年产1.4万吨环氧乙烷的固定床反应器设计

目录摘要2第一章概述3第二章环氧乙烷的性质421物理性质422化学性质5第三章设计方案的确定731环氧乙烷的生产方法的确定732环氧乙烷的生产方法比较833催化剂的选择834环氧乙烷生产工艺条件的确定8341反应温度8342反应压力9343空速9344原料配比和循环比9345抑制剂10346稳定剂的选择1035环氧乙烷生产的工艺流程11351工艺流程概述11第四章工艺计算1341设计条件14411反应原理14412原料组成14413反应器条件1442物料衡算1543热量衡算18第五章反应器的设计2251催化剂的用量2252确定氧化反应器的基本尺寸2453床层压力降的计算2554传热面积的核算26541床层对壁面的给热系数的计算26543传热面积的核算2755反应器塔径的确定2756氧化反应器的参数29第六章结论30参考文献31摘要综述了环氧乙烷的性质、用途及生产方法。简介了直接氧化法合成环氧乙烷的方法及生产原理。以年产14万吨环氧乙烷的固定床反应器设计为例，介绍固定床反应器工艺计算和结构计算情况。根据设计条件和要求，通过物料衡算、热量衡算及其他工艺计算设计出年产14万吨环氧乙烷的固定床反应器，并确定反应器的选型和尺寸，计算压降，催化剂用量等，设计出符合要求的反应器。ABSTRACTTHENATUREUSEANDPRODUCTIONMETHODSOFOXIRANEWERESIMPLYINTRODUCEDINTRODUCEDDIRECTOXIDATIONSYNTHESISMETHODSOFEPOXYETHANEANDREACTIONPRINCIPLEWITHFIXEDBEDREACTORFORPRODUCINGOXIRANCEWITHANANNUALOUTPUTOF14,000TONSASEXAMPLE,THECAJCULATIONSITUATIONSOFPROCESSOFFIXEDBEDREACTORWEREINTRODUCEDINTHEDESIGN,WEMAINLYCALCULATEDTHEPROCESSPARAMETERANDTHESIZEOFTHEOXIDIZEDREACTORACCORDINGTOTHEDESIGNCONDITIONSANDREQUIREMENTS,THROUGHCONSTANTCALCULATE,HEATMATERIALCONSTANTCALCULATEANDOTHERPROCESSCALCULATIONDESIGNEDANNUAL14,000TONSOFEPOXYETHANEFIXEDBEDREACTOR,ANDDETERMINEDTHESELECTIONANDSIZE,CALCULATEPRESSUREDROP,CATALYSTETC,DESIGNEDTOMEETTHEREQUIREMENTSOFTHEREACTOR第一章概述环氧乙烷（OXIRANE）又名氧化乙烯（ETHYLENEOXIDE）是最简单的环状醚。分子式,分子量4405。OHC42环氧乙烷是以乙烯为原料的主要石油化工产品之一。世界乙烯总产量的16用来生产环氧乙烷，环氧乙烷是以乙烯工业衍生物中仅次于聚乙烯的第二位化工产品。环氧乙烷还是重要的石油化工原料及有机和精细化工产品的中间体，主要用来生产乙二醇。随着精细化工的发展，环氧乙烷已成为精细化工工业不可缺少的一种有机化工原料。1环氧乙烷早期采用氯醇法工艺生产，20世纪20年代初，UCC公司进行了工业化生产，之后公司基于LEFORT有关银催化剂的研究成果，使用银催化剂，推出空气法乙烯直接氧化生产环氧乙烷的工艺。50年代末，SHELL公司采用近乎纯氧代替代替空气作为生产环氧乙烷的氧原料，推出氧气法乙烯直接氧化生产环氧乙烷工艺，经过不断改进，目前较先进的生产方法是用银作催化剂，在列管式固定床反应器中，用纯氧与乙烯反应，采用乙烯直接氧化生产环氧乙烷。52环氧乙烷是石油化学工业的重要产品，也是一种基本有机化工原料，用途很多，广泛用于生产乙二醇、非离子表面活性剂、乙醇胺、乙二醇醚溶剂、医药中间体、油田化学品、农药乳化剂等各种精细化学品。环氧乙烷的工业化生产已经有半个多世纪的历史，最早的工业化生产方法是氧醇法，由于其存在腐蚀设备、污染环境和耗氧量大等一系列问题，现在已基本上被淘汰了，取而代之的是直接氧化法。