优秀毕业设计：年产55万吨环氧乙烷工艺设计

1、年产5. 5万吨环氧乙烷工艺设计摘要本文是对年产5. 5万吨环氧乙烷合成工段的工艺设计。本设计依据环氧 乙烷生产工段的工艺过程，在生产理论的基础上，制定合理可行的设计方案。本文主要阐述了环氧乙烷在国民经济中的地位和作用、工业生产方法、 生产原理、工艺流程。对主要设备如：混合器、反应器、环氧乙烷吸收塔、 二氧化碳吸收系统，等进行物料衡算，对环氧乙烷反应器设备进行热量衡算, 并对环氧乙烷反应器进行详细的设备计算和校核，确定操作参数、设备类型 和材质，使用cad绘制相应的工艺流程图，最后得出设备参数。关 键 词：环氧乙烷；工艺流程；反应器；物料衡算。process design of ethylen

2、e oxide with annualoutput of 55, 000 tonsabstractthe process of ethylene oxide wi th annua 1 output of 5,5000 tons was des igned in this paper. based on the actua1 product ion process and product ion theory reasonable des ign scheme was developed.the status and role of ethylene oxide in the na t ion

3、a 1 economy was d i scussed in thi s paper. furthermore, the produce methods, the principle of produce and process were a iso interpred. material balance of the main equipments, such as: the mixer, the reactor, the absorb tower of epoxyethane, and the absorb system of carbon dioxide have been calcul

4、ated. calculat ion of energy balance for the epoxyethane reactor were a iso carried out. equipment calculations and checking of the reactor were carried on detail. the parameters, types and materials of the equipments were conf i rmed. based upon, the high purity epoxyethane rect if ier was draw us

5、ing cad. finally, correspond measures for the product ion process were given.key words： epoxyethane; process; reactor; material balanceo第1章引言1§1.1环氧乙烷在国民经济中的地位和作用 1§ 1. 2环氧乙烷在国民经济中的地位和作用1§ 1. 2. 1生产技术1§ 1. 2. 2技术发展动向2§ 1. 3环氧乙烷的市场需求状况3第2章工艺概述4§ 2. 1环氧乙烷的性质4§ 2. 1.

6、1 e0的物理性质4§ 2. 1. 2 e0的化学性质4§ 2. 2生产方法的评述及选择4§ 2. 2. 1氯醇法5§ 2. 2. 2直接氧化法5§ 2. 3环氧乙烷的生产原理5§ 2. 3. 1氧化反应原理5§ 2. 3. 2二氧化碳脱除原理6§2.4设计方案简介7§ 2. 5生产方法的评述及选择11第3章物料衡算13§ 3.1物性数据13§ 3.2设计依据13§ 3.3循环系统的物料衡算13§3. 3. 1计算依据14§3. 3. 2混合器15

7、7;3. 3. 3反应器19§ 3. 3. 4环氧乙烷吸收塔 21§ 3. 3. 5 co?的吸收系统24第4章热量衡算26§ 4. 1反应器的热量衡算26第5章设备计算30§ 5. 1反应器设备计算30§ 5. 2确定氧化反应器的基本尺寸 30§ 5. 3床层压力降的计算31§ 5. 4传热面积的核算31§ 5. 5反应器塔径的确定32参考文献35致谢37第1章引言§1.1 环氧乙烷在国民经济中的地位和作用环氧乙烷（简称e0）,又称氧化乙烯，也称恶烷，是一种最简单的环瞇， 是乙烯工业衍生物中仅次于聚乙烯

8、和聚氯乙烯的重要有机化工产品，是最简 单最重要的环氧化物，在国民经济发展中具有举足轻重的地位和作用。从全球来看，环氧乙烷主要用作化学中间体，它主要消费于乙二醇，全 球环氧乙烷产量的60%都转变为乙二醇，乙二醇可进一步加工成聚酯纤维和 树脂。有13%的环氧乙烷用于制造其它二醇类（如聚乙二醇、二甘醇和三甘 醇等）。环氧乙烷的第二大销量是用于洗涤剂的产品。其它环氧乙烷的衍生产 品有乙醇胺、溶剂、乙二醇瞇类等。环氧乙烷也用作熏蒸消毒杀虫剂、杀菌 剂以及医疗器械的消毒剂。2003年全球环氧乙烷消费量为1 59 3. 4万吨。1 998-2003年年均消费増 长率达到5. 6%,预计2003-2008年和

9、2008-201 3年又分别以4. 6%和3. 4% 速率递增，即到2008年和2013年全球环氧乙烷需求量将分别达到1 995. 2 万吨和2358. 2万吨。我国由氯醇法生产环氧乙烷始于1 960年代，由于氯醇法对乙烯质量要求 不高，所以采用酒精发生乙烯和渣油裂解混合烯姪生产环氧乙烷在我国石油 化工发展初期具有一定意义。随着大规模引进环氧乙烷装置的建成和投产， 加上环保法规的日益严格，国内小规模的氯醇法环氧乙烷装置已无生命力， 于1 993年下半年淘汰。因经济原因，早期引进的空气法环氧乙烷装置大多也 改造为氧气法21 o§1.2环氧乙烷在国民经济中的地位和作用§1.2.

