年产6万吨环氧乙烷氧化反映工序工艺设计毕业设计说明书

1、毕业设计说明书题 目：年产6万吨环氧乙烷氧化反映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

2、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毕业设计（论文）外文摘要Title Annual output of 60, 000 tons of ethylene oxide oxidation process design processAbstractEthylene oxide is one of the basic organic chemical products. It was obtained mainly by the direct oxidation which ethylene and oxygen

3、 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 w

4、as 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 oxid

5、ation 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.Keywo

6、rds： Ethylene oxide Ethylene oxide process design目录1弓I言11.1环氧乙烷的性质、用途及本设计的背景、规模11. 2环氧乙烷的生产方式及比较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要紧设备的工艺计算及选型144. 2环氧乙烷吸收塔的计算26换热器的选型325平立面布置设计365. 1整体布置原那么366. 2要紧设备布置特点366管径、管材的确立及管道布置设计387. 1管径、管材的确立386. 2管道布置设计39结语39参考文献40致谢41附录421引言1. 1环氯乙烷的性质、用途及本设计的背景、规模环氧

7、乙烷的性质环氧乙烷乂称氧化乙烯(ethylene oxide, E0),是最简单、最重要的环氧化合 物或环醛。在常温常压下为无色易燃气体，低温时是无色易流动液体。有乙醛气味， 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，熔 点°C,沸点C,粘度-s,闪点小于C,自燃点429C,在空气中爆炸极限(体积分数) 为%100% 1 o其可与水、醇、醛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，乃 至发生爆炸，因此寄存环氧乙烷的储罐必需清洁，常维持在0C以下。由于环氧乙烷具有含氧三元环结构，化学

8、性质超级活泼，极易发生开环反映，在 必然条件下，可与水、氢卤酸、醇、氨及氨的化合物发生加成反映。其中与水发生水 合反映生成乙二醇，是制备乙二醇的要紧方式。与氨反映可生成一乙醇胺、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。环氧乙烷的用途环氧乙烷在化工、灭菌、军事等领域具有普遍应用。环氧乙烷在化工领域的应用环氧乙烷是用途普遍的合成中间体，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。要紧用于水合生产乙二醇，其为聚酯树脂和聚酯纤维的单体， 全世界环氧乙烷产量的60%都转变成乙二醇2 o第二用于生产乙醇胺类、醛类、非 离子表面活性剂、防冻剂、增塑剂、添加实验机剂、香料、高能

9、实验机燃料、推动剂。环氧乙烷的灭菌应用环氧乙烷仍是一种消毒灭菌成效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，能够杀灭多种病原微生物，包括细菌繁衍体、芽胞、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 业灭菌上用途普遍。经常使用于食料、纺织物及其他方式不能消毒的对热不稳固的药 品和外科器材等，其多采纳气体熏蒸消毒，如皮革、棉制品、化纤织物、周密仪器、 生物制品、纸张、书籍、文件、某些药物、橡皮制品等也采纳气体熊蒸消毒。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完全。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

10、的作用。如美国在越南战争期间利用的 BLU-82巨型炸弹内要紧成份确实是液态环氧乙烷，BLU-82巨型炸弹的杀伤力相当庞 大，相当于一次小型核爆，手腕相当残忍。在海湾战争期间，美军利用同类型的巨型 炸弹GBU-28解决伊拉克巴格达的一个防空洞，造成超过1000名平民丧生。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环氯乙烷的生产方式及比较环氧乙烷的工业生产要紧有两种方式：氯醇法和乙烯直接氧化法3 o氯醇法氯醇法是初期的生产方式，分两步完成，第一由氯气和水反映生成次氯酸，次氯 酸与乙烯反映生成氯乙醇，然后氯乙醇

11、与氢氧化钙皂化生成环氧乙烷。总反映为.CH+ 2C12+ Ca(0H)2= CJ1.0 + CaCl2 + 2HC1 + 2H2(1-1)此法的优势是反映条件缓和，对原料乙烯纯度的要求也不高，且乙烯利用率高， 但生产进程中消耗大量氯气，且反映物氯气和石灰及生成的盐酸易对设备造成侵蚀， 副产物CaCL处置难度大，污染环境，产品纯度低4。乙烯宜接氧化法乙烯在银催化剂上氧化生成目的产物环氧乙烷，此反映为放热反映5,主反 映为.(1-2)C:H, + = C=H,0与氯醇法相较，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，上述反映进行的同时.，还发生乙烯深度氧化生成副产