直接氧化发又分为空气氧化法和氧气氧化法，其主要区别在于乙烯的氧化剂各不相同。在环氧乙烷的生产发张过程中，生产技术和工艺过程都有不断的改进和革新，到目前为止，世界上几乎所有的环氧乙烷都是用乙烯直接氧化发生产的。直接氧化法中，首先出现的是空气氧化法，而后氧气氧化法问世，二者并行近几十年来，许多厂家都采用氧气氧化法生产环氧乙烷，因为氧气氧化法不需要空气净化系统，并且氧气氧化法的环氧乙烷收率高于空气氧化法，乙烯单耗较低。由于用纯氧作氧化剂，连续引入系统的惰性气体大为减少，未反应的乙烯基本上可完全循环使用。本设计采用氧气直接氧化法，对原有单元设备进行生产能力标定和技术经济评定。在此基础上，查阅了大量资料，根据设计条件，通过物料衡算、热量衡算、反应器的选型及尺寸的确定，计算压降、催化剂的用量等，设计出符合设计要求的反应器。第二章环氧乙烷的性质21物理性质表11环氧乙烷的主要物理性质参数名称数值沸点（1013KPA）108熔点（1013KPA）1125临界温度1958临界压力。MPA7194临界密度KG/M3314折射率D713597空气中爆炸极限（1013KPA）,体积下限26空气中爆炸极限（1013KPA）,体积上限100燃烧热（25，1013KPA）KJ/KG29648生成的热蒸汽，KJ/MOL7113生成热液体，KJ/KG9749溶解热，KJ/KG11786聚合热，KJ/KG2091汽化热，（105），KJ/KG58058比热容（35），KJ/KG,K196气相分解热，KJ/KG1901着火点，K702自燃点，K644表面张力（20），MN/M243热导率（25），J/（CMSK）00001239粘度，MPAS,0031粘度，MPAS,10028常温下环氧乙烷为无色、具有甜1醚味的气体。在较低的温度下环氧乙烷成为无色、透明、易流动的液体。易溶于水、醚和醇等有机溶剂。主要物理性质如表1。22化学性质环氧乙烷的化学性质非常活泼，能与很多化合物进行反应，其反应主要是环氧乙烷开环与其他化合物进行加成反应，放出大量反应热，有的反应进行的非常剧烈，甚至产生爆炸。许多反应产物是重要的有机化工及精细化工产品。（1）分解反应气体环氧乙烷在约400时开始分解，主要生成CO、CH4以及C2H6、C2H4、H2、C、CH3CHO等。分解反应的第一步是环氧乙烷异构成乙醛。环氧乙烷的分解反应还可以被引发，且在一定条件下会在气相中传播，直到瞬间产生爆炸。（2）加成反应环氧乙烷与含有活泼氢原子的化合物，如、HX、OH2X3NH2R、ROH、等进行加成反应，生产含的化合NHR2CORSHCN物（其中X为卤素，R为烷基或芳基）。与水反应环氧乙烷与水反应生成乙二醇，这是工业生产乙二醇的方法。HOCHOHCHOH21OHC4222该反应为放热反应，热效应为963KJ/MOL。反应过程不采用催化剂。生成的乙二醇可以与环氧乙烷继续作用生成二甘醇、三甘醇及多甘醇。与醇类反应环氧乙烷与醇反应生成醚，其反应的最终产品是至少含一个羟基的醚。XN（环氧乙烷）XH22OHC242OC21N在乙二醇生产中生成部分二甘醇，三甘醇就是环氧乙烷进一步与乙二醇反应的产物。如果进一步反应可以生成分子量更大的化合物。与苯酚反应环氧乙烷与苯酚反应生成苯氧基乙醇。23OHC4256OHC256其酯类是香料的定香剂、杀菌剂和驱虫剂。与氨反应环氧乙烷可以与氨反应生成一乙醇胺、二乙醇胺和三乙醇胺，这是工业上制造乙醇胺的方法。该反应一般是在高压、较低温度和液相下进行的，三种产品的比例可通过氨与环氧乙烷的摩尔比例来调节，氨过量有利于一乙醇胺的生成。与酸反应环氧乙烷可与有机酸、无机酸反应生成相应的酯。环氧乙烷与硝酸反应最为重要，生成的乙二醇二硝酸酯是能再低温下引爆的炸药。24OHC423N2O2CH2NO（3）氧化还原反应在钠汞齐及催化剂存在下环氧乙烷加氢还原生成乙醇，此反应没有工业意义。环氧乙烷在铂黑等催化剂存在下可以有控制的氧化成羟基乙酸，最终则被氧化成二氧化碳及水。（4）异构化反应环氧乙烷在三氧化铝、磷酸、磷酸盐等催化剂存在下可异构化为乙醛。25OHC423在一定的条件下银催化剂也有此功能，这是乙烯氧化制环氧乙烷过程的副反应之一，要极力避免，因为醛的存在增加了环氧乙烷提纯净化的难度。