10、1生产技术1 922年ucc （联碳公司）建成首套氯醇法工业装置。1 938年又建成了首套 乙烯空气氧化法工业装置。1 958年shell （壳牌公司）建成首套乙烯氧气氧化 法工业装置。目前，全球环氧乙烷专利技术大部分为shell.美国sd （科学设 计公司）和ucc三家公司所垄断，这三家公司的技术占环氧乙烷总生产能力的 90%以上。shell. sd和ucc三家公司的乙烯氧化技术水平基本接近，但技术上各 有特色。例如在催化剂方面，尽管载体、物理性能和制备略有差异，但水平 比较接近，选择性均在80%以上；在工艺技术方面都有反应部分、脱co?、环 氧乙烷回收组成，但抑制剂选择、工艺流程上略有差异

11、。目前国内环氧乙烷 生产厂家均采用乙烯氧气氧化法生产技术，基本为引进技术。§1.2.2技术发展动向近年来，世界上环氧乙烷催化剂、工艺技术等方面有了新的进展。在催 化剂方面，目前已形成高活性和高选择性两大系列工业化催化剂。高活性催 化剂系列产品为s860、s861、s862、s863,具有初始反应温度低（218°c 225 °c）、初始选择性高（81%83%）、活性和选择性下降速率慢等特点，该系列催 化剂已应用于国内外20多家采用shell技术或其他专利技术的环氧乙烷生产 装置中。高选择性催化剂系列产品为s879、s882 ,催化剂初始选择性分别为 85%和 88%

12、。sd和ucc在新催化剂开发方面也取得许多进展，例如近期sd公司开发 的固载银及含有碱金属、硫、氟和磷族元素（p, bi, sb）,固载银及含有碱金 属、硫、氟和或锡，固载银及含有碱金属、硫、氟和魏系金属助剂的催化剂， 突破了以铢和过渡金属作助剂制备环氧乙烷银催化剂的传统方法。研制的催 化剂在反应温度2 32 °c 255 °c时，催化剂的环氧乙烷选择性可达81. 9%- 84. 6%。ucc公司报道了一系列催化剂研制专利，包括含锂、钠、钾、钮、佬、 钦中至少一种阳离子助剂，含硫化物、氟化物阴离子助剂和选自iiib-vib族 至少一种元素组成的减少环氧乙烷完全氧化反应的银催

13、化剂。而性能最优异 的是一种含银载体用硝酸钾和高猛酸钾溶液多次浸渍制备的催化剂，这种银 催化剂中含钾质量分数1. 512mg/g,猛质量分数37. 4mg/g,催化剂经21天运 行试验后，环氧乙烷选择性可高达96. 6%o§1.3环氧乙烷的市场需求状况我国最早以传统的乙醇为原料经氯醇法生产e0。20世纪70年代我国开 始引进以生产聚酯原料乙二醇为目的产物的环氧乙烷/乙二醇联产装置，我国 eo生产与应用已走上快速发展道路，至今已经引进十余套eo生产装置。2003 年我国eo生产能力约为1200kt/a。随着我国聚酯与表面活性剂等领域的迅猛发展，eo远不能满足市场需 求，因此有多家企业计

14、划建设规模化eo生产装置，可以预计未来几年我国 eo的生产能力将呈现迅速增加的势头。其中北京燕山石化于2004年将已有 的70kt/a的生产能力扩大到250kt/a左右；南京扬巴一体化工程9套核心装 置中含有一套240kt/a的eo装置，于2004年建成投产；中海壳牌石化有限 公司已在南海建设一套300kt/a e0生产装置，2005年建成投产；上海石化 已新建一套300kt/a e0生产装置，2005年建成投产；另外天津联化、独山子 石化等企业均计划在未来几年内建设规模化的e0生产装置。到2005年我国 e0的生产能力将激增至2160kt/a,在未来两年内国内e0生产能力将翻一番, 可见我国

15、e0工业市场需求与发展前景之好。第2章工艺概述§2.1环氧乙烷的性质§ 2 . 1. 1 e 0的物理性质环氧乙烷（简称e0）,英文名称epoxyethane,又被称为氧化乙烯，也称 恶烷，分子式：c2h4,分子量：44. 05，沸点：104°c,熔点：- 112.2°c,蒸 汽压：145. 91kpa/20°c.相对密度（水）=1: 0. 87,相对密度（空气）=1: 1. 52. 在常温下为无色气体，低温时为无色易流动液体，在空气中的爆炸限（体积 分数）为2.6%100%,它易与水、醇、氨、胺、酚、卤化氢、酸及硫醇进行 开环反应有乙瞇的气味

