年产6万吨环氧乙烷氧化反应工序工艺设计毕业设计说明书.doc

毕业设计说明书 题 目 年产 6 万吨环氧乙烷氧化反应工序工艺设计 毕业设计 论文 中文摘要 年产 6 万吨环氧乙烷氧化反应工序工艺设计 摘要 摘要 环氧乙烷是基本的有机化工产品之一 工业上环氧乙烷主要由乙烯与氧气在 银催化剂作用下直接氧化制得 本设计主要是针对年产 6 万吨环氧乙烷氧化反应 工序进行的工艺设计 阐述了环氧乙烷的基本性质及用途 在确立了环氧乙烷氧 化反应工艺流程的基础上 根据设计任务书的要求及已知的设计参数对氧化反应 工序进行物料 热量衡算 并对反应器及环氧乙烷吸收塔进行了工艺计算 对工 艺涉及的主要换热器进行了选型 对氧化反应工序进行了平立面布置设计 对反 应器及器后冷却器涉及的管道进行了配管设计 绘制了环氧乙烷氧化反应的管道 及仪表流程图 PID 平立面布置图及局部的管道布置图 关键词 环氧乙烷 乙烯 直接氧化 工艺设计 小 4 号宋体 1 5 倍行距 要求 200 300 字 空 2 行 关键词 小 4 号宋体 小 4 号黑体 毕业设计 论文 外文摘要 TitleTitle Annual output of 60 000 tons of ethylene oxide oxidation process design process AbstractAbstract Ethylene oxide is one of the basic organic chemical products It was obtained mainly by the direct oxidation which ethylene and oxygen on the catalyst of silver This industrial design was mainly about producing 60 thousand tons of ethylene oxide in the oxidation process The basic properties of ethylene oxide and the use were described According to the design plan requirements and the known design parameters oxidation process was conducted including material and heat balance on the bases of the process of the ethylene oxide oxidation At the same time the reactor and the absorption tower were obtained by the calculations in chemical engineering technology the main technology related heat exchanger was selected the oxidation process was carried out on the facade layout design the reactor and the pipeline involved converters cooler pipes were done by piping design the ethylene oxide oxidation involved piping and the instrumentation diagram PID facade layout map and local channel layout map were portrayed KeywordsKeywords Ethylene oxide Ethylene oxide process design 目录目录 1 引言 1 1 1 环氧乙烷的性质 用途及本设计的背景 规模 1 1 2 环氧乙烷的生产方法及比较 2 2 流程简述 4 3 物料 热量衡算 6 3 1 物料衡算 6 3 2 热量衡算 10 4 主要设备的工艺计算及选型 14 4 2 环氧乙烷吸收塔的计算 26 4 3 换热器的选型 32 5 平立面布置设计 36 5 1 整体布置原则 36 5 2 主要设备布置特点 36 6 管径 管材的确立及管道布置设计 38 6 1 管径 管材的确立 38 6 2 管道布置设计 39 结语 40 参考文献 40 致谢 41 附录 42 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 1 1 1 引言引言 1 1 1 1 环氧乙烷的性质 用途及本设计的背景 规模环氧乙烷的性质 用途及本设计的背景 规模 1 1 1 环氧乙烷的性质 环氧乙烷又称氧化乙烯 ethylene oxide EO 是最简单 最重要的环氧化合 物或环醚 在常温常压下为无色易燃气体 低温时是无色易流动液体 有乙醚气味 其蒸气对眼和鼻粘膜有刺激性 高浓度有刺激臭味 有毒 有温和麻痹性 密度 0 8711g cm 3 熔点 111 7 沸点 10 7 粘度 0 03Pa s 闪点小于 17 78 自燃点 429 在空气中爆炸极限 体积分数 为 2 6 100 1 其可与水 醇 醚及大多数有机溶剂以任意比例混合 环氧乙烷易自聚 尤其当有铁 酸 碱 醛等 杂质或高温下更是如此 自聚时放出大量的热 甚至发生爆炸 