衡算序号组分分子式分子量摩尔流量(kmol/h)摩尔分数(mol%)质量流量(kg/h)质量分数(kg%)1环氧乙烷C2H4O44426.1411.3618750.2041.892乙烯C2H4284166.71213.29116667.93611.783氧气O2321570.4095.0150253.

25、0725.074二氧化碳CO2443614.30711.53159029.50816.065氮气N22816815.20853.63470825.83047.556氩气Ar403914.18412.48156567.36015.817甲烷CH416198.8660.633181.8530.328乙烷C2H630274.6240.888238.7260.839水H2O18372.4791.196704.6180.6810合计31352.930100.00990219.107100.002.2环氧乙烷吸收塔图2.2 物料流程简图2.2.1各物料的吸收率表2.6 各组分的吸收率（%）组分乙烯O2CO

26、2N2ArCH4C2H6H2OC2H4O吸收率0.0500.0101.3000.0050.0010.0100.00265.29499.6002.2.2条件用水吸收反应器的出料气中的环氧乙烷环氧乙烷吸收塔的吸收液液气比LV=22.2.3计算过程2.2.3.1塔顶出料气体输出环氧乙烷的量=进吸收塔的环氧乙烷的量（1-环氧乙烷的吸收率） 则输出环氧乙烷的量=426.1411-99.600%=1.705kmol/h 以此类推输出乙烯的量=4166.712kmol/h输出氧气的量=1570.251 kmol/h输出二氧化碳的量=3567.321 kmol/h输出氮气的量=16814.367 kmol/h

27、输出氩气的量=3914.145 kmol/h输出甲烷的量=198.846 kmol/h输出乙烷的量=274.619 kmol/h输出水的量=129.272 kmol/h2.2.3.2吸收剂的用量L0平均液气比= LV=2入塔气量=VN+1=31352.930kmol/h塔顶尾气量=V1=30635.155kmol/h平均气量=V=12VN+1+V1=30994.043kmol/h塔底吸收液量=L=12LN+L0LN=L0+VN+1V1=L0+717.775 L=12L0+717.775+L0=L0+358.8875 则LV=2=L0+358.887530994.043得L0=61629.199

28、kmol/h2.2.3.3塔釜出料吸收液环氧乙烷的量=进入吸收塔的环氧乙烷的量*环氧乙烷的吸收率则环氧乙烷的量=426.14199.600%=424.436kmol/h以此类推乙烯的量=2.083kmol/h氧气的量=0.157kmol/h二氧化碳的量=46.986kmol/h氮气的量=0.841kmol/h氩气的量=0.039kmol/h甲烷的量=0.020kmol/h乙烷的量=0.005kmol/h水蒸气的量=吸收剂的量+进入吸收塔的水蒸气的量水蒸气的吸收率=61629.199+372.47965.294%=61872.405kmol/h将计算结果汇总列入表2.7表2.7 环氧乙烷吸收塔的

29、物料衡算序号组分进料输出物料进料气体进料吸收剂塔顶出口气体塔釜出口吸收剂摩尔流量（kmol/h）摩尔分数%摩尔流量（kmol/h）摩尔分数%摩尔流量（kmol/h）摩尔分数摩尔流量（kmol/h）摩尔分数%1环氧乙烷426.1411.36-1.7050.01424.4360.682乙烯4166.71213.29-4164.62913.592.0830.003氧气1570.4095.01-1570.2515.130.1570.004二氧化碳3614.30711.53-3567.32111.6446.9860.085氮气16815.20853.63-16814.36754.890.8410.006

30、氩气3914.18412.48-3914.14512.780.0390.007甲烷198.8660.63-198.8460.650.0200.008乙烷274.6240.88-274.6190.900.0050.009水372.4791.1961872.405100.00129.2720.4261872.40599.2410合计31352.930100.0061872.405100.0030635.155100.0062346.973100.002.3二氧化碳吸收装置图2.3 物料流程简图2.3.1条件二氧化碳吸收装置由二氧化碳吸收塔和二氧化碳吸收液再生塔组成。该装置是化学吸收。公式为K2CO