16、，其蒸气对眼和鼻粘膜有刺激性，有毒。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 热，甚至发生爆炸，因此存放环氧乙烷的贮槽必须清洁，并保持在0°c以下。§ 212 e 0的化学性质由于环氧乙烷具有含氧三元环结构，性质非常活泼，极易发生开环反应， 在一定条件下，可与水、醇、氢卤酸、氨及氨的化合物等发生加成反应，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。当用甲醇、乙 醇、丁醇等低级醇与环氧乙烷作用时，分别生成乙二醇一甲瞇、乙二醇一乙 瞇、乙二醇一丁瞇。它们兼具醇和瞇的性质，是优良的溶剂，用途很广泛， 可溶解纤维酯如硝酸纤维酯、工

17、业上称为溶纤剂。与氢卤酸作用，环氧乙烷 与氢卤酸在室温或更低的温度下反应，生成卤醇，可用于定量分析环氧乙烷 及环氧乙烷型化合物。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聚合生成聚乙二醇。§2.2生产方法的评述及选择环氧乙烷的工业生产方法有氯醇法和乙烯直接氧化法。§ 2 . 21 氯醇法氯醇法是早期的工业生产方法，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。1 922年ucc（联碳公司）建成首套氯醇法工业装置。尽管氯醇法乙烯 利用率高，但生产过程中消耗大量氯气，腐蚀设备，污染环境，产

18、品纯度低, 现已基本被淘汰。§2.2 . 2 直接氧化法直接氧化法又可分为空气氧化法和氧气氧化法。1931年法国催化剂公司的lefort发现乙烯在银催化剂作用下可以直接 氧化成环氧乙烷，经过进一步的研究与开发形成乙烯空气直接氧化法制环氧 乙烷技术，1 937年美国ucc公司首次采用此法建厂生产。1 958年shell （壳 牌公司）建成首套乙烯氧气氧化法工业装置，生产成本低，产品纯度可达 99. 99%。氧气氧化法与空气氧化法相比，工艺流程稍短，设备较少，建厂投资少； 氧化反应中催化剂的选择性高，反应温度比空气法低，对催化剂寿命的延长 和维持生产的平稳操作较为有利。通常氧气氧化法的生

19、产成本比空气氧化法 低10%左右。由于氧气氧化法比空气氧化法有明显的优越性，因此目前世界 上的环氧乙烷生产装置普遍采用氧气氧化法。6取刃本设计数据均参考乙烯直接氧化法。综上所述，本设计采用乙烯直接氧化法。§2.3环氧乙烷的生产原理§2.3.1 氧化反应原理乙烯氧化过程，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一环氧乙烷的方向上

20、，目前工业上乙 烯直接氧化生成e0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：ch2 -ch2c讯 + fq 臂/-101 kj/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co?和水并 伴随着许多寿命极短的部分氧化中间产物：c2h4+3o2 o2+2h2o - 1 308. 28kj/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), e0自身有也一定的阻止进一步氧化的能力。c2h4 +%。2 f ch 3cho(3)c2h4 + o2 t

21、2ch 2。(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e0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h20o反应速度由e0异构化控制。c2h4o t ch q cho(5)ch 3cho + 勞 t 2co 2 +2h 2。反应器副产物中除c02和h2o以外还有微量的乙醛和甲醛。它们在精制单 元中从e0和eg中分离掉，以上氧化反应均是放热反应。旷卯§ 2 . 32 二氧化碳脱除原理本装置采用碳酸盐溶液吸收co?,以脱除氧化反应的副产物co?,此吸收 为化学吸收：应分五步进行：(8)(9)(10)(11)h2o=h4 + ohk2co3c

22、o 广 + 2ich" + cof=hcok+ + hco3khco3c02 + oh=hco_；(12)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：khco3-*k2co3+co2十 h20(13)§ 2. 4设计方案简介ch,chi环氧乙烷 v (简称e0 )是最简单也是最重要的环氧化合物，在常温 下为气体，沸点10. 5°co可以与水、醇、瞇及大多数有机溶剂以任意比混合。 有毒，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 放出大量热，甚至发生爆炸，因此存放环氧乙烷的贮槽必须清洁，并保持在 0

23、°c以下。环氧乙烷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。 它的用途是制取生产聚酯树脂和聚酯纤维的单体、制备表面活性剂，此外还 用于制备乙醇胺类、乙二醇瞇类等。3一、反应过程分析：工业上生产环氧乙烷最早采用的方法是氯醇法，该法分两步进行，第一 步将乙烯和氯通入水中反应生成2-氯乙醇，2-氯乙醇水溶液浓度控制在6% -7% (质量)；第二步使2-氯乙醇与ca(oh)2反应，生成环氧乙烷。该法的优 点是对乙烯的浓度要求不高，反应条件较缓和，其主要缺点是要消耗大量氯 气和石灰，反应介质有强腐蚀性，且有大量含氯化钙的污水要排放。因此开 发了乙烯直接氧化法，取代氯醇法。工业上生