因此存放环氧乙烷的 储罐必须清洁 常保持在 0 以下 由于环氧乙烷具有含氧三元环结构 化学性质非常活泼 极易发生开环反应 在一定条件下 可与水 氢卤酸 醇 氨及氨的化合物发生加成反应 其中与水发生 水合反应生成乙二醇 是制备乙二醇的主要方法 与氨反应可生成一乙醇胺 二乙醇 胺和三乙醇胺 环氧乙烷本身还可开环生成聚乙醇胺 1 1 2 环氧乙烷的用途 环氧乙烷在化工 灭菌 军事等领域具有广泛应用 环氧乙烷在化工领域的应用 环氧乙烷是用途广泛的合成中间体 它是以乙烯为原料产品中的第三大品种 仅 次于聚乙烯和苯乙烯 主要用于水合生产乙二醇 其为聚酯树脂和聚酯纤维的单体 全球环氧乙烷产量的 60 都转变为乙二醇 2 其次用于生产乙醇胺类 醚类 非离 子表面活性剂 防冻剂 增塑剂 添加试验机剂 香料 高能试验机燃料 推进剂 环氧乙烷的灭菌应用 环氧乙烷还是一种消毒灭菌效果较好的低温化学消毒剂 对消毒物品的穿透力强 可达到物品深部 可以杀灭多种病原微生物 包括细菌繁殖体 芽孢 病毒和真菌 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 2 气体和液体均有较强杀微生物作用 以气体作用强 故多用其气体 在医学消毒和工 业灭菌上用途广泛 常用于食料 纺织物及其他方法不能消毒的对热不稳定的药品和 外科器材等 其多采用气体熏蒸消毒 如皮革 棉制品 化纤织物 精密仪器 生物 制品 纸张 书籍 文件 某些药物 橡皮制品等也采用气体熏蒸消毒 大规模工业 化的集中高效消毒 用环氧乙烷灭菌更为有效和彻底 环氧乙烷在军事方面的应用 环氧乙烷在军事方面也有着举足轻重的作用 如美国在越南战争期间使用的 BLU 82 巨型炸弹内主要成分就是液态环氧乙烷 BLU 82 巨型炸弹的杀伤力相当巨大 相当于一次小型核爆 手段相当残忍 在海湾战争期间 美军使用同类型的巨型炸弹 GBU 28 攻击伊拉克巴格达的一个防空洞 造成超过 1000 名平民丧生 1 1 3 本设计的背景与规模 本设计是以北京燕山石化的乙烯氧气氧化法制备环氧乙烷的工艺为背景 设计规 模为 60000t 环氧乙烷 年 1 1 2 2 环氧乙烷的生产方法及比较环氧乙烷的生产方法及比较 环氧乙烷的工业生产主要有两种方法 氯醇法和乙烯直接氧化法 3 1 2 1 氯醇法 氯醇法是早期的生产方法 分两步完成 首先由氯气和水反应生成次氯酸 次氯 酸与乙烯反应生成氯乙醇 然后氯乙醇与氢氧化钙皂化生成环氧乙烷 总反应为 C2H4 2Cl2 Ca OH 2 C2H4O CaCl2 2HCl 2H2O 1 1 此法的优点是反应条件缓和 对原料乙烯纯度的要求也不高 且乙烯利用率高 但生产过程中消耗大量氯气 且反应物氯气和石灰及生成的盐酸易对设备造成腐蚀 副产物 CaCl2处理难度大 污染环境 产品纯度低 4 1 2 21 2 2 乙烯直接氧化法乙烯直接氧化法 乙烯在银催化剂上氧化生成目的产物环氧乙烷 此反应为放热反应 5 主反 应为 C2H4 0 5O2 C2H4O 1 2 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 3 与氯醇法相比 乙烯直接氧化法制环氧乙烷更符合原子经济的理念 但在含有乙 烯和氧气的体系中 上述反应进行的同时 还发生乙烯深度氧化生成副产物二氧化碳 和水的反应 C2H4 3O2 2CO2 2H2O 1 3 工业上常用氯化物 如 1 2 二氯乙烷 EDC 来抑制反应 1 3 的进行 与上述 两个反应进行的同时 还可能发生平行副反应生成甲醛和乙醛等副产物 量较少 乙烯直接氧化制环氧乙烷又分为空气氧化法和氧气氧化法 6 与空气氧化法相 比 氧气直接氧化法具有成本低 产品纯度高的特点 此外设备体积小 放空量少 氧气氧化法排出的废气量只相当于空气法的 2 相应的乙烯损失也少 另外 氧气氧 化法流程比空气氧化法短 设备少 建厂投资少 考虑装置的投入 使用纯氧做氧化 剂可提高进料浓度和选择性 有利于延长催化剂的寿命 空气法适用于小规模生产 乙烯单耗低 安全性较氧气法高 因此 近年来新建的大型装置大多采用纯氧做氧化 剂 成为逐渐取代空气法占绝对优势的乙烯工业生产方法 7 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 4 2 2 流程简述流程简述 本设计的范围包括 氧化反应过程 环氧乙烷的吸收 二氧化碳的吸收和解吸等 单元 具体地 如图 2 1 所示 工艺流程说明 新鲜原料乙烯和含致稳剂的致稳气及氧气与来自分离罐的循环气 混合 经加热器加热后 进入由导热油进行传热的反应器反应 一段时间后 反应产 物环氧乙烷 未反应的乙烯和氧气 氩气及产生的二氧化碳和水经冷却器冷却 然后 进入由水做吸收剂的环氧乙烷吸收塔 将大部分的环氧乙烷吸收 吸收后的气体和少 量的环氧乙烷一同进入分离罐将少量的环氧乙烷分离 从分离罐底分离出来的环氧乙 烷溶液同环氧乙烷吸收塔釜的液体混合进行进一步的回收精制 从该分离罐顶部出来 图 2 1 工艺流程图 乙烯 5 二二 氧氧 化化 碳碳 解解 吸吸 塔塔 二 氧 化 碳 冷却水 直接蒸汽 环环 氧氧 乙乙 烷烷 吸吸 收收 塔塔 3 环氧乙烷水溶液 4 7 驰放气 补充致稳 剂 氧气 6 反反 应应 器器 导热油进 导热油出 器前换热 器 器后冷却 器器 分分 离离 罐罐 分分 离离 罐罐 二二 氧氧 化化 碳碳 吸吸 收收 塔塔 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 