（5）与双键进行加成反应环氧乙烷和以下一些含双键的化合物可进行加成反应生成环状化合物，例如、等。OCR2SO2CRNOS（6）与格利雅试剂反应环氧乙烷与格利雅试剂反应可生成比原来烷基多两个碳原子的醇，这是实验室制备加长碳链醇的一种方法，羟基在链的端部。（7）齐聚反应环氧乙烷进行齐聚反应可生成冠醚，催化剂为含氟的路易斯酸。反应在室温常压下进行。（8）与二甲醚反应在作用下环氧乙烷与二甲醚反应生成聚乙二醇二甲醚。该反应在工业3BF上用来生产低分子量的均聚物，其产品广泛用作溶剂。第三章设计方案的确定31环氧乙烷的生产方法的确定目前，我国工业生产环氧乙烷的方法有氯醇法和乙烯氧化法两种，乙烯氧化法又分为乙烯空气氧化法及乙烯氧气氧化法。（1）氯醇法氯醇法环氧乙烷生产分为两步进行氯气与水反应生成次氯酸，、再与乙烯反应生成氯乙醇；氯乙醇用石灰乳皂化生成环氧乙烷。（2）直接氧化法直接氧化法，分为空气法和氧气法两种。这两种氧化方法均采用列管式固定床反应器，反应器是关键性设备，与反应效果密切相关，其反应过程基本相同，都包括反应、吸收、汽提和蒸馏精制等工序。空气氧化法此方法用空气为氧化剂，因此必须有空气净化装置，以防止空气中有害杂质带入反应器而影响催化剂的活性。空气阀的特点是有两台或多台反应器串联，即主反应器和副反应器，为使主反应器催化剂的活性保持在较高水平（6375），通常以低转化率进行操作，保持在2050范围内。氧气氧化法氧气法不需要空气净化系统，而需要空气分离装置或有其它氧源。由于用纯氧作氧化剂，连续引入系统的惰性气体大为减少，未反应的乙烯基本上可完全循环使用。从吸收塔顶出来的气体必须经过脱碳以除去二氧化碳，然后循环返回反应器，不然二氧化碳浓度超过15（MOL）,将严重影响催化剂的活性。32环氧乙烷的生产方法比较环氧乙烷的生产方法各具特点。氯醇法生产工艺的严重缺点大致有消耗氯气，排放大量污水，造成严重污染；乙烯次氯酸化生产氯乙醇时，同时有二氧化碳等副产物生成，在氯乙醇皂化时生产的环氧乙烷可异构化为乙醛，造成环氧乙烷的损失，乙醇单耗高；氯醇法生产的环氧乙烷，醛的含量很高，约为50007000MG/M3，最低亦有2500MG/M3。氯醇法生产环氧乙烷，由于装置小、产量少、质量差、消耗高，因而成本也高，与大装置氧化法生产的高质量产品相比失去了市场竞争能力。采用氯醇法生产环氧乙烷的小型石油化工厂正在受到严重的挑战。故根据环保及成本的限制要求本实验采用直接空气氧化法。33催化剂的选择氧化法生产环氧乙烷的关键是催化剂的选择。虽然大多数金属和金属氧化物催化剂都能使乙烯发生环氧化反应，但是生成环氧乙烷的选择性很差，氧化结果主要生成二氧化碳和水。只有银催化剂例外，在银催化剂上乙烯能选择性的氧化成环氧乙烷，该催化剂在选择性、强度、热稳定性和寿命等方面都有一定的特色。近年来国内外对活性组分银的开发研究取得了显著的成效。也有不少学者试图另一类金属取代银，但至今仍认为活性组份银是乙烯氧化生成环氧乙烷的最佳催化剂。34环氧乙烷生产工艺条件的确定环氧乙烷的生产反应温度、反应压力、空间速度与空管线速度、原料配比和循环比、抑制剂等工艺条件的制约。341反应温度温度直接影响化学反应速度，在工业生产中，应根据反应过程的具体情况，采取相应措施，使反应温度控制在适宜范围内，以期获得较高的收率。乙烯直接氧化生产环氧乙烷和其它多数反应一样，反应速度随温度升高而加快。乙烯直接氧化的主、副反应都是强放热反应，且副反应（深度氧化）放热量是主反应的十几倍，因此，对反应过程的温度控制要求十分严格。当反应温度高时，一是转化率增加，这意味着乙烯氧化的总速率提高，二是生产环氧乙烷的选择性降低，即更多的乙烯转化成二氧化碳和水，因此，这时反应热量的急剧增加，不是使更多的乙烯被氧化，而是使反应过程的选择性降低，副反应增加是更主要的原因。可见，当反应温度升高时，反应热量就会不成比例的骤然增加，使反应过程时失控，所以在生产中，对于氧化操作，一般均设有自动保护装置，以防万一。此外在催化剂使用初期，其活性较高，宜采用较低的温度。342反应压力乙烯直接氧化反应过程，主反应是体积减少的反应，副反应（深度氧化）是体积不变的反应。因此，采用加压操作有利。