24、产环氧乙烷的方法是乙烯直接氧化法，在银催化剂上乙烯用空 气或纯氧氧化。乙烯在ag/ot-al203催化剂存在下直接氧化制取环氧乙烷的河南科技大学毕业设计（论文）工艺，可用空气氧化也可以用氧气氧化，氧气氧化法虽然安全性不如空气氧 化法好，但氧气氧化法选择性较好，乙烯单耗较低，催化剂的生产能力较大, 故大规模生产采用氧气氧化法。主要反应方程式如下：主反应+ 扌 qenzch2（气2 /0 厶的乩33 - 103e4kj/moln 107 2kj/mol副反应ch2=ch2+ 30-j2co2 + 2hq （气）- 1324>6kj/mol- 13246kj/mol由乙烯环氧化反应的动力学可知

25、，乙烯完全氧化生成二氧化碳和水，该 反应是强放热反应，其反应热效应要比乙烯环氧化反应大十多倍。故副反应 的发生不仅使环氧乙烷的选择性降低，而且对反映热效应也有很大的影响。 选择性下降，热效应就明显增加，如选择性下降移热慢，反应温度就会迅速 上升，甚至产生飞温。所以反应过程中选择性的控制十分重要。“门"二、催化剂的选择：环氧化法生产环氧乙烷是一个强放热放应，为减少深度氧化的副反应， 提高选择性，催化剂的选择非常重要。研究表明，只有在银催化剂催化下乙 烯的环氧化反应才有较高的选择性。工业上使用的银催化剂是由活性组分， 载体和助催化剂所组成。载体 载体的主要功能是分散活性组分和防止银微晶的

26、半熔和烧结，使 其活性保持稳定。由于乙烯环氧化过程存在平行副反应和连串副反应的竞争, 又是一强放热反应，故载体的表面结构及其导热性能，对反应的选择性和催 化剂颗粒内部温度的分布有显著的影响。载体表面积大，活性比表面积大， 催化剂活性高但也有利于乙烯完全氧化反应的发生，甚至生成的环氧乙烷很 少。载体如有空隙，由于反应物在细空隙中的扩散速度慢，产物环氧乙烷在 空隙中浓度比主体浓度高，有利于连串副反应地进行。工业上为了控制反应 速度和选择性，均采用低比表面积无孔隙或粗空隙惰性物质作为载体，并要 求有较好的导热性能和较高的热稳定性。工业上常用的载体有碳化硅，a- 氧化铝和含有少量氧化硅的a -氧化铝等

27、。助催化剂所采用的助催化剂有碱金属类，碱土金属类和稀土元素化合 物等。碱土金属类中，用得最广泛的是钦盐。在银催化剂中加入少量颔盐， 可增加催化剂的抗熔结能力，有利于提高催化剂的稳定性，延长其寿命，并 可提高活性。据研究两种或两种以上的助催化剂起到协同作用，可提高选择 性。抑制剂 在银催化剂中加入少量硒蹄氯渙等对抑制二氧化碳的生成，提 高环氧乙烷的选择性有较好的效果。工业上常在原料气中添加微量有机氯如 二氯乙烷，以提高催化剂的选择性，调节温度。三、反应器及混合器的选择：乙烯环氧化制环氧乙烷是一强放热反应，温度对反应的选择性十分敏感， 对于这种反应最好采用流化床反应器，但因为细颗粒的银催化剂易结块

28、也易 磨损，流化质量很快恶化，催化剂效率急速下降，故工业上普遍采用的是列 管式固定床反应器，管内放催化剂，管间走冷却介质。在配制混合气时，由于纯氧加入到循环气和乙烯的混合气中去，必须使 氧和循环气迅速混合达到安全组成，如果混合不好很可能形成氧浓度局部超 过极限浓度，进入热交换器时易引起爆炸危险。为此，混和器的设计极为重 要，工业上是借多空喷射器对着混和气流的下游将氧高速度喷射到循环气和 乙烯的混合气中，使他们迅速进行均匀混合。为了确保安全，需要用自动分 析检测仪监视，并配制自动报警连锁切断系统，热交换器安装需要有防爆措 施。四、影响因素（反应条件）的分析：反应温度乙烯环氧化过程中存在着平行的完

