工艺生产技术.doc

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除 工艺生产技术第一节 生产原理（一）氧化反应机理乙烯氧化过程，按氧化程度可分为选择氧化（部分氧化）和深度氧化（完全氧化）两种情况，乙烯分子中碳-碳双键C=C具有突出的反应活性，在一定条件下可实现碳-碳双键选择性氧化，生成环氧乙烷。但在通常的氧化条件下，乙烯的分子骨架容易被破坏，而发生深度氧化生成二氧化碳和水。为使乙烯氧化反应尽可能的约束在生成目的产物环氧乙烷的方向上，目前工业上乙烯直接氧化生成EO的最佳催化剂均采用银催化剂。在银催化剂作用下的反应方程式如下： Ag催化剂 C2H4 + 1/2O2CH2CH2 + 24.7KCal/mol （1） O 另外，乙烯直接氧化还有副产物生成，其中C02和水最多。实验已证明这些副产物以两条不同的路线生成的。首先，乙烯直接氧化生成CO2和水并伴随着许多寿命极短的部分氧化中间产物： C2H4+302CO2十2H2O+320KCal/mol （2）这一反应用氯化物来加以抑制，该氯化物为催化剂抑制剂即1，2-二氯乙烷（EDC），EO自身有也一定的阻止进一步氧化的能力。C2H4 + 3O2CH3CHO （3） C2H4 + O22CH2O （4）在反应过程中如有碱金属或碱土金属存在时，将催化这一反应。C02还由EO氧化而得，这时它首先被异构为乙醛，然后很快被氧化为C02和H20。反应速度由EO异构化控制。 CH2CH2CH3-CHO （5） O CH3CHO+5/2O22CO2+2H2O （6）反应器副产物中除C02和H20以外还有微量的乙醛和甲醛。它们在精制单元中从EO和EG中分离掉，以上氧化反应均是放热反应。（二）二氧化碳脱除机理本装置采用碳酸盐溶液吸收CO2，以脱除氧化反应的副产物CO2，此吸收为化学吸收。 K2C03 + CO2 + H2O2KHC03 + 6.4KCal/mol应分五步进行：H2O=H+ + OH- （1）K2C03=C032- + 2K+ （2）H+ + C032-=HC03- （3）K+ + HC03- =KHC03 （4）CO2 + OH-=HC03- （5）速度由第五步控制，在接近大气压下，用蒸汽汽提富碳酸盐液，将CO2从系统中解析出来，排至大气。KHCO3K2C03+C02十H2O（三）环氧乙烷加压水合反应机理本装置在绝热管式反应器中，EO与水按一定比例，在高温、高压下非催化剂水合反应生成乙二醇，由于EO也可与乙二醇及其较高级的同系物发生系列副反应， 因此导致二乙二醇、三乙二醇等副产品产生。反应方程式如下： CH2CH2+H2O一CH2OHCH2OH (MEG)+22KCal/mol O HOCH2CH2OH+ CH2CH2一HOCH2CH20CH2CH2OH（DEG）+25KCal/mol O DEG+ CH2CH2一HOCH2CH20CH2CH20CH2CH2OH+2525KCal/mo1 O以上反应和副反应均是放热的。并且反应是同时发生的，生成各级乙二醇比例基本上取决于反应器中水和EO的初步比例，很小程度取决于原料中乙二醇含量的多少。当选取反应器中水与EO重量比为11.5：1时，可得到91.6%（Wt）的一乙二醇。第二节 工艺流程（一）EO反应部分(100#单元)一、循环气系统从200#来的循环气首先与新鲜乙烯、甲烷混合，然后进入氧气混合喷嘴M-101，氧气在这里加入循环气中。 混合喷嘴确保在安全、可控条件下使氧气与循环气达到充分的混合，补充抑制剂后，反应器进料气体在E101中被EO反应产品气体从77（78）加热到148（152）。 被预热的反应器进料气体进入列管式EO反应器（R-101），在反应器中，乙烯和氧气在银催化剂床层上进行反应，主要生成E0；副产品有二氧化碳、水和微量的醛类。离开反应器的产品气体温度为234（282）。 反应产品气体经过三次冷却。在产品第一冷却器(E-102)中，通过产生中压蒸汽，反应产品气体被冷却到202（207），在进料/产品换热器（E-101）中被冷却到138，在产品第二冷却器（E-203）中被进一步冷却到51(53)。循环气量取决于气时空速（GHSV），以获得最大EO反应器收率/转化率。循环气的量在催化剂初期（SOC）与催化剂末期（EOC）的差别相对较小（SOC 160853 kg/hr，EOC 161356 kg/hr）。二、乙烯进料 为确保催化剂使用寿命，硫含量要小于0.0lPPMwt，为满足这个条件，用装有活性碳的脱硫床来脱除硫。用在线分析仪连续测量烃类进料中的硫含量。脱硫床下游设有乙烯过滤器(S-102)，以防止固体颗粒(铁锈、铁屑、碳粉)进入循环气管道。一旦氧气进料停止，乙烯和甲烷进料自动切断。