因主、副反应基本上都是不可逆反应，故压力对主、副反应的平衡没有太大的影响。目前，工业生产上采用加压操作不是出于化学平衡的需要，其目的是提高乙烯和氧的分压，加快反应速率，提高反应器单位容积的产率，以强化生产。但应看到，由于提高反应压力，反应速度加快，相应就要提高反应器的换热速率，这样对反应器的结构就提出更高的要求。343空速空间速度简称空速，所谓空速是指单位时间内，通过单位体积催化剂的反应物的体积数量。通常每小时每升（或M3）催化剂通过的原料气的升（或M3）数来表示。对于乙烯直接氧化过程，实践证明，提高空速，转化率会略有下降，而选择性将有所上升，在一定范围内提高空速可提高设备的生产能力。但空速也不宜太高，因为虽然产量提高，然而环氧乙烷在反应气体中含量很低，造成分离困难，动力消耗增加。空速也不宜太低，因为虽然转化率增加，但选择性下降，生产能力也下降。另外，空速大小还要根据催化剂的活性及制造方法、反应温度、压力和反应气体的组成等因素而定。344原料配比和循环比原料中乙烯和氧的配比对反应过程影响很大，其值主要决定于原料混合气的爆炸极限。在混合气体中乙烯的爆炸下限是205，在20565的乙烯浓度范围内氧含量不得大于71。实际生产中一种是选取低氧高乙烯配比，另一种是高氧低乙烯配比。从装置的生产能力和经济性来看，低氧高乙烯操作优于高氧低乙烯操作，因此，在可能的体积下，应该尽量采用低氧高乙烯操作。在确定适宜的原料配比时，还应注意到，提高乙烯含量可能会导致为其中乙烯损失过多而影响经济指标。当乙烯含量接近5时，操作不易控制，反应温度增加很快，易产生飞温。因此，必须根据具体情况，综合考虑各方面影响因素，来确定适宜的原料配比。循环比是指循环到主反应器的循环气占主吸收塔顶排出气体总量的百分数。在生产操作中，可通过正确掌握循环比来严格控制氧含量。在工艺设计中，循环比直接影响主、副反应器生产负荷的分配。提高循环比，主反应器负荷增加。反之，副反应器负荷增加。生产中，应根据生产能动力消耗及其它工艺指标来确定适宜的循环比，通常为8590左右。345抑制剂乙烯直接氧化制环氧乙烷是一个平行串联反应过程，在乙烯环氧化过程中，伴随发生乙烯的深度氧化，并且生成的环氧乙烷也有少部分发生深度氧化。这不仅降低了环氧乙烷的产率，增加了乙烯的定额消耗，而且发生深度氧化的放热量很大，直接影响操作的稳定。生产中除采用优良的催化剂，控制适宜的转化率及有限移出反应热等措施外，在反应系统中还是使用适量的副反应抑制剂。工业上常用的抑制剂是1,2二氯乙烷。在催化剂的预处理阶段，1,2二氯乙烷的用量要多一些，而在加压循环反应系统中，用量要少一些。346稳定剂的选择世界上生产环氧乙烷的专利很多，使用的稳定剂有氮气、甲烷、二氧化碳、乙烷等。选择稳定剂需要根据生产安全性、稳定性和经济效益情况来确定。目前世界上环氧乙烷专利商都先后将氮气致稳更新为甲烷致稳。它与氮气致稳相比，不仅增加了稳定性和安全性，而且有显著地经济效益。35环氧乙烷生产的工艺流程环氧乙烷生产装置的主要设备有反应器、吸收塔、反应系统的气气换热器和循环冷却器。其设计生产能力为年产14万吨环氧乙烷，设计运转时间为6960小时/年351工艺流程概述本次设计采用氧气氧化法进行环氧乙烷的生产，以氧气作为氧化剂，乙烯在1MPA、250下通过装有银催化剂的固定床反应器，直接氧化为环氧乙烷。环氧乙烷的生产系统分为三部分反应系统、回收系统和二氧化碳脱出系统。下面逐一进行介绍。（1）环氧乙烷的反应系统反应系统是以一种循环过程来操作的，以乙烯和氧气为原料使用甲烷致稳，从外界储罐来的乙烯在过滤器中进行过滤，经换热器预热，然后按着一定的路线进入混合器，与从环氧乙烷吸收塔顶部通过分离器分离出的循环气进行混合，乙烯混合器中的循环气进入压缩机的吸入口并在氧气混合器之前，由压缩机进行压缩。从外界来的氧气进料通过过滤器之后在流量控制下进入氧气混合器。为了能在进料之后和开车期间可靠地对氧气混合器进行吹扫，一个高压氮气压缩机及氮气吹扫罐连接在仅靠氧气混合站上游的氧气进料线上。为控制循环气中得二氧化碳浓度，一股循环气的分支流被送往二氧化碳脱除工段。从氧气混合器出来的含有乙烯和氧气的循环气，在换热器的管程进行加热后进入反应器。在反应器的壳程用石蜡油来移走反应热，以控制反应温度。