5 的气体 部分驰放 部分压缩 经压缩的气体一部分与新鲜乙烯反应 另一部分经管 道进入二氧化碳吸收塔中 用碳酸钾水溶液吸收大部分的二氧化碳 脱除二氧化碳后 的气体经过塔顶冷凝器进入分离罐 从罐底分离的少量二氧化碳经二氧化碳吸收塔塔 釜溶液吸收后 进入二氧化碳解吸塔进行解吸 解吸后的碳酸钾溶液将再次进入吸收 塔循环使用 从罐顶出来的分离气体作为循环气与新鲜原料混合再次参加反应 纯净 的二氧化碳从解吸塔顶排空 二氧化碳解吸塔所需要的热量由直接蒸汽加热提供 由于环氧乙烷在水中的溶解度较其他溶剂的大 易得 能够降低成本且吸收效果 好 故环氧乙烷吸收塔用水做溶剂 为了目的产物的收率和转化率恒定 维持系统内 惰性气体的含量是很必要的 故要进行驰放 二氧化碳解析塔顶要将部分二氧化碳排 空是由于副反应不断生成二氧化碳 如果不排放一定的二氧化碳维持系统内平衡 会 造成目的产物的产率下降 同时 从安全角度考虑 也会对系统造成一定影响 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 6 3 3 物料 热量衡算物料 热量衡算 3 3 1 1 物料衡算物料衡算 3 1 1 设计规模及条件 设计规模 年产 6 万吨环氧乙烷 年生产时间 8000 小时环氧乙烷计算 则每小时生产的环 氧乙烷 60000 8000 7 5t 折合环氧乙烷产量 170 45kmol h 1 设计条件 乙烯的单程转化率为 13 乙烯对环氧乙烷的选择性为 80 只考虑如下主 副 反应 主反应 C2H4 0 5O2 C2H4O 副反应 C2H4 3O2 2CO2 2H2O 出环氧乙烷吸收塔 10 除二氧化碳后进入反应器 环氧乙烷吸收塔输出 3 wt 的环 氧乙烷水溶液 已知的物料组成见表 3 1 EDC 含量很低 忽略其对过程的影响 表 3 1 物料组成 组成 mol 物流 C2H4O2CO2ArN2EDC 反应器进口 20 6 8 8 8 5 56 7 6 103 0 新鲜氧气 0 9995 新鲜乙烯 0 996 3 1 23 1 2 反应器的物料衡算反应器的物料衡算 反应器入口物质量的确定 由环氧乙烷的产量 乙烯的转化率和环氧乙烷的收率确定乙烯在反应器中单位时 间消耗量 再由原料乙烯的组成确立反应器单位时间处理的气体总量 并由反应器入 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 7 口的组成确立输入反应器的各物质量 C2H4单位时间消耗量 1 94 1638 80 13 45 170 hkmol 反应器单位时间处理的气体总量 1 7 8194 20 94 1638 hkmol 其中氧气的量为 同理求得反应器入口其它各物 1 24 557 8 6 7 8194 hkmol 质的量 见表 3 2 反应器出口各物质量的确定 以反应器为体系 通过对进 出反应器的各物质进行物料衡算确定反应器出口各 物质的量 乙烯的衡算 单位时间输出反应器的量 单位时间输入反应器的量 单位时间反应的量 1638 94 1638 94 0 13 1425 88 kmol h 1 氧气的衡算 单位时间输出反应器的量 557 24 1638 94 0 13 0 80 0 5 1638 94 0 13 0 20 3 344 18 kmol h 1 二氧化碳的衡算 单位时间输出反应器的量 单位时间输入反应器的量 单位时间反应生成的量 655 58 1638 94 0 13 0 20 2 740 80 kmol h 1 水的衡算 单位时间输出反应器的量 单位时间输入反应器的量 单位时间反应生成的量 1638 94 0 13 0 20 2 85 22 kmol h 1 致稳剂氮气及氩气不参与反应 根据衡算结果将输出反应器的各物质的量汇总于 表 3 2 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 8 表 3 2 反应器进出口物质的摩尔流量及组成 3 1 33 1 3 环氧乙烷吸收塔的物料衡算环氧乙烷吸收塔的物料衡算 出反应器的物流经换热后进入环氧乙烷吸收塔 只有环氧乙烷被吸收 出分离罐 顶部时 各物质的摩尔流量及百分含量见表 3 3 表 3 3 出环氧乙烷吸收塔的各物质的摩尔流量及百分含量 物流点 3 出口物流 C2H4O2CO2ArN2 单位时间物质的量 1 hkmol 1425 8344 18740 80696 554646 4 百分含量 mol 18 24 389 438 8759 2 各物质总量 1 hkmol7853 8 3 1 4 环氧乙烷分离罐及驰放量的物料衡算 由流程可知 出分离罐的气体部分驰放 其组成与出分离罐气体组成相同 即驰 放气组成为 由于系统中要保持恒定 所以设为 X 42H C 2 O 2 COAr 2 NArAr 则由驰放气的组成知 按进出反应器氧平衡计算并作图 2 1 hkmol 的摩尔流量为 42H CX05 2 2 18 87 8 X 的摩尔流量为 2 OX494 0 38 4 87 8 X 据图 2 进出环氧乙烷反应器的氧平衡列方程 成分 C2H4O2CO2ArH2ON2C2H4O 总量 进口物质的量 1 hkmol 1638 9557 24655 58696 55 4646 4 8194 7 反应器进口组成 mol 206 88 08 5 57 100 出口各物质的量 1 hkmol 1425 9344 18740 