如果乙烯进料压力太低（不能直接进入循环气），或被污染（如混进甲醇、硫），就会被送到循环压缩机（K201）或CO2吸收器中。 为保证乙烯进料温度恒定，增设乙烯加热器El001，保证乙烯进料温度在2030。三、氧气进料和混合系统界区(空分)来的氧在与循环气混合前，经过滤器（S-101）除掉固体颗粒。为避免氧气浓度超出爆炸极限，对该工序要随时随地进行测量， 然而在氧气喷嘴处无法实现。在氧气混合喷嘴处，氧气浓度分布在100%到10%之间不等（EOC时的EO反应器进料数据）。 在氧气混合喷嘴处，氧气浓度要从100%降到8%左右。 氧气混合配有自动装置，可自动切断、放空和氮气吹扫。这些设备确保在反应器停车和异常情况下氧气不泄漏到装置中。 氧气停车系统动作时两个快速关闭阀和流量控制阀关闭。只要快速关闭阀一关闭，两个自动放空阀就会打开，把控制阀和快速关闭阀之间的氧气放空。 高纯度氮气在这些阀门的下游引进管中，以吹扫连接混合喷嘴的管线，防止形成爆炸性混合物。 在系统通氧前，混合喷嘴必须用氮气吹扫。从安全方面考虑，为防止烃类化合物倒流，氮气必须连续吹扫混合喷嘴，直到氧气流量连续而且稳定。 如有异常情况发生，控制系统就会自动切断氧气进料。这些异常情况可能是反应器失控，或开车时参数波动，以及其它潜在的危险因素包括：流量、温度、气体浓度，以及lOO#和200#的液位达到极限值。 氧气混合喷嘴(M-101)这种特殊结构的氧气混合喷嘴，可使氧气只需很短的管道就能快速地稀释，配有一些测量仪防止形成火源，确保混合过程安全进行。通过两种气流的压力和流速的适当平衡实现了快速混合并防止烃类气体进入氧气管线。用两个不同直径的同心喷射器（置于管中象面包圈）把氧气注入烃气流中。为使流速、压力分布均匀，上、下游各要安装一段直管，管长最小是管径的10倍，这样使开、停车期间需要的吹扫气流量最小。混合喷嘴要安装在装置外围，远离主要设备/管道系统，以避免着火对邻近管线、设备等造成冲击。喷嘴要水平安装，周围有混凝土墙保护。四、氮气吹扫系统 从界区来的氮气压力为O6Mpa(G)，经过氮气压缩机(K-101)增压到4.6MPa后用于氧气停车系统。氮气经过一个防止返回系统和氮气分离罐（V-104）后用于其它方面。氮气总管压力为0.6Mpa(G)。 开、停车所用的氮气有三个不同作用的贮罐。 氮气缓冲罐(V-101)在5秒中内提供的流量至少是环状喷嘴及吹扫的氧气管道体积的二倍，压力为3.9Mpa，体积为0.4M3。 停车用氮气贮罐（V102）无需重新起动氮气压缩机就可在2分钟内充满V-101，满足至少二次连续停车的需要。开车用氮气贮罐(V-103)提供的开车吹扫用氮气的设计流量可连续20分钟达到15%的DOF(在EOC时,氧气设计流量)。开车过程中，如还需要更多的氮气就要连续起动氮气压缩机。氮气压缩机K101的总能力是DOF的15%。五、致稳剂甲烷 甲烷作为致稳剂加到循环气中，甲烷的作用优于氮气，它可使爆炸极限提高及反应器入口氧浓度提高。甲烷在脱硫床(V-107)上游加到乙烯进料管道中。离开脱硫床的甲烷中硫含量不能超过0.1ppm。硫含量通过在线分析仪进行连续监测。甲烷加入量的设计值最大可达SOC的200%，确保开车时能够快速充入循环气中。六、催化剂抑制剂系统 为获得最佳的EO产率，必须使用抑制剂来抑制乙烯完全氧化生成二氧化碳的反应。使用1.2-二氯乙烷（DCE）作抑制剂。抑制剂在进料/产品换热器(E-101)之前加入反应器进料管道中。添加量是根据单程试验装置而定的，每百万mole的反应器进料气加4 mole的DCE。工业最佳操作低至每百万mole进料气加0.05 mole的DCE，因为大量的衍生氯化物经尾气压缩机进行循环。工艺设计的纯EDC补加速率为0.035kg/hr到0.15kg/hr(使用S-859催化剂)。 抑制剂加料罐（V105）容积为0.3m3,由Vl02罐氮气充压，以保证连续加料。氧气混合站联锁系统发生联锁，可立即停止DCE加料。七、EO反应器进料/产品热交换器系统 该系统包括E101、E102、E203。在进料/产品换热器E101中，反应器进料气体从77（78）预热到148（152），而反应器产品气体则从202（207）冷却到135（138）；在产品第一冷却器E102中，反应器出口气体从234(282)(使用S-859催化剂)冷却到202(207)，同时产生1.39Mpa（G）的蒸汽。在产品第二冷却器E203，反应器产品气体被离开C203的富吸收液从135(138)冷却到51（53）。对易发生冷凝的气体管线要注意腐蚀的发生，因此，尽量减少滞流管线的数量，从而最大限度的降低凝液的沉积，避免形成火源。 反应器的旁路阀和反应器的出入口气动切断阀可使EO反应器与循环气快速隔离（以保护催化剂）。上述热交换器按催化剂末期工况设计。