含有环氧乙烷的氧化气进入附带的循环气/锅炉给水预热器，而后反应器出口全体流经循环器换热器的壳程，与反应器入口气体换热，被进一步冷却下来，之后循环气体进入循环气冷却器进行最后的冷却。本反应使用一种气相状态的抑制剂来控制反应活性，循环气在氧气进料混合器和循环气热交换器之间分叉转向压入装有液体二氯乙烷的储罐，使这股循环气中的二氯乙烷浓度达到饱和，然后在乙烯进料混合器和循环气压缩机之间再次进入反应循环气中。反应进料不是绝对纯净，有必要依次从分离器下游定期排放惰性组分。（2）环氧乙烷的回收系统从冷却器出来的氧化气进入到环氧乙烷吸收塔底部，使用从环氧乙烷气提塔底部过来的乙二醇溶液以及从泵过来的工艺水进行吸收，保证吸收夜的浓度恒定在75（WT）,被吸收下来的环氧乙烷按一定的路线进到氧化物/水闪蒸罐进一步闪蒸出惰性气体，然后经换热器进入环氧乙烷气提塔使环氧乙烷和水进行分离，环氧乙烷蒸汽从塔顶出来经冷却器进行冷凝后收集在回流罐中，回流罐中的环氧乙烷用泵送到环氧乙偶玩贮罐。环氧乙烷气提塔顶部冷凝器中的不凝气送到惰性气体洗涤塔中，同闪蒸罐中闪蒸出的惰性气体一起被洗涤后送往尾气压缩机吸入罐中，再进入尾气压缩机中压缩，经二氧化碳脱除系统进入环氧乙烷反应循环系统。在环氧乙烷吸收塔中未被吸收下来的环氧乙烷以及其它惰性气体经分离器进一步分离后送往乙烯混合气中循环使用。（3）二氧化碳脱除系统来自尾气压缩的一股气流和尾气压缩机出口的混合为一般，进入二氧化碳吸收塔的地步，与从塔顶向下流动的吸收剂在填料上充分接触完成吸收后，进入二氧化碳水洗塔,通过填料层和除雾器,除掉气流中夹带的微星的钾和矾的化合物微粒,以防止这些物质带入法青年带入反应器造成催化器中毒这股气流冷却后返回循环气流中，与其他物流混合。从二氧化碳吸收塔顶部流下来的二氧化碳吸收剂，在与循环气接触完成二氧化碳的吸收之后，在二氧化碳吸收塔底部靠压差进入闪蒸罐中，这时的吸收剂被称为富吸收剂，复习说及在闪蒸罐中进行减压闪蒸，闪蒸出来的气体进入尾气压缩机，再吸入罐中，经尾气压缩机压缩后进入循环系统。闪蒸后的吸收剂流向二氧化碳的再生塔的顶部，经再沸器加热后，被吸收的二氧化碳就释放出来，排入大气中。再生后的吸收剂被称为贫吸收剂，贫吸收剂集聚于再生塔的底部，被分为三段，一股经再沸器加热循环，一股经泵在过滤器中过滤存货使用。余下的进入贫吸收剂闪蒸罐中再次进行闪蒸后由贫吸收剂泵打回吸收塔中进行下一个循环。水洗塔有两个循环回路来移走气体物流中的微量钾和钒的化合物，用二氧化碳水洗塔下部循环泵把塔底的液体抽出来经一个冷却器送到下部填料段的顶部。用二氧化碳水洗塔下部循环泵从上部填料段的底部抽出液体，循环到上部填料段的底部，抽出液体再循环到上部填料塔的顶部。两个循环泵系统共用一台公用的备用泵。高压工艺水通过一流量控制器补充到上部的循环回路中，以便控制水洗塔中钾的浓度。用二氧化碳吸收管和二氧化碳吸收池作为二氧化碳脱除系统运行的必要装置。不论是吸收剂罐还是吸收池都是用通入65KG/C压力蒸汽的蛇管进行加热，以防止环境温度下结冰上冻，用贫吸收剂过滤器循环泵和二氧化碳吸收剂池泵在系统和贮存器之间进行吸收剂的输送。31工艺流程图乙烯氧气氧化反应器氧化反应器二氧化碳再生塔碳酸钾接触塔循环压缩机环氧乙烷洗涤塔环氧乙烷解析塔工业水再吸收塔乙醇进料解析塔环氧乙烷浸渍塔产物出口去乙二醇系统第四章工艺计算工艺参数计算包括物料衡算和热量衡算两部分。物料衡算以质量守恒定律为基础，主要计算所需物料量和产品量，还可以算出物料的组成，确定物料中各组分在化学反应过程中的定量转化关系，并通过衡算求得原料的定额消耗。其计算依据是工艺流程图、在工厂采集的数据及设计时要求的和查的的各种参数。热量衡算以能量守恒定律及物料衡算为基础，计算传入，传出的热量，从而确定公用工程的能耗以及传热面积。其计算依据与物料衡算相同。41设计条件411反应原理乙烯和氧气在银催化剂上，于一定温度和压力下，直接氧化生成环氧乙烷，反应方程式可表为主反应C2H4C2H4O411（1）反应（41）为放热反应，在250时，每生成一摩尔环氧乙烷要放出2519KJ的热量。（2）在主反应进行的同时，还发生其它副反应，其中主要是乙烯的燃烧反应。