年产6万吨环氧乙烷氧化反应工序工艺设计设计说明

1、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：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

2、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 工艺设计毕业设计（论文）外文摘要Title Annual output of 60,000 tons of ethylene oxideoxidation process design processAbstractEthylene oxide is one of the basic organic chemical products. It was obtained mainly by the direct oxidati on which ethyle ne and oxyge

3、n on the catalyst of silver. This in dustrial desig n was mainly about produci ng 60 thousa nd tons of ethyle ne oxide in the oxidation process. The basic properties of ethyle ne oxide and the use were described. Accordi ng to the desig n pla n requireme nts and the known desig n parameters,oxidati

4、on process was con ducted in clud ing material and heat bala nee on the bases of the process of the ethyle ne oxide oxidati on. At the same time, the reactor and the absorpti on tower were obta ined by the calculati ons in chemical engin eeri ng tech no logy; the main tech no logy-related heat excha

5、 nger was selected; the oxidatio n process was carried out on the facade layout desig n; the reactor and the pipeli ne invo Ived con verters cooler pipes were done by pip ing desig n; the ethyle ne oxide oxidati on invo Ived pip ing and the， in strume ntati on diagram (PID), facade layout map and lo

6、cal cha nn el layout map were portrayed.目录1引言 11. 1 环氧乙烷的性质、用途及本设计的背景、规模 11.2 环氧乙烷的生产方法及比较 22流程简述 43物料、热量衡算 63. 1物料衡算 63. 2热量衡算 104主要设备的工艺计算及选型 144. 2环氧乙烷吸收塔的计算 264.3 换热器的选型 325平立面布置设计 365. 1整体布置原则 365. 2主要设备布置特点 366管径、管材的确立及管道布置设计 386. 1管径、管材的确立 386. 2管道布置设计 39结语 40参考文献 41致谢 42附录 431引言1. 1环氧乙烷的性质、用

7、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 cm3，熔点-111.7 C,沸点10.7 C,粘度0.03Pas,闪点小于-17.78 C,自燃点429C, 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

8、至发生爆炸，因此存放环氧乙烷的储罐必须清洁， 常保持在0C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6

9、0%转变为乙二醇20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、芽抱、病毒和真菌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

10、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. 2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.

11、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 + 2C12 + Ca(OH)2 = C2HO + CaCl2 + 2HC1 + 2H 2O (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。1.2.2 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 + 0.5O 2= C2

12、H4O(1-2)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C2円 + 302= 2CQ + 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

13、 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702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：图2.1工艺流程图工艺流程说明：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

14、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

15、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。3物料、热量衡算3. 1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

16、烷计算，则每小时生产的环氧、 1乙烷60000/8000=7.5t，折合环氧乙烷产量170.45 kmol h。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：+ 0.50 2 = C2HO副反应：C2H + 302 = 2CQ + 2H2O出环氧乙烷吸收塔10%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QCOArNkEDC反应器进口20%6.8%8%8.5%56.7%0.3 10 6新鲜氧气0.9995-新鲜乙烯-0.9

17、96-3.1.2 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，并由反应器入口的组成确立输入反应器的各物质量。C 2H4单位时间消耗量:170 4511638.94kmol h 113% 80%反应器单位时间处理的气体总量:1638.948194.7kmol h 120%其中氧气的量为：8194.7 6.8%1557.24kmol h，同理求得反应器入口其它各物质的量，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

18、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一单位时间反应的量=1638.94-1638.941X 0.13=1425.88 (kmol h-)氧气的衡算单位时间输出反应器的量=557.24-1638.94X 0.13 X 0.80 X 0.5-1638.94 X 0.13 X0.20 X 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+1638.94X 0.13 X 0.20 X 2=740.80=1638.94X 0.13 X 0.20 X 2=85.22(kmol h-1)致稳剂

19、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 。成分C2bkCOArHONC2HO总量进口物质的量（kmol h 1）1638.9557.24655.58696.55-4646.4-8194.7反应器进口组成206.88.08.557100（mol%出口各物质的量1425.9344.18740.80696.5585.2204646.4170.458109.5（kmol h ）反应器出口组成17.64.249.138.581.055.732.10100（mol%表3.2反应器进出口物质的摩尔流量及组成3.1.3 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

20、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CHQCQArNb单位时间物质的量1（kmol h ）1425.8344.18740.80696.554646.4百分含量（mol%18.24.389.438.8759.2各物质总量（kmol h 1）7853.83.1.4 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C2H4、O2、CO2、Ar、N2。由于系统中要保持 Ar恒定，所以设Ar为2）Xkmol h1.则由驰放