80696 5585 2204646 4170 458109 5 反应器出口组成 mol 17 64 249 138 581 055 732 10100 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 9 249X 34 418 344 18 0 494X 34 418 557 24 解得 X 0 857 得驰放气的摩尔流量列表 3 4 表 3 4 驰放气的组成及摩尔流量 驰放气组成 物流点 4 的组成 C2H4O2CO2ArN2 驰放量 1 hkmol1 760 8570 4230 9085 72 驰放总量 1 hkmol 9 668 图 3 2 进出反应器氧的摩尔流量框图 3 1 5 其他物流点的物料衡算 与原料气混合的循环气体量的计算 其循环气量是出环氧乙烷吸收塔的量减去驰放量与出环氧乙烷吸收塔 10 除二氧 化碳后进入反应器的量之和的差值 则 C2H4的摩尔流量 1425 8 1 76 1424 1kmol h 1 CO2的摩尔流量 740 80 0 908 74 988 664 90kmol h 1 其他循环量计算同上 整理反应器循环气量见表 3 5 表 3 5 与原料气混合的循环气体量 物流点 5 的组成 C2H4O2CO2ArN2 单位时间物质的 量 1 hkmol 1424 1343 76664 90695 694640 7 557 24 原料 344 18 10 34 418 344 18 0 494X 34 418 249X 驰放气 CO2 二氧化二氧化 碳吸收碳吸收 塔 解塔 解 吸塔吸塔 环氧乙烷环氧乙烷 反应器反应器 环氧乙环氧乙 烷吸收烷吸收 塔塔 分分 离离 罐罐 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 10 物流点 6 的各量计算 由于要保持系统平衡 在驰放多少氮气就应该补充多少 即补充的致稳剂的量为 5 72kmol h 1 的脱除量即为出反应器的的量的 10 与驰放气中的驰放量之和 即 2 CO 2 CO 2 CO 为 740 80 10 0 908 74 988kmol h 1 3 3 2 2 热量衡算热量衡算 3 2 1 确定各股物流的进出口温度 进反应器器前换热器的气体物流的温度的确定 进反应器器前换热器的气体物流的温度 流量及组成见表 3 5 表 3 5 换热器的气体物流的温度 流量及组成 物流单位时间物流量 1 hkmol 组成总量 1 hkmol N25 71620 0132 C2H4214 820 495 物流点 6 新鲜进料 298K O2213 400 492433 94 C2H4142 580 201 O234 4180 0484 N2464 640 653 物流点 5 分离罐出的循 环气 314K Ar69 6550 0979711 30 C2H41281 50 182 O2309 340 0439 N24176 10 592 CO2655 800 0930 物流点 4 循环气 343K Ar626 040 08887048 8 C2H41638 90 200 O2557 160 0680 N24646 40 567 CO2655 800 080 混合后各物质的物流量 Ar696 550 0858194 9 进反应器器前换热器的气体物流的温度的确定方法是 设其为绝热过程 见图 3 3 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 11 图 3 3 气体物流的温度的确定示意图 由示意图 3 3 知 Q Q1 Q2 Q3 0 各股物流从 314K 降到 298K 所放出的热量 Q1 1 314 298 25 hk2 10275310651 3 11967 0 84 11588 142 4242 JdTtttCNQ PHCHC 1 OO hk44 16535 22 JtCNQ P 同理 1 N h216605 88k 2 JQ 1 Ar h21870 97k JQ 1 NArO1 hk5 357765Q 2242 JQQQQ HC 各股物流从 343K 降到 298K 所放出的热量 Q2 1 343 298 25 hk 9 12051078310651 3 11967 084 11588 142 4242 JdTtttCNQ PHCHC 1 OO hk 5 18862128 22 JtCNQ P 同理 1 CO 1 N 1 Ar hk6 51562799 hk 7 470788862 hk69 63254912 2 2 JQ JQ JQ 1 NCOArO2 hk 7 10318668Q 22242 JQQQQQ HC T 值的确定 1 P 213 h8kJ10676434 1TCV QQQ 物流点 4 T 物流点 5 T 物流点 6 T 物流点 4 343K 物流点 5 314K 物流点 6 298K 物流点 4 298K 物流点 5 298K 物流点 6 298K Q1 Q2 Q3 Q 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 12 即 dt T 298 6 1005 9 0 0315t24 3688194 89810676434 1 整理得 3 62 T103 017 0 016TT368 2430 9883 通过 VB 语言编程计算上式方程 编程代码见附录 4 得 T 336K 