29、全氧化副反应，影响转化率和选择性 的主要因素是温度。温度过高，反应速度快、转化率高、选择性下降、催化 剂活性衰退快、易造成飞温；温度过低，速度慢、生产能力小。所以要控制 适宜温度，其与催化剂的选择性有关，一般控制的适宜温度在200°c-260°co（2）反应压力加压对氧化反应的选择性无显著影响，但可提高反应器的生产能力且有 利于环氧乙烷的回收，故采用加压氧化法，但压力高对设备的要求高费用增 加催化剂易损坏。故采用操作压力为2mpa左右。（3）空速与温度相比该因素是次要的，但空速减小，转化率增高，选择性也要降 低，而且空速不仅影响转化率和选择性，也影响催化剂的空时收率和单位时

30、 间的放热量，故必须全面衡量，现在工业上采用的混合气空速一般为4000/h -8000/h左右，也有更高的。催化剂性能高反应热能及时移出时选择高空速， 反之选择低空速。原料纯度原料其中的杂质可能给反应带来不利影响何：使催化剂中毒而活性下 降，如乙块和硫化物使催化剂永久中毒，乙块和银形成的乙块银受热会发生 爆炸性分解；使选择性下降（铁离子）；使反应热效应增大（治、c以上烷 怪和烯炷）；影响爆炸极限，如氮气是惰性气体但其会使氧的爆炸极限浓度 降低而且增加爆炸的危险性，氢也有同样的效应，故原料中的杂质含量要严 格控制（乙块5ppm, c3以上姪:lppm,硫化物1 ppm,氢气5ppm ）o（5）进

31、入反应器的混合气配比由于反应的单程转化率较低故采用具有循环的乙烯环氧化过程，进入反 应器的混合气是由循环气和新鲜原料气混合而成的，其组成既影响经济效益 也关系生产安全。氧的含量必须低于爆炸极限浓度，因乙烯的浓度影响氧的 极限浓度而且影响催化剂的生产能力，所以其浓度也需控制。乙烯和氧浓度 有一适量值（如浓度过高，反应快，放热多，反应器的热负荷大，如放热和 除热不能平衡，就会造成飞温），如果以氧气作氧化剂，为使反应不致太剧烈 仍须加入致稳剂。以氮气作致稳剂时进入反应器的乙烯浓度可达15%20%, 氧浓度为8%左右。由于反应的转化率比较低，为了充分利用原料从吸收塔出 来的气体须循环。由于循环气中含有

32、杂质和反应副产物，所以需要在循环之 前将一部分有害气体排除，即脱除二氧化碳。从吸收塔排出的气体，大部分 （90%）循环使用，小部分送二氧化碳吸收装置，用碱洗法（热碳酸钾溶液） 脱除掉副反应生成的二氧化碳。二氧化碳对环氧化反应有抑制作用，但适量提高其含量对反应的选择性 有好处，且能提高氧的爆炸极限，故循环气中允许有一定量二氧化碳，但不 宜过多。乙烯转化率单程转化率的控制与氧化剂的种类有关，用纯氧作氧化剂时，单程转化 率一般控制在12%15%,选择性可达75%-84%或更高。用空气作氧化剂时， 单程转化率一般控制在30%35%,选择性可达70%左右。单程转化率过高时， 由于放热量大，温度升高快，会

33、加快深度氧化，使环氧乙烷的选择性明显降 低。因为工业上采用循环流程，所以单程转化率也不能太低，否则会因循环 气量过大而耗能增加。§2.5生产方法的评述及选择（一）氧化反应部分一、工艺流程草图3 4 5 6图彝气氧化法反应耶舒的工艺流程.1、浪合器2. 热交換箸3、反应器4、环 氧乙烷吸收塔5. 二氧化碳吸收塔6、二氧化碳吸收液再生塔二、流程草图说明由于此反应为气固相反应，并且催化剂比较贵，所以选择列管式固定床 反应器。反应放出大量的热，所以须采用换热介质进行换热，根据反应的热 效应求得反应的温度在1 80°c250°c,因此选择矿物油作为换热介质，采用 外部循环式

34、换热。由以上流程图可以看出，新鲜原料气与循环气混合后，经过热交换器预 热一段时间后，从反应器上部进入催化床层。自反应器流出的反应混合气中 环氧乙烷的含量仅为1%2%,经热交换器利用其热量并进行冷却后，进入环 氧乙烷吸收塔。由于环氧乙烷能以任何比例与水混合，故采用水做吸收剂以 吸收反应气中的环氧乙烷。从吸收塔排出的气体，大部分（约90%）循环使 用，而一小部分需送入co?吸收装置，用热碳酸钾溶液脱除掉副反应所生成 的c02o送入co?吸收装置的那一小部分气体在二氧化碳吸收塔中与来自再生 塔的高温贫碳酸氢钾-碳酸钾溶液接触。在二氧化碳作用下转化为碳酸氢钾。 自二氧化碳吸收塔塔顶排出的气体经冷却，并