21、气的组成知：（按进出反应器氧平衡计算并作图C2H4的摩尔流量为:。2的摩尔流量为:X8.87%4.38%0.494X据图2进出环氧乙烷反应器的氧平衡列方程: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3.4344.18 X 10%=34.418557.24驰放气表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）C2H4C2CCArNb驰放量（kmol h 1）1.760.8570.4230.9085.72驰放总量（kmol h 19.668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

22、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%二氧化碳后进入反应器的量之和的差值。贝1C2H4 的摩尔流量：1425.8-1.76=1424.1 kmol h1CO的摩尔流量：740.80-0.908-74.988=664.90 kmol h-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CHQCCArN2单位时间物质的量（kmol h 11424.1343.76664.90695.694640.7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：5.72

23、kmol h-1。CO2的脱除量即为出反应器的CO2的量的10%与驰放气中CO2的驰放量之和，即 为：740.80 x 10%+0.908=74.988kmol h-13. 2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（kmol h 1）组成总量(kmol h 1)物流点6N25.71620.0132（新鲜进料）298KC2H214.820.495O213.400.492433.94142.580.201物流点5Q34.4180.04

24、84（分离罐出的循314KN2464.640.653环气）Ar69.6550.0979711.30C2H1281.50.182Q309.340.0439物流点4343KN24176.10.592（循环气）CQ655.800.0930Ar626.040.08887048.81638.90.200Q557.160.0680N24646.40.567混合后各物质的物流量CQ655.800.080Ar696.550.0858194.9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图3.3气体物流的温度的确定示意图由示意图3.3知：Q=Q+Q+Q=O各股物流从314K降到29

25、8K所放出的热量Q314 5 2102753.2kJ hQc2h4 Nc2h4 Cp t 142.58811.84 0.11967t 3.651 10 5t2 dTc2h 4c2h4 p298同理：QoNo Cp t 16535.44kJ h 1221Qn2216605.88kJ h1QAr21870.97kJ h 11Q1 qc2h4 qo2 QAr qn2357765.5kJ h各股物流从343K降到298K所放出的热量QQC2H4NC2H 4 CP t142.58834311.84 0.11967t 3.65129810 5t2 dT1205107839kJ h298同理：Qo? No?

26、 Cp t18862128.5kJ hQAr26325491.69 kJ hQn2247078886.7kJ hQc251562799.6kJ hQ2 Qc2h4 Qo2 QaQco2 Qn2103186687kJ hT值的确定(Q1 Q2) VCp T 10676434.18kJ h即:10676434.188194.89T24.3680.0315t-9.05 10-6 dt整理得:9883.3024.368T0.016T2 -3.017 10-6T3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

27、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器后换热器冷流体453453热流体537298器前换热器冷流体336465热流体500375EO吸收塔375307二氧化碳吸收塔373380压缩机343-塔后换热器冷流体298303热流体380314第2个分离罐上314314新鲜物料298-3.2.2 各装置的热负荷反应器的热负荷晋 3560000 2.604 (477.5 474) 34153515kJ h

28、11 0.05Qe1 反应器后冷却器的热负荷5003 210 3810948 4.185.606 0.00744t 1.47 10 3t2 4.76 10 t3 dt537N2Cp t11 0.05h111884151kJ 反应器前换热器的热负荷_4746 2N1Cp t 8194.8624.368 0.0315t 9.05 10 6t2 dt1QE21 0.05-竺40911137 kJ h 1 二氧化碳吸收塔顶冷却器的热负荷QE3N5CP T3146 2711.323.613 0.0284t 7.952 10 6t2 dt“3801 1606239kJ h1 0.054主要设备的工艺计算及

29、选型4. 1反应器的计算反应过程选燕山石化生产的YS 7型氧化铝载银催化剂，7孔环柱状颗粒，外形尺 寸9 8mm，中央孔直径1.9mm，孔边直径1.5mm，活性温度范围在200C以上。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300C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 （Ri、R

30、2分别为环氧乙烷和二氧化碳的生成速率）选择YS-5型Ag / AI2O3，针对该催化剂测定的宏观动力学模型8k1 PC H Fq1R11沁乞彳丄(4-1 )1 KCO2 PCO2 K2 P/ Ph2。1 Kedc1 EDC0.728R2 k2 Pc2H4 Po2r1(4-2)1 Kco2 FC02K2 Po2 入。1 K EDC,2 EDCR1、艮环氧乙烷和二氧化碳的生成速率k1exp 26.028.171 104Rg Tk2exp 30.781.093 105Rg T为主副反应的速率常数K co2exp -12.455.374 104Rg TKoexp - 24.601.176 105Rg