各股物流进出口温度的确定见表 3 6 表 3 6 各股物流进出口温度 换热器进口温度 K 出口温度 K 反应器后冷却器 537500 反应器前换热器 336474 二氧化碳吸收塔顶冷却器 380314 根据热量衡算结果汇总各设备进出口温度 见表 3 7 表 3 7 各设备的进出口温度 进口温度 K 出口温度 K 反应器 474537 冷流体 453453 器后换热器 热流体 537298 冷流体 336465 器前换热器 热流体 500375 EO 吸收塔 375307 二氧化碳吸收塔 373380 压缩机 343 冷流体 298303 塔后换热器 热流体 380 314 第 2 个分离罐上 314 314 新鲜物料 298 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 13 3 2 2 各装置的热负荷 反应器的热负荷 1 34153515 05 0 1 474 5 477 604 2 3560000 1 hkJ TCm Q Poil 反 反应器后冷却器的热负荷 1 500 537 31023 2 11884151 05 01 dtt1076 4 t1047 1 t00744 0 606 5 18 4 48 8109 1 1 hkJ TCN Q P E 反应器前换热器的热负荷 1 474 336 26 1 40911137 05 0 1 dtt1005 9t0315 0368 2486 8194 1 2 hkJ TCN Q P E 二氧化碳吸收塔顶冷却器的热负荷 1 314 380 26 5 1606239 05 01 dtt10952 7t0284 0 613 23 3 711 1 3 hkJ TCN Q P E 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 14 4 4 主要设备的工艺计算及选型主要设备的工艺计算及选型 4 4 1 1 反应器的计算反应器的计算 反应过程选燕山石化生产的型氧化铝载银催化剂 7 孔环柱状颗粒 外形尺7 YS 寸 中央孔直径 孔边直径 活性温度范围在 200 以上 mm89 mm9 1 mm5 1 由于主副反应均为放热反应 而副反应的活化能及热效应均很大 所以过程温度的控 制非常重要 应该低于 300 要及时移出反应放出的热量 为此选择外冷列管式反应 器 根据反应器的温度控制范围 选择导热油撤热 为了保证床层内有尽可能小的径向温差 选择较细列管 内径不大于 25 mm 基 于此反应器的设计计算选择一维平推流模型 即只考虑反应组分及反应器温度和导热 油温度随床层高度的变化 4 1 1 催化剂的动力学模型 分别为环氧乙烷和二氧化碳的生成速率 21 RR 选择 YS 5 型 针对该催化剂测定的宏观动力学模型 8 32 OAlAg 4 1 EDCK1 1 PPKPK1 PPk R EDC 1 OH 2 1 OOCOCO OHC1 1 22222 242 4 2 EDCK1 1 PPKPK1 PPk R EDC 2 OH 2 1 OOCOCO 0 728 OHC2 2 22222 242 R1 R2环氧乙烷和二氧化碳的生成速率 TRg 10 0931 30 78expk TRg 10171 8 02 26expk 5 2 4 1 为主副反应的速率常数 TRg 101 176 24 60 expK TRg 105 374 12 45 expK 5 O 4 CO 22 为二氧化碳和氧气的吸附平衡常数 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 15 EDCK1 1 EDC 1 EDCK1 1 EDC 2 分别为抑制剂对主副反应速率的影响 在 EDC 的浓度为 ppm 级时 趋向于 1 本设计 忽略该项 4 1 2 动力学方程式的变换 在不考虑其它副反应的情况下 过程有两个独立反应 对应存在两个关键组分 考虑到乙烯及环氧乙烷的重要性 本设计选择二者为关键组分 为了方便随后的计算 首先对动力学方程进行变换 将动力学方程转化为只含有乙烯和环氧乙烷的摩尔分数 即 的函数 42H C y OHC y 42 气体压力的 函数表达式 i P 42H C y OHC y 42 由于动力学方程式 4 1 4 2 中存在各种气体物质的压力 可利用各物质的 分压将动力学方程式中的压力用各物质在混合气体的含量及总压表示 各 ii yP 总 P 物质的含量又是 的函数 在此次设计中 考虑初始状态没有目的产物生 42H C y OHC y 42 成 则初始状态 0 OHC y 42 分别用 NT0和 NT表示初始状态及某一瞬间气体总的摩尔流量 则由方程式 4 1 和 4 2 知 进行反应时体积将减少 0 5 而减少的 0 5 是由方程式 4 1 产生 的 其变化量为总的摩尔的变化量即 则 TTOHCT NNyN 0 42 5 0 OHC T T y N N 42 5 01 0 则各物质的含量又是 的函数变换如下 42H C y OHC y 42 OHCHCOHCHCOO T OHCTHCTHCTOHCTO T O O yyyyyy N yNyNyNyNN N N y 4242424222 4242424222 2 5 23 5 01 3 35 0 0 0 0 0 0 整理得 532 0234 2 3 42422 OHCHCO yyy OHCHCCO yyy 42422 76 1 248 0 得 同上式计算方法 整理 