35、分离出夹带的液体后，返回至 循环系统。二氧化碳吸收塔塔釜的富碳酸氢钾-碳酸钾溶液经减压入再生塔, 经加热，使碳酸氢钾分解为二氧化碳和碳酸钾，co?自塔顶排出，再生后的贫 碳酸氢钾-碳酸钾溶液循环回二氧化碳吸收塔。乙烯催化氧化法制环氧乙烷的工艺需注意以下两点1、保障安全性对此工艺，由于副反应为强放热反应，温度的控制尤为重要，若反应热 未及时移走，就会导致温度难于控制，产生飞温现象。由于是氧气做氧化剂， 还存在爆炸极限的问题，所以反应气体的混合至关重要。可借用多孔喷射器 对着混合气流的下游将氧高速喷射入循环气和乙烯的混合气中，使它们迅速 进行均匀混合。为控制氧气、乙烯的浓度在爆炸极限以内，也为使反

36、应不致 太剧烈，需采用惰性致稳气，可采用血或chm乍致稳气。“2、保障经济性对化工行业的生产工业来说，经济性是应首先考虑的重要因素。为满足 此要求，应想办法使反应的选择性提高，催化剂的研究开发决定着反应的选 择性，故应采用性能良好的催化剂，并用二氯化物来抑制副反应的发生。还应考虑能量的利用率，想办法利用生产流程中各种位能的热量，充分 节约资源，降低生产成本。第3章物料衡算§ 3. 1物性数据表3. 1物性数据表2序号组分分子式分子量常压 沸点。c1氮气n228. 0134-195. 82氮气ar39. 9480-185. 873氧气o231. 9988-182. 984甲烷ch416

37、. 0423-162. 155乙烯c2h428. 0530-103. 716乙烷c2h630. 0688-88. 67二氧碳co244. 0095-78.458环氧烷c2ii1o44. 052410. 49乙醛cii3ciio44. 052420. 410水ibo18. 015210011乙二醇c2hq62. 0676197. 3§ 3. 2设计依据1. 设计任务：年产5. 5万吨环氧乙烷2. 年工作时间：7200小时3. 高纯eo收率：30%4. 乙烯单程转化率：10%5. eo的选择性：80%6. 二氧化碳的选择性：20%7. eo 吸收率：99. 6%8. 排空气体比率：0.

38、18%9. 以单位时间小时作为基准§ 3. 3循环系统的物料衡算§3.3.1计算依据(1) 原料氧气组成(mol%):7v2： 0. 0100 ar: 0. 2000o2： 99. 8000(2) 原料乙烯组成(mol%):ch4: 0. 0500 c2ha: 99. 8500c2h6: 0. 1000(3) 原料甲烷组成(mol%):n2： 2. 0000ch4： 96. 9000 c2h4: 0. 5000 co2： 0. 6000(4) 环氧乙烷吸收塔吸收液气比：2. 00(5) 二氧化碳吸收率：18.0%(6) 符号说明：进料：f?乙烯进料；f】一氧气进料；f3甲烷

39、进料；f 混合器物料；mfi 一反应器物料；rft-排放物料；w排放物产；r-循环物料(7) 主反应：ch2 -ch2ch + 討臂/-101 kj/molo副反应：c2h4+3o2 co2+2h2o - 1 308. 28kj/mol(8) 物料衡算图 乙烯催化氧化制取环氧乙烷得物料衡算框图：水溶液图3. 1物料衡算图其中：ff新鲜原料气mf原料混合气rp反应混合气sp混合分离气rc循环气p产品环氧乙烷w排空废气spc未脱除二氧化碳的循环气tc脱除的二氧化碳src脱除二氧化碳的循环气3. 2 混合器(1) 循环气体的温度：79. 00°c 压力l76mpa混合气出料温度：76. 0

40、0°c压力l76mpa进料气体被eo反应产品气体从78°c加热到152°c, 而产品 气体从202°c被冷却到1 38°c。(2 )环氧乙烷吸收塔吸收率():氮气：0. 0050 氮气：0. 0010 氧气：0. 010 甲烷：0. 0100乙烯：0. 0500乙烷：0. 0020二氧化碳：1. 3000 环氧乙烷：99.6000水：65. 2940 乙二醇：1 00. 0000(3)计算过程1 )计算新鲜乙烯原料中乙烯量5. 5 x 1000q x 100q7200 x 44. 0524 x 30 %=735.6559_ 计划任务x 1 00

41、00 x 1000= 开工率x 44. 0524 x合成收率kmo1/h新鲜乙烯原料中甲烷的量=735. 655999. 85 %x 0. 05 % =0. 3684 kmol/h新鲜乙烯原料中乙烷的量=735, 655999. 85 %x 0. 01 % =0. 7268 kmol/h新鲜乙烯原料的量=新鲜乙烯原料中乙烯量+新鲜乙烯原料中甲烷的量+ 新鲜乙烯原料中乙烷的量即：f2=520. 21 38+0. 2605+0. 521 0=736. 761 1kmol/h设：反应器的进料量为mf (kmol/h);新鲜甲烷原料量为f3；针对混合器 列乙烯和甲烷的物料衡算方程，得：mf x 30%