31、T为二氧化碳和氧气的吸附平衡常数11 K edc,i EDC11 K EDC,2 EDC分别为抑制剂对主副反应速率的影响， 在EDCfl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 yc2H4、yc2H4o 的函数。气体压力P的yc2H4、yC2H4O函数表达式由于动力学方程式（4-1 ）、（4-2 ）中存在各种气体物质的压力，可利用各

32、物质的 分压P P总yi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，各物质的含量又是yC2H4、yC2H4O的函数（在此次设计中，考虑初始状态没有目的产物生成,则初始状态yC2H 4O =0)。yH2O0.4 2yc2H41.8y C2H4O分别用Nro和Nr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0.5NT yC2H4ONT,0 NT，则 JN T1.5yC2H4O，则各物质的含量又是yC2H4、yC2H4O的函数变换如下:NO2NO2,0

33、 0.5NT yC2H4Oy22 Nt整理得：yo2(yo2,0yQ3yC2H2.234 yC2H4O0.532同上式计算方法，整理得：yco2 48 2y C2H4 1.76yC 2H4O3( N0 yC2H4,0 NTyc2H4 NTyc2H4O)Nr3yc2H4,0)(10.5yc2H4o) 3yc2H42.5yc2H4o各物质气体压力是yc2H4、yc2H4。的函数，整理得：Pc2 P （0.48 2yc2H4 1.76yc2H4。）PO2P yO2P (3yC2H4 2.234y c2h4o -0.532)PH2OP (0.42yC2H41.8yC2H4O)方程式的变换将以上推导的物

34、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yC2H4、yC2H4O表达的动力学方程式4.1.3建立一维平推流模型(A- C2H 4 ,B- C2H4O)Ya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4.1Nto CaodLNaNA+dNa图4.1微元衡算示意图Nto 初始总的物质的量（单位：kmol h-1）Cao 初始乙烯的浓度（单位：mol L-1 ） 堆密度 P =620kg m3N a (Na dNA) (r1 丄2)10 3 620 dVR2Na Nt YaT ,0(10.5Y

35、b)Ya2dVR 4d ndL即: dL123(10.5Yb) (a d) D2 n 10 3 620Nt,o 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4.2T+dTNtoCAOdL图4.2微元衡算示意图H ri 主反应放出的热量(单位：kJ mol 1)1Hr2 副反应放出的热量(单位：kJ mol )K传热系数(单位：kJ (h 1 m 2 mol 1)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 K1)0 NQpi (T T基)NCpi (T dT T基) “ (HRJ dVR

36、6201尹(HR2)dVR 620 K (T Ta) dAdA D n dL12(r1HR1 r2 HR2) n D2 620 K (T Ta)D n即匹空-4dLNiCpiyB随床层高度L变化的微分方程同中选长度为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。0 Nb (Nb dNB) A 10 3620dVRNbNt YbN T,0(10.5Yb)(1 0.5yB)- q D- n 10 3 620 4NT,0导热油温度Ta随床层高度L变化的微分方程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Ta随床层

37、高度L变化的模型如图4.3导 热八、油0 Na (Ta T基) CpNa (Ta dTa T基) K 仃 Ta) dAdAD n dL即：dTaK(TTa)D ndLNa Cp4.1.4 确立相应的参数通过确定yA、y、T、Ta与床层高度L的四阶微分方程中各个参数，以及给定yk、 yB、T、Ta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

38、（K）474热油的流量（kg 3 h 1）3560000热油的热容（kJ kg 1 c 1 ）2.604热油的密度（kg m 3）931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656 kJ h解得: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。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（C）280-266热油的进出口温度（C）254-259热油的流里（m h ）5100热油的密度（kg m3931热油的热容（kJ kg 1c 1 )2.68反应器的列管直径25根据:QK StmV m C Ptmtb

39、T1(t2T2)tmln t1T1254280 (259266)14.254 280 lnt?T2259 266S nL D 90 %135007.72D 90 %7344 mQ 51009312.68(259254)63624540 kJ h 1Q K S tm734414 K表4.2反应器的总传热系数的确定的已知数据1 2 mK 1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 Cp a bT cT2（ J mol 1 K 1 9,其 对应的系数列表4.3。表4.3 物质热容系数abcC2Hk11.840.119670.00003651O28.170.0062970.0000

40、007494CQ26.750.0422580.00001425Ar20.770.000032060.00000005141N227.320.0062260.0000009502HQ29.160.014490.000002022查找部分物质的热容关联式 Cp a bT cT2 dT3（Cal mol 1 K 1 ），其对应的系数列表4.4abcdC2H-7.520222.062E-03-125.595E-06259.182E-10CabkO3.798156.498E-03-834.666E-07175.615E-10Q29.526-0.00893.81E-05-3.3E-08主反应：C2H4丄O