OHCHCOH yyy 42422 8 124 0 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 16 各物质气体压力是 的函数 整理得 42H C y OHC y 42 76 1248 0 42422 OHCHCCO yyPP 0 532 2 234y3 424222 COOHHCO yPyPP 8 124 0 42422 OHCHCOH yyPP 方程式的变换 将以上推导的物理量代入动力学方程式 4 1 4 2 即得以乙烯和环氧乙烷 的摩尔百分含量 表达的动力学方程式 42H C y OHC y 42 4 1 3 建立一维平推流模型 A B 42H COHC 42 随床层高度 L 变化的微分方程 A y 选长度为 dL 的微元段反应器进行物料衡算 关键反应物乙烯为衡算对象 微元 衡算示意图见图 4 1 NT0 初始总的物质的量 单位 kmol h 1 cA0 初始乙烯的浓度 单位 mol L 1 堆密度 620kg m 3 RAAA dVrrdNNN62010 2 1 3 21 A B T ATA y y N yNN 5 01 0 dLnDdVR 2 4 0 32 21 62010 4 2 1 5 01 T B A N nDrry dL dy 即 反应器温度 T 随床层高度 L 变化的微分方程 选长度为 dL 的微元段反应器进行热量衡算 微元衡算示意图见图 4 2 NANA dNA NT0 cA0 图 4 1 微元衡算示意图 dL 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 17 图 4 2 微元衡算示意图 主反应放出的热量 1R H 1 molkJ单位 副反应放出的热量 2R H 1 molkJ单位 K 传热系数 11 2 molmhkJ单位 Ni 某物质的物质的量流量 单位 kmol h 1 Cpi 某物质的比热容 单位 J mol 1 K 1 dATTKdVHRr dVHRrTdTTCTTC aR RPiPi 620 2 1 620 N N0 22 11ii基基 dLnDdA Pi a C nDTTKDnHRrHRr dL dT i 2 2211 N 620 4 2 1 即 随床层高度 L 变化的微分方程 B y 同 中选长度为 dL 的微元段反应器进行物料衡算 关键反应物环氧乙烷为衡算对 象 RBBB dVrdNNN62010 0 3 1 B B T BTB y y N yNN 5 01 0 0 32 1 2 62010 4 5 01 T B B N nDry dL dy 即 导热油温度随床层高度 L 变化的微分方程Ta T T dT Nt0 cA0 dL 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 18 导热油没有化学变化但是有温度变化 选整个反应器为研究对象 对导热油温度微 元变化作热量衡算 导热油进入反应器后的温度随床层高度 L 变化的模型如图Ta 4 3 图 4 3 热量衡算示意图 ATTKTTTNCTTN P d d 0 aaaaaa 基基 LDAdnd 即 P CN DTTK L T a aa n d d 4 1 4 确立相应的参数 通过确定 T 与床层高度 L 的四阶微分方程中各个参数 以及给定 A y B y a T T 的初值 进行计算机编程来实现对反应器长度的计算 从而确定反应 A y B y a T 器的大小 所以确定相应的参数是一个必不可少的环节 确定本设计内容中的设计参 数总结如下表所示表 4 1 表 4 1 设计参数总表 反应器的列管数 8000 反应器的列管直径 mm 25 反应器总压 MPa 2 1 反应器的进口温度 K 474 热油的进口温度 K 474 热油的流量 13 hkg3560000 热油的热容 11 kgkJ2 604 热油的密度 3 mkg931 导 热 油 反应物 Ta Ta dTa 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 19 反应器的总传热系数的确定 反应器的总传热系数的确定 根据燕山石化年产 8 万吨环氧乙烷的实际工艺设计 方案及参数 反算反应器的总传热系数 K 已知数据列表 4 2 表 4 2 反应器的总传热系数的确定的已知数据 反应器的列管数 13500 反应器的列管长度 m 7 7 反应器的实际传热温度 280 266 热油的进出口温度 254 259 热油的流量 13 hm 5100 热油的密度 kg m 3 931 热油的热容 11 kgkJ 2 68 反应器的列管直径 25 根据 mmm tt P CVSKQ 14 266259 280254 ln 266259 280254 ln 22 11 2211 Tt Tt TtTt tm 2 7344 907 713500 90mDDnLS 1 63624540 254259 68 29315100 hkJQ KtSKQ m 147344 解得 121 656 KmhkJK 反应器中各物质的热容值的确定 由相关文献查找各物质的热容关联式 9 2 cTbTaCp 11 KmolJ 其对应的系数列表 4 3 表 4 3 物质热容系数 a ab bc c C2H411 840 119670 00003651 O228 17 0 0062970 0000007494 CO226 75 0 0422580 00001425 Ar20 