42、=mf x 30% x (1-10%) x (1 - 0. 0005) x 仃().001 8)+520. 21 38+珀x 0. 5%(1)mf x 50%=mf x 50% x (1-0. 0001) x (1-0. 001 8)+0. 2605+fm 96. 9%由(1)(2)两式联立可得mf=1 6991. 6030f3=44. 90332) 设：循环气中环氧乙烷的量为re0 ;反应器中的环氧乙烷的量为mfl0 ;环氧乙烷的摩尔分率为九。；针对混合器列环氧乙烷的物料衡算方程，得：循环气中得环氧乙烷的量=反应器中的环氧乙烷的量；反应器中环氧乙烷的量：mfeo = mfx ye() + m

43、fxyc2h4x 0. 1 x 80% x (1-0. 996) x (1-0. 0018)(4)由以上两式得:mf x畑mf x)匕心0x 0.8 x (1 - 0.996) x (1 - 0.0018)1-(1-0.996)x(1-0.0018)-解得：九。. 00013) 设：新鲜氧气原料的量为f, ( kmol/h); 针对混合器列氧气的物料衡 算方程，得：反应器进料中的氧气量=新鲜氧气原料中的氧气量+循环气中的氧气量mf x y02=fi x y/ oa+r x y, 02循环气中的氧气量=反应器中的氧气量-反应消耗的氧气量-氧气的吸收 量-氧气的排放量r x y/ 0严mf x y

44、02 - mf x yc21h x 0. 1 x 0. 8 x 0. 5_mf x yc21h x 0. 1 x 0. 2 x 3 x (1-0. 0001) x (1-0. 001 8)即：r x 8. 32 % =f| x 99. 8 % + mf x 8. 32 % - mf x 30 % x 0. 1 x 0. 8 x0. 5-mfx 30% x o. 1 x o. 2 x 3 x (1-0. 0001) x (1-0. 001 8)解得：f1 =693. 41 1 0kmol/h4) 设：环氧乙烷吸收塔吸收的二氧化碳的吸收率为qg,；二氧化碳吸收解析塔二氧化碳的吸收率为aca。针对混

45、合器列二氧化碳的物料衡算方程，得：反应器中的二氧化碳的量=新鲜甲烷进料中的二氧化碳的量+循环气中的 二氧化碳的量：mf x yco = f3x y 'co + rx y co?。循环气中二氧化碳的量=反应器中二氧化碳的量+反应生成的二氧化碳的 量-环氧乙烷吸收塔吸收的二氧化碳量-排放量-二氧化碳吸收解析塔二氧化 碳的量：r x yz c02= mf x yg+mf x yc2|h x 0. 1 x 0. 2 x 2 x (1-) x (l0. 0018) x(1 - qcq)即：mf x yco2=f3 x o. 6% + mfx yc02 +mf x 30% x 0. 1 x 0.

46、2 x 2 x (1-0. 013) x (1-0. 0018) x (1-0. 18)解得：)'cq =005 005) 设：新鲜乙烯原料量为f2；乙烷的吸收率为,针对混合器列乙 烷的物料衡算方程，得：反应器中的乙烷的量=新鲜乙烯原料中的乙烷的量+ 循环气中的乙烷的量：mfx yc =f2x y'c2h6 +rx y'c2h(>循环气中的乙烷的量=mfx yc ub x (1- ac2h6 )x(1-0.0018)即：mf x yc h( = 520.2138 xo.l% + mf x yc h x (1 -0.00002 )x (1 - 0.0018)解得：2

47、/6=0. 01756) 设：氮气的吸收率为&旳；针对混合器列氮气的物料衡算方程，得： 反应器中的氮气的量=新鲜氧气原料中的氮气的量+新鲜甲烷原料中的氮气的量+循环气中的氮气的量：iiiimfx 叽=fxy m+f3x)，g+rxy %循环气中氮气的量=mf xx(l-°n2)x(l-0.0018)即mfxyni = 509.9414x0.005% +16.3880x 2% + mfx yn x(1-0.00005)x(1-0.0018) 解得：歹心=0- ohs7) 设：氮气的吸收率为&旳；针对混合器列氮气的物料衡算方程，得： 反应器中的氮气的量=新鲜氧气原料中的氮

48、气的量+循环气中的氮气的量 mfxyar = f xy 刖 +rxyar循环气中的氮气的量=mf x x(l-cr4r )x(1-0.0018 )即：mf x yar = 509.9414 x 0.195% + mf x 儿，x(l- 0.00001) x(l- 0.0018) 解得：y加=0.03238) 设：水的吸收率为 5；循环气中水的摩尔分率为y/。，针对混合 器列水的物料衡算方程，得：循环气中的水的量=反应器中的水的量+反应生成的水的量 rx y h2o = mf x yh0 + mf x ychi x 0.1 x 0.198 x 2 x (1 - ahio) x (1 - 0.00