41、2c2h4O2Cp1abTcT2dT3a ac2h4o%2出0.5a2同理：b、c、 d据表4.4数据得:C P126.0810.070 T 61.17810 6T 2248 .56710 10 T 3副反应:c2h43O2 2CO2 2H2O62a bT cT2a2aH2O2aCOa - aC2H43aO2同理：b、 c据表 4.3 数据得：Cp2 15.47 25.065 10 3T 6.214 10 6T2反应器中主副反应温度由298K升到T时的焓变 Hr Hr2的确定标准反应焓变的计算在相关文献中查找各物质在298K Hf 10列表4.5。表4.5 各物质在298K H f成分CQbb

42、ON2QAr1H f ( kJ mol )52.26-52.63-393.509-241.818000Hr1H fc”H Gh4 0.5 H %52.63 52.26104.89kJ molH r22 H s 2 H fH2oHf c2h 43 H fo21322.914kJ mol2 (393.509 241.818)52.26由298K升到T时的焓变 Hr Hr2(单位：kJ mol 1)THR! Hr! 298 CP代入数据得:Hr, 99.735 0.0261T 3.5 10 5T2 2.039 10 8T3 2.59 10 9T4 同理： Hr2-1328.71- 0.0155T-1

43、.253 10-5T22.07 10-9T3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5100X 931=4748100kg h 1，则估算年产6万吨环氧乙烷工艺设计中热油的质量流量为 4748100X 6/8=3560000kg h 1。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y、Yb、反应器温度、导热油温度Ta随床层高度L变化的微分方程，可利用四阶龙格-库塔(Run ge-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

44、输出结果L(m)T(K)Ta(K)YaYb04744740.200.1475.38475.00260.19970.0002270.2476.69474.01110.19940.0004690.3477.91474.02530.19920.0007240.4479.08474.04470.19890.0009940.5480.19474.06910.19860.0012770.6481.26474.09830.19830.0015730.7482.28474.1320.19790.0018820.8483.27474.170.19760.0022040.9484.23474.21210.1972

45、0.0025381485.17474.25830.19680.0028851.1486.08474.30840.19640.0032431.2486.98474.36230.1960.0036141.3487.86474.41990.19560.0039961.4488.73474.48110.19510.0043911.5489.6474.54590.19470.0047971.6490.46474.61430.19420.0052161.7491.32474.68620.19370.0056461.8492.19474.76160.19320.0060091.9493.06474.8405

46、0.19220.0065442493.94474.9230.19170.0070132.1494.84475.0090.19110.0074942.2495.76475.09870.190.007992.3496.7475.19210.19050.00852.4497.68475.28940.18990.0090252.5498.69475.39060.18930.0095672.6499.75475.49590.18870.010122.7500.87475.60560.1880.01012.8502.05475.71990.18740.01132.9503.32475.83910.1867

47、0.0119233504.7475.96360.18590.012563.1506.2476.09380.18520.013243.2507.87476.23050.18430.013953.3509.75476.37430.18350.01473.4511.9476.52640.18260.01553.5514.41476.6880.18160.016353.6517.43476.8610.18050.017283.7521.18477.04790.17930.018313.8526.0247.25270.17790.01943.9532.69477.48140.17630.02083由表4

48、.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 X 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474Q Nto CpdT 5048766.5kJ/(mol h)465换热的对数平均温度tm 3.91七选取传热系数经验值为K0=450 /(m-2 C-1)S0797m2K0

49、tm0.4。l -s 1.3m n D由于催化剂有惰性物质支撑，取其长度为综上，反应器长度为6.0m。给出反应器的简图见图4.4。反应物进匚蛋牝檜订口8I5SIZ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（103Pa S）成分黏度（103Pa s）0.017HO0.0156GHO0.016N20.0273CQ0.0247O0.031Ar0.0355-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33混合物的黏度，即卩入=0.026 x 10-Pas，卩出=0.026 x 10-Pas则气体混合物的黏度：卩=0.026 x 10-3Pa- s当量直径ds的确定本设计中，催化剂采用YS 7Ag/AI2O3,7孔环柱状颗粒，外形尺寸9 8mm ,中央孔直径1.9mm，孔边直径1.5mm（见简图4.5）VP 0.78 5 0.00 8 0.0092 0.001 92 6 0.001 524.01 10 7 m3aP 2 0.7850.0092 0.001926 0.001520.0080.009 0.0019 6 0.0015426 10 mcVp 6