770 000032060 00000005141 N227 32 0 006226 0 0000009502 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 20 H2O 29 160 01449 0 000002022 查找部分物质的热容关联式 其对 32 dTcTbTaCp 11 KmolCal 应的系数列表 4 4 表 4 4 物质热容系数 OHCOHC 42242 2 1 主反应 32 1 dTcTbTaCP 24242 5 0 OHCOHC aaaa dcb 同理 据表 4 4 数据得 31026 10567 24810178 61070 0081 26 1 TTTCP 副反应 OH223 22242 COOHC 2 2 cTbTaCP 24222 3 22 CHOHCOO aaaaa cb 同理 据表 4 3 数据得 263 10214 6 10065 2547 15 2 TTCP 反应器中主副反应温度由 298K 升到 T 时的焓变的确定 21RR HH 标准反应焓变的计算 在相关文献中查找各物质在 298K 10 列表 4 5 f H 表 4 5 各物质在 298K f H 成分 C2H4C2H4OCO2H2ON2O2Ar f H 1 molkJ 52 26 52 63 393 509 241 818000 a ab bc cd d C2H4 7 520222 062E 03 125 595E 06259 182E 10 C2H4O3 798156 498E 03 834 666E 07175 615E 10 O229 526 0 00893 81E 05 3 3E 08 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 21 1 1 89 10426 5263 525 0 2 4242 molkJHHHH O HCOHC fff R 1 ffff 2 914 132226 52241 818 509 393 2 322 2 O 42 C 2 H 2 CO molkJ HHHHH HOR 由 298K 升到 T 时的焓变 1 21 molkJHH RR 单位 493825 1 298 11 1059 2 10039 2 105 30261 0 735 99 1 TTTTH dTCHH R T PRR 代入数据得 3 92 5 2 T102 07T101 253 T0155 0 71 1328 R H同理 热油流量估算 根据燕山石化年产 8 万吨环氧乙烷的实际工艺设计方案及参数中可知其热油的质 量流量为 5100 931 4748100 则估算年产 6 万吨环氧乙烷工艺设计中热油的 1 hkg 质量流量为 4748100 6 8 3560000 1 hkg 4 1 5 反应器长度的计算 编程序解微分方程组 确立催化床的长度及床层的温度分布 反应器温度 导热油温度随床层高度 L 变化的微分方程 可利用 A y B yTa 四阶龙格 库塔 Runge Kutta 法解一阶常微分方程组 程序见附录 2 利用 VB 语言编程代码 见附录 3 显示结果记录见表 4 6 表 4 6 结果显示表 L m T K Ta K YaYb 04744740 20 0 1475 38475 00260 19970 000227 0 2476 69474 01110 19940 000469 0 3477 91474 02530 19920 000724 0 4479 08474 04470 19890 000994 0 5480 19474 06910 19860 001277 0 6481 26474 09830 19830 001573 0 7482 28474 1320 19790 001882 0 8483 27474 170 19760 002204 0 9484 23474 21210 19720 002538 1485 17474 25830 19680 002885 输出结果 1 1486 08474 30840 19640 003243 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 22 1 2486 98474 36230 1960 003614 1 3487 86474 41990 19560 003996 1 4488 73474 48110 19510 004391 1 5489 6474 54590 19470 004797 1 6490 46474 61430 19420 005216 1 7491 32474 68620 19370 005646 1 8492 19474 76160 19320 006009 1 9493 06474 84050 19220 006544 2493 94474 9230 19170 007013 2 1494 84475 0090 19110 007494 2 2495 76475 09870 190 00799 2 3496 7475 19210 19050 0085 2 4497 68475 28940 18990 009025 2 5498 69475 39060 18930 009567 2 6499 75475 49590 18870 01012 2 7500 87475 60560 1880 0101 2 8502 05475 71990 