八、EO反应器系统 正常操作 正常操作时，壳程的水被加热蒸发，蒸汽在壳层上升，一部分蒸汽在顶部使进料气体预热而本身冷凝下来；离开反应器壳程的蒸汽带有大量液体，在V110罐中夹带的液体与蒸汽分离并与补充水混合后回到反应器壳程。离开汽包的蒸汽经压力控制送到后面的用户，用蒸汽的压力来控制反应器的温度。 进入反应器顶部的进料气体温度正常情况为148（152），被反应器内预热部分加热到与壳程水温度差2，然后进入催化剂床层，在催化剂床层上发生放热反应，使催化剂与邻近冷却水的最大温度差(PTD)达到1015。催化剂初期最大温差在催化剂床层的2-4米处（从管子顶端算起3.2-5.2米处）。随着催化剂的老化，PTD的位置向床层的下部转移，PTD值也缓慢增加；氧气转化率提高，也会导致PTD值增加。气体温度用装在催化剂管子中心部位的热电偶测量，冷却水温度用插在未装催化剂的、带孔的反应管内的热电偶测量。这些测量温度有一部分被连续记录下来。建议记录温度范围180-320。反应气体和冷却水的局部温差，由反应程度和反应物与冷却水之间的传热速率决定。反应程度或转化率，是通过调节反应器蒸汽包的压力进而改变冷却水温度控制的。设计转化率要求的冷却水温度由进料组成、空速、抑制剂添加量及催化剂活性等几个因素决定，一般情况下215-265。尽管气体温度比冷却水温度高很多，管壁温度却接近于冷却水的温度，这是因为管壁与冷却水之间的传热系数很高。冷却水侧的传热系数通常超出8000 kw m2，而气体侧的传热系数只有500-700 kw m2。据估算，管壁与冷却水之间的纵向平均温差为3-4（预热部分管壁温度比冷却水温度低，预热部分的纵向平均温差不超过1）。EO反应器R-101 EO反应器结构象一个大的固定的管板式换热器，内径3450mm，有3260根装有催化剂的管子，每根管子外径44.9mm，壁厚3.0mm，长12190mm。壳程里的冷却水移走大部分的反应热，并把进料气体预热到反应温度。反应器直径大约3500mm，内有20根测催化剂温度的热电偶套管，4根测量冷却水温度的热电偶套管，每一个测量催化剂温度的热电偶套管装有5个热电偶。每一根测量冷却水温度的热电偶套管也装有5个热电偶，这四根管子上有孔，但与气体接触的一端是密封的。催化剂管子装有惰性填料及催化剂，如下所示。每个填充床的长度 填料上部 1220 mm（大约） 顶部为惰性球下部 10670 mm shell EO 催化剂S-859催化剂管子上面的惰性球用来预热反应器进料气体，把它加热到略低于冷却水的温度。通过省略管子排列（？）提供流路通道，帮助流量分布。壳程挡板给管子提供中间支撑，但要对轴向的两相流动阻力最小。将相同间隔的条状挡板做成10排，每排6块，宽度相等，呈30倾斜。相邻排之间反向倾斜排列。这种排列方式是为了防止壳程内部形成气囊进而造成局部过热或管子内部反应失控。靠近壳壁的挡板与壳之间的公称间隙至少要有38mm，便于释放蒸汽。挡板要从反应器开始向上倾斜，利于挡板下面产生的蒸汽上升。每个流道的末端留有观察孔（手孔）。 九、反应条件及控制反应条件典型的环氧乙烷装置的转化率范围是进入反应器的乙烯的7-12%，氧气的30-52。参与反应的乙烯，超过四分之三生成了目的产物环氧乙烷，其余的生成了二氧化碳、水、微量的乙醛（ACH）及甲醛。为了设计，假设反应产物气流中醛的总量为0.001moleACH/moleEO，实际生产中一般低于该值。对于一定产率和转化率，根据用户的设计进料组成制定物料平衡。建立物料平衡时，假定在选定的反应条件下，甲烷、乙烷、氮气和氩气都不参与反应。氩气通过放空从循环系统中脱除。随着产率（kgEO/m3cat.hr）的提高，乙烯生成EO的选择性就会下降。在试验装置操作中，以单程反应计，当氯乙烯单体（VCM）的补充量为反应进料量的5-15ppm时，可获得最佳的产率。然而在工业化生产中，大多数的有机氯化物残留在循环气中，所需的DCE的补充量很少，相对于总进料量和所用的抑制剂来说，只需0.05ppm mol。装置设计的最佳化是由计算机按照催化剂平均活性/选择性完成的。降低氧气的转化率，可以提高选择性，但低转化率带来的投资和操作成本的增加会抵消节省乙烯带来的经济效益。加到反应器进料中的甲烷，相对于氮气和氩气，可以提高爆炸极限，提高氧气的允许使用浓度（允许较低的氧气转化率）。反应器进料的理想气体小时体积流量（1atm，0）乙烷不参与反应，它能够降低反应的选择性，这可能是由于乙烷与催化剂抑制剂发生了相互影响。 GHSV = 催化剂床层总体积（未对床层间隙做修正）气体通过催化剂床层的压力降可根据下列方程进行估算：P=0.491*（Lc+0.5Lp）/（P*Mol Wt）*F1.83其中：P = 压力降，KPaLc = 催化剂床层的高度，mLp = 惰性球的高度，mP = 反应器入口的绝对压力，MPaMol Wt = 反应器进料气体的分子量，F = 每根管子的进料速率，kg/hr通过壳程水的沸腾将反应热移走，因此壳程是气、液两相混合物。