12、物二氧化碳 和水的反映.C:HS + 30：= 2C0：+ 2H:0（1-3）工业上经常使用氯化物，如1, 2-二氯乙烷（EDC）来抑制反映（1-3）的进行，与上 述两个反映进行的同时，还可能发生平行副反映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乂分为空气氧化法和氧气氧化法6o与空气氧化法相 较，氧气直接氧化法具有本钱低，产品纯度高的特点。另外设备体积小，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，利用纯氧做氧化 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

13、小规模生产， 乙烯单耗低，平安性较氧气法高，因此，最近几年来新建的大型装置大多采纳纯氧做 氧化剂，成为慢慢取代空气法占绝对优势的乙烯工业生产方式7o2流程简述本设计的范围包括：氧化反映进程、环氧乙烷的吸收、二氧化碳的吸收和解吸等 单元，具体地，如下图：化直接蒸汽5图工艺流程图二氧化碳解吸塔工艺流程说明：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映器反映，一段时刻后，反映产物 环氧乙烷、未反映的乙烯和氧气、氧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，将大部份的环氧乙烷吸收。吸收后的气体和少量 的环氧乙

14、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，部份驰放，部份紧缩。经紧缩的气体一部份与新鲜乙烯反映，另一部份经管道 进入二氧化碳吸收塔中，用碳酸钾水溶液吸收大部份的二氧化碳，脱除二氧化碳后的 气体通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 循环利用；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映。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宜接蒸汽加热提供。由于环

15、氧乙烷在水中的溶解度较其他溶剂的大、易患，能够降低本钱且吸生成效 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份二氧化碳排 空是由于副反映不断生成二氧化碳，若是不排放必然的二氧化碳维持系统内平稳，会 造成目的产物的产率下降，同时，从平安角度考虑，也会对系统造成必然阻碍。3物料、热量衡算3. 1物料衡算设计规模及条件 设计规模年产6万吨环氧乙烷，年生产时刻8000小时环氧乙烷计算，那么每小时生产的环 氧乙烷60000/8000=,折合环氧乙烷产量kmol h2o 设计条件乙烯的单程转化率为13%；乙烯对

16、环氧乙烷的选择性为80%；只考虑如下主、副反 映：主反映：C- + = 62H0副反映：C凡 + 30，= 2CO2+ 2H2出环氧乙烷吸收塔10%除二氧化碳后进入反映器；环氧乙烷吸收塔输出3%wt的环 氯乙烷水溶液。已知的物料组成见表（EDC含量很低，忽略其对进程的阻碍）。表物料组成组成（moM物流0 二co：ArNoEDC反应器进口20%8%03x1 O-*新鲜氧气 新鲜乙烯 反映器的物料衡算 反映器入口物质量的确信山环氧乙烷的产量、乙烯的转化率和环氧乙烷的收率确信乙烯在反映器中单位时 刻消耗量，再由原料乙烯的组成确立反映器单位时刻处置的气体总量，并由反映器入口的组成确立输入反映器的各物质

17、量。C此单位时刻消耗量:170* = 1638.94也? /?t 13%x80%反映器单位时刻处置的气体总量：”4其中氧气的量为：81947x6.8% = 557.2张/，同理求得反映器入口其它各物 质的量，见表。 反映器出口各物质量的确信以反映器为体系，通过对进、出反映器的各物质进行物料衡算确信反映器出口各 物质的量。(1)乙烯的衡算单位时刻输出反映器的量二单位时刻输入反映器的量一单位时刻反映的量=(kmol /)氧气的衡算单位时刻输出反映器的量二二(kmol心二氧化碳的衡算单位时刻输出反映器的量二单位时刻输入反映器的量+单位时刻反映生成的量二十X X X2=Ckmol h2)(4)水的衡算

18、单位时刻输出反映器的量二单位时刻输入反映器的量+单位时刻反映生成的量=X X X2=(kmol h ：)致稳剂氮气及氧气不参与反映，依照衡算结果将输出反映器的各物质的量汇总于 表。成分C：H. 0：C0： Ar H：0 N= C：H.O 总量进口物质的量(kmol lr)反应器进口组成2057100(mol%)出口各物质的量(kmol ir)反应器出口组成100(mol%)表反映器进出口物质的摩尔流量及组成环氧乙烷吸收塔的物料衡算出反映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仃分含量见表。co：Ar表出环氧乙烷吸收塔的各物质的摩尔流量及百分含