31、3+CO2+H2O2KHCO3从吸收塔排出的气体中约90%循环使用，10%的气体进入二氧化碳吸收装置。CO2吸收率=0.18 2.3.2计算过程二氧化碳进料量=10%3567.321=356.732kmol/h 二氧化碳吸收量=356.7320.18=64.212kmol/h出口物料中二氧化碳的量356.732-64.212=292.52kmol/h由于其他组分未被吸收，则其他物料进料量=出料量将计算结果汇总列入表2.8表2.8 二氧化碳吸收装置的物料衡算序号组分进料输出物料吸收二氧化碳循环气摩尔流量（kmol/h）摩尔分数%摩尔流量（kmol/h）摩尔分数%摩尔流量（kmol/h）摩尔分数%

32、1环氧乙烷0.1700.01-0.1700.012乙烯416.46313.59-416.46313.893氧气157.0255.13-157.0255.244二氧化碳356.73211.6464.212100292.5209.755氮气1681.43754.89-1681.43756.066氩气391.41412.78-391.41413.057甲烷19.8850.65-19.8850.668乙烷27.4620.90-27.4620.929水12.9270.42-12.9270.4310合计3063.516100.0064.2121002999.304100.002.4解吸塔的物料衡算图2.4

33、 物料流程简图2.4.1各组分的解吸率表2.9 各组分的解吸率（%）组分乙烯O2CO2N2ArCH4C2H6H2OC2H4O吸收率0.0600.0101.2000.0050.0010.0100.00210.34999.9002.4.2计算过程2.4.2.1塔顶出口气体输出环氧乙烷的量=进解吸塔的环氧乙烷的量环氧乙烷的解吸率 则输出环氧乙烷的量=424.43699.900%=424.012kmol/h 以此类推输出乙烯的量0kmol/h输出氧气的量0 kmol/h输出二氧化碳的量=0.564 kmol/h输出氮气的量0 kmol/h输出氩气的量0 kmol/h输出甲烷的量0kmol/h输出乙烷的

34、量0kmol/h输出水的量=6403.175 kmol/h2.4.2.2塔釜出口解吸液环氧乙烷的量=进入吸收塔的环氧乙烷的量（1-环氧乙烷的解吸率） 则环氧乙烷的量=426.141(1-99.600%)=0.424kmol/h 以此类推乙烯的量=2.083kmol/h氧气的量=0.157kmol/h二氧化碳的量=46.422kmol/h氮气的量=0.841kmol/h氩气的量=0.039kmol/h甲烷的量=0.020kmol/h乙烷的量=0.005kmol/h水蒸气的量=55469.230 kmol/h将计算结果汇总列入表2.10表2.10 解吸塔的物料衡算结果汇总组分进料出口解吸液出口气体

35、摩尔流量（kmol/h）摩尔分数(%)摩尔流量（kmol/h）摩尔分数(%)摩尔流量（kmol/h）摩尔分数(%)环氧乙烷424.4360.6810.4240.001424.0126.210乙烯2.0830.0032.0830.0040.0010.000二氧化碳46.9860.07546.4220.0840.5640.008氮气0.8410.0010.8410.0020.0000.000H2O61872.40599.23955469.23099.9106403.17593.782合计62346.973100.00055519.222100.0006827.752100.0002.5精馏塔的物料

36、衡算图2.5 物料流程简图2.5.1设计条件已知分离要求水在塔顶的回收率为99.99%，环氧乙烷在塔釜的回收率为99.99%。2.5.2计算过程根据清晰分割，设水为轻关键组分，环氧乙烷为重关键组分，则dCO2=0因为LK=99.99% dH2O=99.99%6403.175=6402.535kmol/hwH2O=6403.175-6402.535=0.640kmol/h 因为HK=99.99% dC2H4O=99.99%424.012=423.970kmol/hwH2O=424.012-423.970=0.042kmol/h D=dH2O+dC2H4O+dCO2=6402.577kmol/h