副反应CH2CH23O22CO22H2O42反应（42）为强放热反应，在250，每反应掉一摩尔乙烯，可放出3159KJ的热量。412原料组组分C2H4CO2O2N2含量（MOL）347756833413反应器条件原料进入反应器温度为210反应器温度为250反应压力为1MPA乙烯转化率为20；选择性为66；空速为50001H年工作时间290天，年产量14000吨应产物分离后回收率为90反反应器采用列管式固定床反应器，管径为27MM25MM,管长8MM,催化剂充填高度57M。采用道生油强制外循环换热，道生油进口温度503K,出口温度508K,道生油对管壁给热系数02717KJ/M2HK。催化剂球形催化剂（以银为催化剂）DP5MM，空隙率050在250，1MPA下反应气体导热系数为00304W/K,粘度为426PAS，2M510密度为717KG/3M42物料衡算（1）反应部分的工艺参数环氧乙烷生产能力14000吨/年；年操作时间6960小时进入反应器的温度210；反应温度250乙烯转化率为20；选择性为66空速为5000；生产过程安全系数1041H应产物分离后回收率为90原料组成如表42所示表42原料气的组成组分C2H4CO2O2N2含量（MOL）347756833表43各组分分子量组分C2H4CO2O2N2OHC422分子量2805444010319992801344054180152反应部分的基础计算以100KMOL/气体进料为基准，根据已知原料气组成，计算出每小时进入反应器的各种气体组分的摩尔数，计算结果列于表44中。根据反应方程式及已知数据，计算反应器出口气体量。主反应（43）2CH12OHC4副反应322442已知乙烯转化率20，选择性为66，进入反应器的乙烯量为34KMOL/H,所以由式（43）有消耗乙烯量340206604488KMOL消耗氧气量044880502244KMOL生成环氧乙烷04488KMOL由式（44）有消耗乙烯量3402（1066）02312KMOL消耗氧气量02312306936KMOL生成二氧化碳量02312204624KMOL生成水量02312204624KMOL则可知未反应的乙烯量340448802312272KMOL未反应的氧气量5602244069364682KMOL出反应器的二氧化碳量770462481624KMOL出反应器的水量00462404624KMOL氮气、氩气和甲烷的量在反映的过程中不发生变化，所以出口气体中各组分的量如表44所示。表44反应器入口和出口的气体量（KMOL/H）组分C2H4CO2O2N2OHC422入口34775683300出口2728162446828330448804624（3）实际装置每小时生产的环氧乙烷可折算为HKMOL/73509046917综上所述，气体进料为100KMOL/H时，可生产环氧乙烷04488KMOL/H。若要达到5073KMOL/H的环氧乙烷生产能力，则需要原料量为1130348KMOL/H4801735为了保证所设计的装置能够达到所要求的生产能力，必须考虑到原料损失等原因素，一般取安全系数为104则实际进料量为10411303481175561KMOL/H4原料气与氧化气的组成计算根据基准气体进料量为100KMOL/H是的计算结果，可折算出实际进料量为1175561KMOL/H时的物料衡算情况。如表45所示表45实际原料气进料时的物料衡算组分KMOL/HKG/HMOLWT42HC39969112129234324O265831210653956608CO2905183983706771150N2979242274315158337918CHO4000020000合计117556134643052100100表46氧化气的物料衡算组分KMOL/HKG/HMOLWTC2H432093900337273260O255016176045646850CO29592642217038161219N29814762743151583497918CHO45290233045045064325408974250460281合计11752083464448110010043热量衡算设原料气带入的热量为,氧化气带出的热量，反应热为，反应器的散热1Q2Q3量。