在反应器壳程底部由于静压力增高，水的沸点比顶部高。反应控制设计的反应控制系统快速灵敏，能维持所需的操作条件。冷却水的温度由冷却水的蒸汽压决定，压力控制是通过压力控制器操纵高压蒸汽罐管线上的阀门来实现的。因此冷却水的温度通过调节反应器壳程的压力来控制。冷却水的温度控制转化率，加上气体进料速率和产率，可以确定放热的速率。设计转化率所需的冷却水温度低于可造成失控反应（氧气全部转化成了二氧化碳和水）的冷却水温度5-15。最大温差（PTD）是在相同管深处催化剂与冷却水温差的最大值。对新催化剂在设计转化率的条件下PTD为5-10。催化剂使用一段时间后，为维持转化率就要提高冷却水的温度，PTD的位置就要下移。在反应器中，管子的预热段气体温度会迅速升高，管外蒸汽冷凝，释放的显热用来加热气体。在管子的反应区，最初的温升速率主要依靠催化剂的活性。后来的温度分布是由于氧浓度的降低和由壳程静水压造成的冷却水温度的提高而决定的。每个催化剂管中的热电偶套管装有5个热电偶。如果任一温度超过设定值（如超出最高正常温度20），就表明反应正在失控或已经失控。当反应失控时，必须通过快速切断阀立即切断氧气进料。反应失控不一定都导致不安全，但失控区域EO的产率为零，继续操作只能是浪费。短时间的失控可造成局部催化剂失活，长时间的失控会对催化剂造成永久损害。尽管有几根装填不良的管子可在失控条件下持续操作，但决不允许发生持续的飞温。下列反应条件为最佳设计值：EO反应设计条件 初期 末期乙烯转化率 % 8.47 9.29氧气转化率 % 30.28 42.87进料氧浓度 %mol 8.15 7.46EO的收率 % 81.12 74.06空速 4003 3998单管流量 kg/hr 52.83 53.66入口压力 Pa 1.72 1.72出口压力 Pa 1.53 1.52入口氧爆炸极限 %mol 9.325 9.170出口氧爆炸极限 %mol 6.855 5.303十、催化剂性能随时间的变化ShellS-859催化剂活性很高。但活性同样会逐渐降低。活性降低是由于进料中的杂质以及银在催化剂表面上烧结造成的。由于进料杂质含量和操作的严格程度不同，催化剂活性下降速度会明显不同。将进料气中微量的硫、醛及重氯化物脱除，有利于延长催化剂的使用寿命。要对催化剂性能进行严格的技术监督。物料平衡中所示的设计性能是针对初期和末期条件的。反应速率和热量传递释放能力是按苛刻操作条件设计的，表示老化催化剂的活性及产率。随着活性下降、收率降低，冷却水温度和压力要相应提高。在催化剂整个使用周期内，冷却水温度可能会升高50。十一、产汽系统和冷却系统 高压蒸汽(20K) 反应放出的热量是利用壳程的蒸汽移走的。正常情况冷却系统靠热虹吸原理工作，从汽包V-110来的水经环状总管和分配支管进入反应器壳程底部，蒸汽/冷凝液同样经过一个环状带有分支的出口系统离开反应器壳程，回到汽包，和190的补充水混合。为确保虹吸操作的稳定性，汽包中的最低液位也要高出反应器底部管板15m。从汽包到相应环管的水管为10，去汽包的两根蒸汽管为8。在催化剂的使用寿命内，回汽包的管线中蒸汽占4-6%。在V101和R101壳程间的水管装有蝶阀和阿纽巴流量计，用来控制热虹吸管路。蒸汽系统的压力是工艺过程的一个重要参数，因为它决定温度、产率和EO反应的选择性。冷却水系统的设备和仪表能在催化剂初期和末期的压力范围内（2.18-5.12MPa）正常工作。高压蒸汽包的产汽率在前期（16044kg/hr）和后期（19378kg/hr）之间变化。反应器蒸汽包V-110的容积是按照20分钟不加补充水仍有蒸汽产生设计的。汽包液位低会引起氧气系统联锁停车。汽包液位是由三冲量调节系统控制。汽包液位高出正常值，就打开汽包排放管线上的控制阀。为确保反应器冷却水质量，要连续向中压蒸汽包V-109溢流，水的补充速度由V109的液位控制。V-110总管压力太高会引起氧气联锁系统动作，总管的PDZA可防止20K蒸汽管网中的蒸汽串入。高压蒸气包的补充水(初期16371kg/hr，末期19773kg/hr)，在工艺放空炉F-101中从110加热到190。为确保供水量，安装了PDZA，当供水压力太低时，可启动备用泵。为减少反应器及有关设备的腐蚀/堵塞现象，保持水质是至关重要的。由于不允许加入磷酸盐（可能使催化剂中毒），残留水的硬度会沉积为硬垢，难以去除并降低传热性能。反应器壳程装有检查孔，便于定期对底部管板和垂直管进行检查。高压蒸汽产汽系统是按催化剂末期条件设计的。 中压蒸汽（14K） 在产品第一冷却器E-102中，通过产生1.49MPa(198)的蒸汽，反应产品气体从234（282）被冷却到202（207）。