37、W=F-D=6827.751-6402.577=425.174kmol/h xH2O,D=dH2OD=6402.5356402.577=99.99% xH2O,W=wH2OW=0.640425.174=1.00% 以此类推，计算结果汇入总表2.11精馏塔的物料衡算表2.11精馏塔的物料衡算组分进料塔顶塔釜摩尔流量（kmol/h）摩尔分数(%)摩尔流量（kmol/h）摩尔分数(%)摩尔流量（kmol/h）摩尔分数(%)环氧乙烷424.0126.210.0420.0007423.97099.72二氧化碳0.5640.010.0000.00000.56400.13H2O6403.17593.7864

38、02.53599.99930.64000.15合计6827.751100.006402.577100.00425.174100.00由上表2.11可知，塔釜产品的质量流量和质量分数如表2.12表2.12塔釜产品的质量流量和质量分数序号物料质量流量（kg/h）质量分数%1环氧乙烷18654.66299.722二氧化碳24.8090.133水28.1740.154合计18707.645100.00所以环氧乙烷产品纯度是99%。3.热量衡算3.1反应器图3.1 热量衡算简图原料气体进入反应器的温度200，反应温度240，反应压力2Mpa。公式如下Q=H=niHi出-niHi进（式3.1）进入反应器物

39、料的热焓：niHi进=i=1nniHf,298K+T1298KniCpidT+i=1nHi,298K（式3.2）出反应器物料的热焓：niHi出=i=1nniHf,298K+298KT2niCpidT+i=1nHi,298K（式3.3）式中，ni是组分i的摩尔流量，kmol/h；Hf,298K是组分i的标准生成热，kJ/mol；Cpi是组分i的等压热容，kJ/(molK)；Hi,298K是进料组分i在基准温度下从进料相态变为基准相态时的相变热，kJ/mol；Hi,298K是出料组分i在基准温度下从基准相态变为出料相态时的相变热，kJ/mol。查得各个组分的等压热容,见表3.1：表3.1 各个组分

40、的等压热容组分C2H4O2CO2N2ArCH4C2H6H2OC2H4OCpi，200/(kJ/(kmolK)1.76292.24860.97411.02601.07400.52980.12262.54764.6023Cpi，240/(kJ/(kmolK)0.04442.35550.98521.04581.07760.05372.94542.69252.2676查得组分的标准生成热，见表3.2。表3.2 组分的标准生成热组分C2H4CO2CH4C2H6H2OC2H4OHf,298K/kJ/kmol52.283-393.511-74.847-84.667-241.825-52.63.1.1进料焓值

41、由式子3.1可得：HO2=nO2HO2=0+nO2CpO2200-25+0=376668.397 kJ/mol由此类推计算各个组分，计算结果见表3.3表3.3 各个组分的进料焓值物料Hf,298K/kJ/kmoln/molnHf,298K/kJCpi，200/kJ/(kmolK)nCp/kJ/KnCpT/kJHi /kJ/kmol环氧乙烷-52.600-乙烯52.2834734.900247554.7772.248610646.8961863206.8252110761.601氧气-2209.620-0.97412152.391376668.397376668.397二氧化碳-393.5113

42、330.213-1310475.4481.02603416.799597939.744-712535.704氮气-16815.209-1.074018059.5343160418.5323160418.532氩气-3914.814-0.52982074.068362961.980362961.980甲烷-74.847198.866-14884.5240.122624.3814266.670-10617.853乙烷-84.667274.624-23251.5902.5476699.632122435.61899184.028水-241.82588.385-21373.7034.6023406.7

43、7471185.50049811.797则总进料焓值niHi进=Hi= 5436652.778 kJ/kmol3.1.2出料焓值由式子3.2可得：HO2=nO2HO2=0+nO2CpO2240-25+0=332640.788 kJ/mol 由此类推计算各个组分，计算结果见表3.4表3.4 各个组分的出料焓值物料Hf,298K/kJ/kmoln/molnHf,298K/kJCpi，240/kJ/(kmolK)nCp/kJ/KnCpT/kJHi /kJ/kmol环氧乙烷-52.600426.141-22415.0170.044418.9214067.942-18347.075乙烯52.283416

44、6.712217848.2032.35559814.6902110158.3752328006.578氧气-1570.409-0.98521547.166332640.788332640.788二氧化碳-393.5113614.307-1422269.5621.04583779.842812666.086-609603.476氮气-16815.208-1.077618120.0683895814.6973895814.697氩气-3914.184-0.0537210.19245191.21145191.211甲烷-74.847198.866-14884.5092.9454585.7391259