当忽略热损失时，有（41）4Q134（1）各组分的比热查得理想气体的比热计算ABT（42】【式80PC2T3D上式中的各项系数值如表46所示。表47各组分的定压比热系数值组分AB100C105D108C2H45703732143894767284751179194O22600820117472023410600561944CO2230566605687698318281506387703N2294717000476501127062204793994CHO4759111922237961260438261227223241502000342214128514704408350原料气温度为210，氧化气温度250。在此条件下各组分的值如表0PC47,48所示。表47原料气各组分的值（J/MOLK）0PC组分C2H4CO2O2N2原料气608311438296表48氧化气各组分的值（J/MOLK）0PC组分C2H4CO2O2N2OH2C42氧化气643314450298355780可查得真是气体与理想气体的比热之间关系式】【由8（43）P0PC0PC1P而和与TR、PR的关系可在的图310中查出。原料气温度为0PC1P82102731548315K,压力为1MPA氧化气温度为2502731552315K，压力为1MPA。查表计算，各项计算结果如表49、410所示。比热单位为J/MOLK表49原料中各组分定压的压力校正参数组分C2H4CO2O2N2/KCT2824154630421262/MPAP5036504673763394R1711312515883828R0199019801360295008500210225004010KMOLJCP067001590544013811LJP06280038058601KMOLJCP61523312604447629738表410氧化气中各组分定压比热的压力校正参数组分CHOCONHOCHO24222224T28241546304212626473469CP503650467376339422057194CT185333841720414508081115RP0199019801360,29500450139R008500210225004003440200C0554013404190126138120930PC05020008405020418650231PC6488731534455322992638321810982热量衡算原料气带入的热量Q,原料气的入口温度为48315K，以27315K为基准温度，1则Q（KJ/H）44）基入TCNPI计算结果列于表411中表411原料气带入的热量组分CJ/MOLXXCPKNINIPCH615230034209224O3126000561751CO44476007734252N29738083324772合计10030040由计算结果可知QNXCT（45）1NIP入由公式45可得Q1175561300404831527315741610KJ/H17反应热Q在操作条件下，主副反应的热效应分别为2主反应CH1/2OCHO2519KCAL/MOL（45）4224副反应CH3O2CO2HO3159KCAL/MOL（46）2422则主反应的放热量为Q399690221HKJ/10567184095603副反应的放热量为Q/9213429332总反应热为QQQ55673596210212HKJ/105476氧化气带出的热量Q，氧化气出口温度为52315K，以27315K为基准温3度，则（46）/K1HJTCNPII）（基出计算结果列于表412中表412氧化气带出的热量组分CJ/MOLXXCPKNINIPCH6488700273177124O31534004681476CO455320081637252N299260834924985HO38321000450172281098000460373C4合计1003249由计算结果可知QNXCT（47）3NIP出由公式47可得HJQ/K108295123081757反应器的撤热量Q（48）442Q可得反应器的撤热量HKJ/10542108915367773214第五章反应器的设计在物料衡算和热量衡算的基础上，可以对反应部分主要设备的工艺参数进行优化计算。