49、18)反应器中水的摩尔分率：yh1o=iych4 yc2h4 - y01 yco2y n2 九一 。=1-0. 5-0. 3-0. 0832-0. 05-0. 01 68-0. 01 12-0. 0323-0. 0001 = 0. 0063又有：fi+f2+f3+r=mf,即 r=mf-卩1-卩2-卩3得：r=1 6991. 60299-509. 9414-520. 9953-1 6. 3880=21 641.41 50kmol/h即:ry h2o = mfx0.0063+ mfx0.3x0.1x0.198x2x(l-0.64926)x(l-0.0018)得：y h2o=0. 0067计算结果

50、见表3-2表3.2混合器物料衡算结果表温度。c 压力mpa原料氣气40榆入物料循坏气791. 76输出物料761. 76原料乙烯302. 55摩尔流量 kmol/h摩尔 分率%原料甲烷102. 552. 75摩尔流量 kmol/h摩尔 分率%序号组分分子量摩尔流量 kmo1/h杯注摩尔流量 kmol/h摩尔 分率%摩尔流量 kmo1/h128. 01340. 03470. 00010. 89810. 0200271.84180. 0120272.77460. 01182ar39. 94801. 35210. 0020745. 31050. 0344746.66260. 032330;31. 9

51、988692. 02420. 99801231.26780. 05671923. 29200. 08324ch.16. 04230. 36840. 000543. 51130. 969011514.36550. 531811558.24520. 50005ch28. 0530735.65590. 99850. 22450. 00506199. 05670. 28716934.94710. 30006c战30. 06880. 73680. 0010403. 80180. 0179404. 53860. 01757co,44. 00950. 26940. 00601155. 55510. 0533

52、1155.82450. 05008cjlo44.05242. 31160. 00012. 31160. 00019h2018. 0152117.84910. 00671117.89410. 0051小计f,=509. 94141. 0000f2=736. 76111. 0000f3=44. 90331. 0000r=21641.4501.000023116.40901.0000合计输入物料总量mf=23116.4904§3.3.3 反应器（1 ）反应温度为243°c ,压力为1. 60mpa,反应物料由塔顶加入。（2 ）计算过程（y表示mf中各个组分的摩尔分率）1 ）反应器

53、出口的乙烯的量=mf x yc hi x（l-乙烯的单程转化率）=231 1 6. 49044 x 0. 3 x （1-1 0 %）=6241.4524 kmol/h2）反应器出口环氧乙烷= mfxycz x乙烯的单程转化率x环氧乙烷的选择性=231 16. 49044 x 0. 3 x 1 0 % x 80%=554.7958 kmol/h3）反应器出口二氧化碳=mf x yc2ih x乙烯的单程转化率x二氧化碳的选择性 x 2+mf x yco2=2 31 1 6. 49044 x 0. 3 x 10% x 20% x 2+231 16. 49044 x 8. 32 % =1430.448

54、5 kmol/h4 ）反应器出口水量（反应中每生成一摩尔的二氧化碳同时生成一摩尔的水)所以：方应器出口 = mf x )5,0 + mf x yc hi x乙烯单程传化率x二氧化碳选择性x 2=231 1 6. 49044 x 0. 0063+231 1 6. 49044 x 0. 3 x 1 0 % x 20% x 2 =672.6899 kmol/h5）反应器出口氧气量（混合器中氧气量-生成环氧乙烷消耗的氧气量- 生成乙醛消耗氧气量-生成二氧化碳消耗的水量）即：反应器出口水量=mf x- mf x yc h x乙烯单程转化率x环氧乙烷选择性x0.5_ mf x yc x乙烯单程转化率x二氧

55、化碳择性x 3=231 1 6. 49044 x 0. 0832 - 231 1 6. 49044 x 0. 3 x 1 0 % x 80% x 0. 5 -231 1 6. 49044 x 0. 3 x 1 0 % x 20% x 3=1233.2648 kmol/h6）反应器出口氮气，氮气，甲烷，乙烷的量因为在反应器中这些物料没有发生变化，所以其量等于进口的量 即：氮气=272. 2700 kmol/h氮气=746. 6626 kmol/h甲烷=81 1 558. 2452 kmol/h乙烷=404. 5396 kmol/h计算结果见表3. 3。表3. 3反应器物料衡算结果表输入物料输出物料温度。c压力mpa序号组分分子量5摩尔流量kmol/h尔率摩分量量/h质流kg摩尔摩尔质量流量分率流量kmol/h%kg/h2341.47质量 分率质量分率1n228. 0134272.77460. 01125349.42002ar39. 9480746. 66260. 032321947.026530231. 99881923. 29200. 083245236.74744ch16. 04211558.24520. 5000136292.1960. 0134272.27000. 011