45、33.955111049.447乙烷-84.667274.624-23251.6072.6925739.426158976.517135724.909水-241.825372.479-90074.6862.2676844.633181596.07991521.393则总出料焓值niHi进=Hi= 6311998.473 kJ/kmol3.1.3总焓变Q由式子3.3得Q=H=niHi出-niHi进=875345.695kJ/kmol 3.2环氧乙烷吸收塔图3.2 热量衡算简图查手册得，环氧乙烷的微分溶解热（环氧乙烷的蒸汽冷凝热+对水的溶解热）Hd=28540.7+16895.7=45436.4k

46、J/mol水的平均比热容CpL=45.436kJ/(mol)则tn=tn-1+(Hd/CpL)(xn-xn-1)所以=25+(45436.4/45.436)X设X取在0.0000.008之间，求t当X=0.000时则tn=25+(45436.4/45.436)0=25计算结果汇入表3.5 表3.5 各浓度下吸收液温度和相平衡XtL/E/kPamY*1030.00025.000211.5252.0880.0000.00126.000222.9762.2012.2010.00227.000234.9632.3194.6390.00328.000247.5092.4437.3300.00429.00

47、0260.6352.57310.2920.00530.000274.3642.70813.5420.00631.000288.7182.85017.1010.00732.000303.7212.99820.9880.00833.000319.3993.15325.2243.3精馏塔图3.3热量衡算简图3.3.1比热容3.3.1.1塔顶比热容已知tD=20，查得cp,D水=1.417kJ(kg)=25.502kJ(kmol)cp,D环氧乙烷=0.891kJ(kg)=39.208kJ(kmol)所以塔顶馏出液的比热容为cp,D=xD,水cp,D水+xD,环氧乙烷cp,D环氧乙烷=25.502kJ(

48、kmol)3.3.1.2进料比热容已知tF=36，查得cp,F水=1.425kJ(kg)=25.655kJ(kmol)cp,F环氧乙烷=0.948kJ(kg)=41.716kJ(kmol)cp,F二氧化碳=1.299kJ(kg)=57.166kJ(kmol)所以进料液的比热容为cp,F=xF,水cp,F水+xF,环氧乙烷cp,F环氧乙烷+xF,二氧化碳cp,F二氧化碳=26.655kJ(kmol)3.3.1.3塔釜比热容已知tW=245，查得cp,W水=1.752kJ(kg)=31.540kJ(kmol)cp,W环氧乙烷=1.702kJ(kg)=74.884kJ(kmol)cp,W二氧化碳=1

49、.789kJ(kg)=78.712kJ(kmol)所以塔釜残液的比热容为cp,W=xW,水cp,W水+xW,环氧乙烷cp,W环氧乙烷+xW,二氧化碳cp,W二氧化碳=74.823kJ(kmol)即精馏段液相的平均比热容cp1=cp,Dcp,F=26.073kJ(kmol)提馏段液相的平均比热容为cp2=cp,Fcp,W=44.659kJ(kmol)3.3.2汽化潜热3.3.2.1塔顶汽化潜热已知tD=20，查得D水=2483.697 kJkg D环氧乙烷=570.814kJkg 所以塔顶馏出液的汽化潜热D=xD,水D水+xD环氧乙烷D环氧乙烷=2483.684kJkg3.3.2.2进料汽化潜热已知tF=36，查得F水=2416.731kJkg F环氧乙烷=553.958kJkg F二氧化碳=102.656kJkg所以进料液的汽化潜热F=xF水F水+xF环氧乙烷F环氧乙烷+xF二氧化碳F二氧化碳=2300.858kJkg3.3.2.3塔釜汽化潜热已知tW=245，查得W水=1841.777kJkg W环氧乙烷=333.773kJkg W二氧化碳=87.624kJkg所以塔釜残液的汽化潜热W=xW水W水+xW环氧乙烷W环氧乙烷+xW二氧化碳W二氧化碳=335.717kJkg3.3.3进料带入的热量QF=Fcp,FtF=6