从中压汽包V-109来的水在产品第一冷却器的壳程流动，蒸汽/冷凝液离开E-102回到V-109罐。此系统工作原理为热虹吸原理。V-109的补充水是从E-403/E-404来的干净冷凝液。这股冷凝(214)在1.39MPa压力下部分闪蒸。V-109产生的蒸汽引到中压蒸汽管网,多余的干净冷凝液送入V-401。中压汽包V-109的容积是按反应末期至少20分钟400#不供应补充水仍能产生蒸汽确定的。V-109液位太低会引起氧气联锁停车系统动作。十二、分析系统为确保反应安全最佳操作，需要连续快速地对反应器进料和产品气体进行分析。分析系统有一个第一快速回路，对气体快速采样，减压后送到分析室，一部分样品经第二回路进分析仪器。第一回路的尾气经尾气压缩机（K-301）回收。如果第一回路的流量太低，氧气联锁系统就会动作。反应器进料气体取样（在氧气混合喷嘴下游）第一快速回路要在几秒钟之内将样品送到分析室（从氧浓度偏离正常值到最终关闭氧气阀门，总的响应时间最长为20秒）。考虑到实际布置及仪器的体积，如果回路管线的尺寸为1/2，相应气体流量为18 kg/hr。反应器产品气体取样同第一回路的管线直径1/2一样，要求取样气体流量为18 kg/hr，以保证充分响应。在反应器周围装有下列在线分析仪：反应器入口气体氧分析仪，与氧气联锁系统相连，以确保氧气浓度在爆炸极限以内；反应器出口气体氧分析仪，与氧气联锁系统相连，以确保氧气浓度在爆炸极限以内；反应器入口/出口备用氧分析仪；气相色谱仪，可分析六种组分（甲烷、乙烯、乙烷、二氧化碳、氮气、氧气+氩气），可选择分析反应器入口和出口气体。结果用于计算爆炸极限、计算反应的选择性、CO2脱除部分操作控制及维持循环气系统的最佳浓度。反应器出口一氧化碳分析仪，通过反应器出口一氧化碳的浓度，迅速反应是否发生尾烧；反应器出口环氧乙烷分析仪，用于计算反应器的选择性；反应器入口乙烯分析仪，作为趋势记录仪。进行色谱仪维护时，时间不超过几个小时，不用停止反应，因为乙烯浓度能够维持所要求的水平。（二）CO2脱除及EO吸收(200#单元)一、反应产品冷却和EO吸收反应产品气体经过二次冷却后，温度降到135（138），然后与K-301来的气体混合。这股气流在产品第二冷却器E-203中，与从EO吸收塔C-203中来的富吸收液进行交换，进一步冷却到51(53)；富吸收液从41(42)被加热到67（69)。 冷却后的反应产品气体进到EO吸收塔C-203(在2000年扩能改造中此塔内件改为规整填料)的急冷部分。气体中的一些杂质，如少量有机酸、微量分解的抑制剂被碱性急冷循环液吸收（部分EO反应器生成的甲醛也在这里脱除）。急冷液离开塔釜的温度为47。为脱除反应产品气冷却时产生的水，将一小股物流引到急冷排放解吸塔C-205中，用泵P-205把急冷液打到急冷冷却器E-205，冷却到42，再回到EO吸收塔的急冷段。依靠五层减震浮阀塔塔板上的两级热传递实现急冷段的热平衡。急冷液的循环速率为160m3/hr。离开急冷段的气体在35下用贫吸收液洗涤以回收E0，苛性碱连续加到贫吸收液中维持PH值在7.37.5之间，以确保脱除气体中残余的少量酸性化合物。 为保证在有33块塔板（采出板上面）的EO吸收塔中，EO的吸收率达到99.6%（包括急冷排放和乙二醇的生成），吸收剂的流量定为258.8 m3/hr（EOC），塔的内径定为3000mm。系统需要消泡，因此把消泡剂加到贫吸收液中(消泡剂应为无硅的)。 富吸收液从第六层塔板（采出板）引出，温度为41。为防止高压循环气串入压力较低的EO解吸塔，并由此排至大气，在富吸收液管道上安装了一个开关阀，低液位开关会引起此阀动作。同样，如果进塔的贫吸收液中断，贫吸收液管道上的开关阀亦可通过回流保护系统关闭。低压差同样会引起氧气停车系统联锁（延时3分钟）。 EO吸收塔的压力，以及循环气管道（从反应器进料到循环气体压缩机入口）的压力是通过排放少量（0.18%）EO吸收塔塔顶气体，从而降低惰性组分含量来控制的。设计排放速率为299（301）kg/hr。此外，循环压缩机密封点处、法兰接头、采样点、排放阀和仪器取样等都会造成少量损失，从而减少所需的正常排放量。 二、EO解吸和乙二醇脱除在EO吸塔中吸收的E0，在EO解吸塔C-204内从富吸收液中解吸出来。富吸收液离开EO吸收塔的温度为41，预热到103后进入EO汽提塔顶部，塔顶出料(EO/H20)进入轻组分脱除和EO精制部分（300#）。塔釜出料温度124。 EO解吸塔设计能力可使吸收的EO有99.95%解吸出来，其余0.05%的EO随同塔釜液离开。然而，在升温过程中，富吸收液中的EO会发生水合反应，同样随着温度的升高，塔板上滞留的EO会与水进一步水合成MEG和DEG。为确保产品收率,要把水合反应降到最低程度，可采用相对降低EO解吸塔的进料温度和操作压力来实现。进料温度和组成的微小变化也会影响到EO水合。