这一部分主要是反应器的工艺参数优化。设计生产能力13000吨/年；生产过程安全系数104；年操作时间290天；本设计采用两台反应器并联进行反应。已知（1）每小时输入的原料气量总为1175561KMOL/H（2）以银为催化剂，颗粒为球形，D5MM，孔隙率08；（3）反应温度为250，操作压力为1MPA,空速为50001；（4）反应器列管规格为3235MM（5）反应热用油撤走，导出液进口温度230，导出液出口温度235；（6）原料气进口温度为210，氧化气出口温度为250。51催化剂的用量（1）催化剂总体积VR（M3）是决定反应器主要尺寸的基本依据，其计算公式如下所示VRVS总式中V原料气流量，M3/H总S空速，H1。V（2）原料的体积流量V0立方型状态方程RK用于气体混合物的V80P2/BTABP其中A042748（5CPTR523）B008664（54）C方程中参数A和B常采用混合规则8AM（55）NIJIJIAY1（56）BNII1交叉项（）（1）（57）IJAJI50IJK其中0IJK先求和1IAIB由表49知各物质的和代入式53和54计算结果如表51CTCP表51原料气的计算IA组分C2H4O2CO2N2/PAM6K05MOL278653174076467215580IBI/M3MOL140398E0522072E0529711E0526787E05表52原料气交叉项的计算IJAC2H4O2CO2N2C2H478653370017132135006O2174073355216468CO26467231742N21558由计算结果可知AM1553727277E05代入式62有B运用直接迭送法，查可知RK方程的直接迭代方程为8B581NVPRTA2/1BVPNV27211101N6015483510721548307506NV4044610321875NV以40174100VPRT61054831MOL迭代的结果如表53表53迭代结果40174Z0V13M10OLI4027114027284100213L40272841003V10O有V1175561KMOL/H总HML/18473M02784313所以，由公式61得V95R3氧化反应器床层截面积A（M）及高度H（M）的计算2氧化反应器采用两套并联计算公式如下所示H（59）】【9AVR2床层高度为H657M95故A2830724HVR52确定氧化反应器的基本尺寸对于列管式固定床的基本尺寸，首先根据传热要求选定32的不锈钢M53管作为反应器的反应管规格，在求出反应管根数N。10反应管内径D3235IM252反应管根数（5IIRDAHVN22410）由公式（510）得N根86190254830经圆整可得，反应管根数为1691根。53床层压力降的计算可查得如下计算公式（59GDDGGHPPP751150311）式中；2/MKP床层压力降，H催化剂床层高度，M；G质量流速，KG/；S2；3/KGMG气体密度，G重力加速度，M/S；2固定床空隙；D催化剂颗粒当量直径，M；P气体粘度，；/KGSMSAP或（本次设计所选用的催化剂为D5MM的球型，计算其直径为D0005MH57M80/95736071/5489M22SMKGHKGAGSPA31由式511得MPAMKG3740/8975970526481805125354传热面积的核算541床层对壁面的给热系数的计算对于氧化反应器，催化剂床层是被冷却的。此时催化剂床层与反应器内壁的给热系数，可用下式进行计算110（564EXP5370IPGPGIDUD12）式中床内气体的给热系数，；1/2KMW反应管内径，M；ID催化剂颗粒直径。M；P通过床层气体的导热系数，；G/2KM气体的粘度，KG/M；S气体的线速度，M/S；通过床层的气体的密度，；G3/MKG气体的线速度可由公式A（513）360总V得S/M92571360485由公式512得/94805264EXP249705327051KMW以管外表面为基准，不锈钢反应管导热系数取。/971C其计算公式如下K514102121LND参见式6117，由公式（514）可得10K29882W/650123LN971025394801KM2543传热面积的核算对数平均温差公