18740 0113 2 9503 32475 83910 18670 011923 3504 7475 96360 18590 01256 3 1506 2476 09380 18520 01324 3 2507 87476 23050 18430 01395 3 3509 75476 37430 18350 0147 3 4511 9476 52640 18260 0155 3 5514 41476 6880 18160 01635 3 6517 43476 8610 18050 01728 3 7521 18477 04790 17930 01831 3 8526 0247 25270 17790 0194 3 9532 69477 48140 17630 02083 由表 4 6 数据可知 反应器列管长度为 3 9 m 即可达到相应的乙烯转化率要求 考虑到催化剂在使用过程中活性会有所下降 实际列管选 3 9 1 1 4 3 m 反应管进口段无催化剂 此时不进行反应即不放热 对于壳程 由于移热油 管进口稍靠下 进油管口前段便可看作是壳程的死区 油的温度基本不变为油的进口 温度 由以上分析可把此段过程做如下简化 温度不变的热流体热油 475K 加热冷流 体物料由 465K 加热到 474K 热量衡算 5 5048766 474 465 0hmolkJCpdTNQT 换热的对数平均温度 Ctm 0 91 3 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 23 选取传热系数经验值为 K0 450 m 2 0C 1 2 0 0 797m tK Q S m m Dn l s 3 1 0 由于催化剂有惰性物质支撑 取其长度为 0 4 综上 反应器长度为 6 0m 给出反应器的简图见图 4 4 图 4 4 反应器简图 4 1 6 床层阻力降的校核 反应器中气体混合物黏度的确定 通过查找相关书籍 得气体混合物中各物质的黏度 11 见表 4 7 表 4 7 气体混合物中各物质的黏度 成分黏度 sPa 3 10成分黏度 sPa 3 10 C2H40 017H2O0 0156 C2H4O0 016N20 0273 CO20 0247O20 031 Ar0 0355 根据上表及反应器进出口组成 据其反应物各物质组成与其黏度乘积之和即为气 体混合物的黏度 即 入 0 026 10 3Pa s 出 0 026 10 3Pa s 则气体混合物的黏度 0 026 10 3Pa s 当量直径的确定 s d 本设计中 催化剂采用 7 孔环柱状颗粒 外形尺寸 中 32 7OAlAgYS mm89 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 24 央孔直径 孔边直径mm9 1 5 4 5 1见简图mm 37222 1001 40015 0 60019 0 009 0 008 0 785 0 mVP 0015 0 60019 0 009 0 008 00015 0 60019 0 009 0 785 0 2 222 P a 24 106m m a V d P P s 3 4 7 1001 4 106 1001 4 6 6 的确定Re 选床层平均温度 床层空隙率 0 47 12 混合气体摩尔质量KT508 混合气体黏度 1 73 30 kmolkgMsPa 3 10026 0 流体的密度 3 36 28 15 508314 8 101073 301 2 mkg RT PM f 流体的平均流速 1 2 0 17 1 025 0 785 0 800028 153600 73 30 7 8194 sm G u 属完全湍流 10005202 47 0 110026 0 17 1 28 151001 4 1 1 Re 3 3 0 t s ud 压强降的校核P 9 0mm 8 0mm 图 4 5 催化剂示意图 河北工业大学城市学院 2010 届本科毕业设计论文 25 修正摩擦系数 9 3 2 0 1 L d u fP s t M 75 1 75 1 Re 150 M f 1 2 102 0 47 01001 4 3 447 0 117 1 28 1575 1 1 75 1 33 2 3 2 0 MpL d u P s t 由于在床层校核中 床层空隙率取最小值 且实际装填催化剂时靠近壁面的空隙 较大 实际的床层孔隙率较所取值大 即 实际的压强降较所计算的理论压降小 以 上所计算的理论压降为极大值 且小于所给压强降的 10 反应器床层符合设计要求 综上计算我们可以得出反应器的最终计算结果 反应器内反应管的长度是 4 3 m 4 4 2 2 环氧乙烷吸收塔的计算环氧乙烷吸收塔的计算 由图 2 1 知从压缩机出来的气体一部分进入混合器参加循环 另一部分从环氧乙 烷吸 收塔底进入 从塔顶进入的纯水 X2 0 吸收环氧乙烷后 质量分数为 3 的 环氧乙烷水溶液 摩尔分数为 0 0125 从塔底出 将进入环氧乙烷解吸塔 从塔顶出 的含微量环氧乙烷气体的混合气将进入分离罐进行气液分离 设其气体中环氧乙烷的 摩尔含量为 10 5 出口环氧乙烷水溶液摩尔百分比 01266 0 0125 0 1 0125 0 1 1 1 1 x x X 入口混合气环氧乙烷摩尔百分比 Y1 0 02145 惰性气体的流量 8109 48 170 48 85 12 7853 81kmol h 1 vn q 根据单位时间进出吸收塔的物质的量相等 则有 4 3