富吸收液中所含的E0，大概有4%左右在换热器和塔中发生水合。相对EO解吸来讲，EO的水合可看做是损失，塔顶的EO净吸收率就变成96.0%。然而在操作中，如果蒸发速度太低，塔中环氧乙烷浓度增加，压力增加，EO水合程度会大大提高。 该工艺是按塔顶蒸汽中最大含有40%mol的EO来设计的。少量在EO吸收塔中被吸收下来的碳氢化合物、二氧化碳也在塔顶出料。此塔有26块高效浮阀塔板,上面13块塔板的溢流堰较低(在2000年扩能改造中此塔上塔内件改为规整填料)，这样可减少含有大量EO液体的停留时间，有助于减轻EO水合。塔的内径为2050mm。 解吸塔的压力由尾气压缩机入口分离罐的压力记录-控制器控制。如果压力控制器不能正常工作，那么塔顶可能被抽成负压，这时氮气就会通过安在解吸塔顶缓冲罐V-301上的自动调节阀进入塔内以防止空气进入系统，形成可爆成份。 解吸EO所需的蒸汽一部分来自汽提段，一部分来自加入的蒸汽。蒸汽量要保持稳定，由塔顶温度控制蒸汽的加入量，以获得所需的EO解吸效果。 为了脱除循环吸收液中的钠盐、MEG、DEG，从第五块塔板上引出一小股送到EO解吸塔釜汽提段，汽提段在EO解吸塔的底部。提浓后的乙二醇液体离开汽提段，进入乙二醇闪蒸塔C-406中进行处理。 EO解吸塔釜汽提段有4块浮阀塔板，液体从第五块塔板流到汽提段顶部塔板。 蒸汽从第五块塔板下面进入EO解吸塔。热虹吸再沸器由来自乙二醇部分的3.5Kg蒸汽加热。为建立物料平衡，假定水合速度与典型的乙二醇反应器的速度一样，尽管解吸塔的水合条件会导致较高的聚乙二醇比例。汽提段底部乙二醇的排放量由底部隔板室的液位控制。通过增加乙二醇排放量，向EO吸收液中加入脱盐水的方法,可降低循环吸收液中的乙二醇含量。提高乙二醇的排放量，同样会降低排放液中的乙二醇浓度。三、急冷排放液解吸反应器产品气体在吸收塔急冷段冷却，酸性组分被急冷液吸收，通过排放急冷液可除掉杂质和反应产品气中冷凝下来的水。急冷排放液中的EO在急冷排放解吸塔C-205中回收，解吸介质为直接通入蒸汽。设计的急冷排放解吸塔C-205可回收进料中95%的E0。C-205为填料塔，内径300mm，填料为不锈钢IMTP/鲍尔环，填料段高5000mm。C-205塔顶物在EO解吸塔第26块塔板下回到EO解吸塔，可使夹带的碳酸盐进入E0解吸塔釜。如果塔顶物直接加到EO解吸塔塔顶，夹带的碳酸盐会使浓缩的EO冷凝液显碱性，生成EO聚合物和乙二醇。急冷排放解吸塔塔顶物也含有微量的乙醛。解吸后离开塔釜的液体含有水、乙二醇、有机钠盐、NaHC03，这些残液进废水处理系统。这股急冷排放残余物，由泵P211送入C206第4块塔盘上，塔底再沸器E213由3.5KG蒸汽加热，塔底物流含MEG30%左右，由P214打到废液罐，塔顶蒸汽由E214冷却至45作为处理后污水排往X025。四、富吸收液加热和贫吸收液冷却从EO吸收塔来的富吸液，在产品第二冷却器E-203中被EO吸收塔进料(反应产品气体)从41(42)加热到67(69)，在进解吸塔C-204之前，先后在进料/塔顶物料换热器E-208及进料/塔釜物料换热器E-207中进一步加热。为了限制EO水合为乙二醇，要把富吸收液在换热器和EO解吸塔进料管中的滞留降到最低程度。来自解吸塔塔釜的贫吸收液在吸收制冷单元Z-050中冷却,温度从124降到118，然后在E207中(被富吸液)冷却到87(89)。然后分成三股，一股给轻组分塔再沸器E-303提供热量，另一股做为EO精制塔再沸器E-308的热源，第三股旁路通过这两个再沸器，在水冷却器E-212上游与前两股物流混合，在E-212中贫吸收液最终被冷却到35。经冷却后的贫吸收液作为EO吸收塔、残余EO吸收塔和放空吸收塔的吸收液。五、贫吸收液在吸收制冷单元的冷却这种类型的制冷操作原理是水在不同温度等级下的蒸发原理。推动力是在两个温度等级之间的高效冷凝和冷凝/吸收。 设备由两个部分组成，安装在不同的高度上，较低的分成吸收器和蒸发器两部分，较高的包括蒸汽发生器和冷凝器两部分。蒸发器装有致冷剂和水，制冷剂的温度通过蒸发维持所需要的低温，冷却的介质(贫吸收液)提供蒸发所需要的热量，介质流经浸在水中的蛇管得到冷却。把致冷剂循环并在顶部喷淋以增强蒸发效果。利用与水的亲合力来吸收溴化锂,造成了蒸发器的低压力以及到吸收器的压力梯度。吸收水后被稀释的溴化锂溶液用泵输送，经换热器从浓溶液中吸收热量后进到蒸发器。在该蒸发器中，通过蒸发出水，将溶液再次浓缩，热的工艺物流-即EO解吸塔釜液提供蒸发所需的热量。水蒸汽在冷凝器中被冷却水冷凝，冷凝液回到蒸发器。浓缩的溴化锂离开蒸发器回到吸收器并被来自吸收器的稀溶液冷却。此单元具有很高的热效率。六、循环气压缩 EO吸收塔塔顶物经气液分离罐V-204进入循环气压缩机。气液分离罐液位高会导致氧气停车系统动作，延迟一段时间后停循环气压缩机。 从V-204出口排出一小股气体，以便除去惰性组分，这股气体通常被引入放空炉F-l01中焚烧。如果V-204罐的压力过高, 罐的压力控制器也会启动紧急放空阀使循环气管路快速泄压。 循环气压缩机出口引出一股较大的物流，去二氧化碳吸收塔脱除C02。处理后的气体离开二氧化碳脱除系统，与没有处理的循环气体重新混合后进入到环氧乙烷反应系统。如果操作出现异常情况，引起压缩机入口压力高，或出入口的压差低都将联锁氧气停车系统。循环气压缩机由一台电机驱动，如果出口流量低，离心式压缩机将发生喘振。为避免喘振的发生，去氧气混合喷嘴的循环气进料管路上有流量控制器，可打开EO反应器的旁路阀，使压缩机在喘振极限以上工作。这就要求所有的循环气都经过氧气混合喷嘴以提供安全的混合条件，但仍允许受控气体流经反应器。循环气体压缩机的电机或反应器进料控制出现故障，将导致循环气中断。如果流经混合喷嘴的物流中断，低流量报警将停止氧气进料。压缩机停车设施中的任何一个都能启动氧气停车系统。除非是压缩机超速或电动机出故障，否则压缩机停车系统都将首先切断氧气进料，延时10秒后，再停压缩机。需经现场检查确认压缩机流量中断时，氧气切断阀已在5秒前完全关闭。七、二氧化碳吸收循环气中的二氧化碳用碳酸钾溶液吸收脱除。CO2在碱性溶液中的吸收更确切地说是化学反应。温度低，对吸收平衡有利，但反应速度慢；当温度高时，不利于吸收平衡，但由于提高反应速度得到补偿，所以利用热的碳酸盐做吸收剂，无需换热器来冷却吸收剂，在经济上有一定的优势。本系统已成功地应用于所有的壳牌EO工业化装置中，（以前，Benson、Field和同事早已阐述过用热碳酸钾吸收CO2的方法）。该塔内径为2100mm，有三个填料段（每段6000mm），用鲍尔环或IMTP作填料。塔的尺寸设计基础是为了防止系统发泡。加入消泡剂可以最大限度降低发泡。塔顶装有除沫器使夹带的吸收剂尽可能减少。为了除去杂质，此塔设计成气体进料中可以包含乙烯，乙烯从氧气混合喷嘴的上游引入。 为了减少C02吸收塔中吸收液的冷却及CO2解吸塔中加热吸收剂所需的蒸汽，在CO2吸收塔进料预热器E-201中，吸收塔进料气体被加热，并用水饱和。用CO2解吸塔顶部出料做加热介质，用清洁的冷凝液使物流饱和。吸收塔气体进料由58加热到96（93），解吸塔顶部出料从104（103）冷却到99。为了保证CO2吸收塔进料为饱和状态，在E-201中水经过液体喷嘴喷入换热器的壳层中。过量的液体收集在E-201的集液管中，经过泵P-213回到喷嘴。气体饱和所需要的补充水为1455/（1544）kg/hr，在E-201中CO2吸收塔进料气体处于持续饱和状态下,传到气体中的热量大多用来汽化喷入的水，从而每一传热单元的温升很小。换热器单位传热面积可从C02解吸塔物流中移走更多的热量。CO2吸收塔塔顶气体出塔时的温度为1ll，已被水饱和。在气体冷凝器E-202中，这股气体被压缩机出口旁路通过CO2脱除系统的循环气冷却到70（74），部分水从气体中分离出来，在E-202中循环气从58被加热到87(90)。CO2吸收塔塔顶物流在E-206用冷却水冷却，在分离罐V一201中分离掉携带的水后与循环气混合，分离罐V-201温度为51，与循环气混合后回到反应部分。 分离罐V-201收集的冷凝液，一般送到碳酸盐闪蒸罐填料顶部，洗涤碳酸盐闪蒸罐V-202闪蒸出的气体。为了应付塔大量带液，V-201底部出口管线上有一个大的排泄阀，通往C02解吸塔的集水管。当罐V-201的液位降到正常值时，阀门自动关闭。分离罐V-201正常操作相当重要，以防止碳酸盐液体被带进反应器催化剂管中。催化剂受到碳酸盐污染后，其选八、二氧化碳的闪蒸及解吸从二氧化碳吸收塔塔釜来的富碳酸盐溶液择性会下降。进入碳酸盐闪蒸罐V-202以回收乙烯，以防在C02解吸塔顶损失掉。被闪蒸出的气体在E-304中冷却脱水后，经尾气压缩机K-301压缩，在EO吸收塔的上游进入循环气管线。闪蒸以后的液体靠重力流入CO2解吸塔。碳酸盐闪蒸罐的设计操作压力为0.32Mpa，进入的乙烯大约有91%回收。为了更好地分离气相，设计的闪蒸罐内径与CO2解吸塔内径相同（1950mm）。入口有节流孔板，以提高汽-液分离效果。10的气相出口管装有2000mm高的鲍尔环，可把蒸汽中夹带的含盐的液滴分离掉。水分离罐V-201中的冷凝液喷到填料顶部，回到碳酸盐循环系统。夹带的冷凝液被金属丝网分离下来。碳酸盐闪罐安装在CO2解吸塔的顶部。来自碳酸盐闪蒸罐V-202的液体在C02解吸塔C-202中，用再沸器和直接蒸汽使之解吸，操作压力接近于大气压。解吸塔顶气体在E-201中释放掉部分热量，在E-211中由99进一步冷却到45。来自E-211的冷凝液进入放空分离罐V-208，在这里气体与凝液分离后排放到大气，冷凝液用泵送到废水处理系统。来自解吸塔塔釜的贫碳酸盐溶液，又回到CO2吸收塔，贫碳酸盐溶液分出一小股物流（14m3/hr）在过滤器S-201中除去悬浮物。C02解吸塔的内径1950mm，有15层高效浮阀塔板可抑制发泡。 反应生成的CO2有98%以上在C02解吸塔中被脱除，残余物有一部分由循环气放空脱除，另一部分在系统中以NaHC03的形式,由急冷排放解吸塔釜液和EG排放单元排除。碳酸盐吸收液的浓度大致为2O%wt（碳酸钾的克当量,无乙二醇）,从贮罐中周期地补充碳酸钾溶液以补偿碳酸钾的损失。碳酸盐溶液中钾含量（碳酸钾的克当量,无乙二醇）,在富吸收液中为30%,在贫吸收液（汽提后的塔釜液）中为60%,其余的钾以碳酸氢盐形式存在。与碳酸钾溶液接触的设备是用304L制造的，以防止碳酸钾溶液中氯化物带来的应力腐蚀裂纹和碳酸氢盐的腐蚀破坏。九、C02脱除系统的控制反应器进料气体中C02的含量，要控制在设计的浓度之内。用在线色谱仪连续分析反应器进料气中CO2的浓度。可通过增加去CO2脱除系统的循环气流量，或增加CO2吸收塔的碳酸盐循环量以及增加CO2解吸塔再沸器的蒸汽量，来降低CO2的浓度。一般情况下，去CO2吸收塔的循环气流量要接近设计值，去CO2解吸塔再沸器的蒸汽流量要维持最小值，以确保CO2在反应器进料气中的浓度满足要求。通过以直接蒸汽加入系统中的补充水量控制碳酸盐的浓度。从V-208来的水也可以用来降低吸收剂回路中碳酸盐的浓度。吸收剂回路中乙二醇的浓度大约为6%wt。（三）轻组分脱除和EO精制（300#单元）在轻组分脱除、EO精制工序中，从EO解吸塔顶出来的EO水溶液冷凝后，在轻组分塔中脱除微量的C02和其它轻组分。不凝物中的EO在残余EO吸收塔中回收，残余气体通过尾气压缩机回200#EO吸收塔中。其余的EO水溶液在精制塔中脱水、精制。高纯度EO产品储存销售，低纯度EO作为400#乙二醇反应器的原料。EO产品必须在氮封下储存。放空气体中的EO被放空吸收塔回收，剩余的惰性气体排放到大气中。EO水溶液应保持在11以上，避免冻凝。对于轻组分塔，残余环氧乙烷吸收塔和放空吸收塔来说，所有塔直径相对较小，用鲍尔环/IMTP填料填充。一、轻组分脱除轻组分脱除系统中，塔底EO物流中CO2的含量设计值小于1PPm。EO解吸塔顶蒸汽大约含60%EO和40%的水，先在E-208中预热EO解吸塔的进料，然后和轻组分塔顶物一起进到解吸塔塔顶冷却器E-301中，温度从79被冷却到40。不凝物主要是C02、C2H4和E0。在解吸塔顶冷却器E-302A/B中被冷却到15，大部分EO作为凝液回到解吸塔顶缓冲罐V-301。然而残余的不凝气中仍含70%wt的E0，因此又送到残余EO吸收塔C-303用贫吸收液进一步回收E0。残余EO吸收塔压力0.185Mpa，塔底温度43。塔底物料和从200#EO吸收塔来的富吸收液混合。残余EO吸收塔顶物流经尾气压缩机后回到EO吸收塔中。从解吸塔顶冷却器来的冷凝液，经带孔的浸渍管进入解吸塔顶缓冲罐，温度40。解吸塔顶缓冲罐中的物料，经泵打入轻组分塔C-301，轻组分塔进料泵出口有极少量的旁路流量，经过一个内部喷射器回到解吸塔顶缓冲罐，这个喷射器能彻底混合罐中物料，以防分层。在轻组分塔中，CO2、C2H4和其他溶解在EO水溶液中的轻组分和部分EO蒸汽一起脱除。塔顶气体回到EO解吸塔顶冷却器中以回收E0。轻组分塔塔釜含有58%wt的E0，用泵打到EO精制塔C-302中。正常操作时，塔釜温度35（0.21MPa下）。热的贫吸收液作为轻组分塔再沸器E-303的加热介质。低压蒸汽加入塔底以确保轻组分的脱除效果。 温度太低，即低于设计值，将影响C02的脱除效果，导致后面设备的严重腐蚀。二、环氧乙烷精制塔EO精制塔设计能力为3万吨/年的高纯度E0,其乙醛含量小于1O ppm。 在EO精制塔C-302中,EO从塔顶蒸出，塔顶气冷凝并过冷到29，大部分凝液作为回流，一部分作为低纯度EO产品进乙二醇反应器，这股物流含有微量杂质如C02和甲醛。高纯度EO产品在第58块塔板侧线采出，进高纯度EO贮罐。EO精制塔塔釜主要是含有乙二醇、醛和至少30%wt环氧乙烷的水溶液，也送到400#的乙二醇反应器。塔釜温度为60（0.36MPa下）。用热的贫吸收液作为再沸器E-308的加热介质。也可以将低压蒸汽注入到塔釜。三、残余EO吸收塔在解吸塔顶排放冷却器E-302A/B中未冷凝的气体在残余EO吸收塔C-303中和贫吸收液接触，以回收E0。富EO塔釜吸收液用泵打回到EO解吸塔中,塔顶气体经尾气压缩机回到EO吸收塔中。残余EO吸收塔设计能力可回收96%以上进入的E0，把残余气体中的EO降到最低程度。残余EO吸收塔（C-303）直径550mm，有两个填料段，每段高5000mm，装有38mm的鲍尔环/IMTP。四、尾气压缩机 残余EO吸收塔顶气、碳酸盐闪蒸罐顶气和从采样