19、量CH物流点3出口物流单位时间物质的量(珈百分含量(mol%) 各物质总量 (kmoi )环氧乙烷分离罐及驰放量的物料衡算由流程可知，出分离罐的气体部份驰放，其组成与出分离罐气体组成相同，即驰 放气组成为。2、CO?、Ar. N2o由于系统中要维持A尸恒定，因此设Ar为Xkmo!.那么山驰放气的组成知：(按进出反映器氧平稳计算并作图2)G4的摩尔流量为:02的摩尔流量为:V xl8.2% = 2.05X 8.87%vx4.38% = 0.494X8.87%据图2进出环氯乙烷反映器的氧平稳列方程:249X+解得:得驰放气的摩尔流量列表。表驰放气的组成及摩尔流量驰放气组成（物流点4的组成） 驰放量

20、（kinol仁） 驰放总量Qkmol h-'）ArX10%=驰放气图 进出反映器氧的摩尔流量框图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 化碳后进入反映器的量之和的差值。那么：C凡的摩尔流量：kmol - K1CO。的摩尔流量：kmol -其他循环量计算同上，整理反映器循环气量见表，表与原料气混合的循环气体量物流点5的组成 QLCQ.或单位时间物质的量（kmoM）物流点6的各量计算由于要维持系统平稳，在驰放多少氮气就应该补充多少，即补充的致稳剂的量为: kmol h8,的脱除量即为出反映器的CQ的量的10

21、%与驰放气中CO,的驰放量之和，即 £为：X 10%+=o； h23. 2热量衡算确信各股物流的进出口温度进反映器器前换热器的气体物流的温度的确信进反映器器前换热器的气体物流的温度、流量及组成见表。表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(kmoLtrx )组成总量(kmollr1 )物流点6(新鲜进料)298K0：CM物流点50:(分离罐出的循314KN?环气)ArCMo：物流点434 3KN;(循环气)CO：ArCMo：XT混合后各物质的物流量co:Ar进反映器器前换热器的气体物流的温度的确信方式是：设其为绝热进程，见图。物流点4 (343K)+物流点5 (314K

22、)+物流点6 (298K)Q3物流点4(T)+物流点5(T)+物流点6(T)图气体物流的温度的确信示用意由示用意知:Q=Qx+Q2+Q3=0各股物流从314K降到298K所放出的热量。Qr H 0 4 = 142.588 x(-“(11.84 + 0.11967/-3.651 x0r/T = 一 102753 .2k，h"同理：2、=M),CpA/=-1653544k/Qn, =-216605.88k-h-'一Qz =-21870.97Kh"Qi =&必 +&2 +。加 +Q2 =-3577655kJhT各股物流从343K降到298K所放出的热量。Q

23、clh = NpjCp4 = 142.588x( -，：(11.84 + 0.11967，一3.651 xI。-"?)/T) = -120510783 .9kJ- h 同理：Q), = Cp - A/ = -1886212SV - h-1(2,v =-2632549169kJ-h-1Qn, =-2470788867V-h-1 一Qs、=-515627995kJ-h-102 =2必 +&二 +。加+。* =-103186687k/M(3) T值的确信ft = HQ1 +Q2) = VCpAT = 10676434.8kJ h"B|J：10676434.8 = 8194

24、.8汰:(24.36 料 0.0315 9 9.05x106.整理得:988330=24.36gT + 0.016f-3.017xl0T3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信见表。表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依照热量衡算结果汇总各设备进出口温度，见表.表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

25、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各装置的热负荷反映器的热负荷。反=Cp&T _ 3560000< 2.604x(4775-474)广1一1-0.05反映器后冷却器的热负荷nEpM' 810948x4.18x £*(5.606+ 0.00744 -1.47 x 10-312 - 4.76x 10-,0 t3 )dt3 = r = 匚-=-l 188415AJF1反映器前换热器的热负荷Qe,=/ViCpAT 819486x,(24.368+ 0.03 15-9.05x 10-6t

26、2)dt = 4091113*11-0.05（4）二氧化碳吸收塔顶冷却器的热负荷N CpAT 711.3x (23.613+ 0.0284 -7.952x 10-612)dta =-L- =_ = 一160623&/?7£j 1-7?1-0.054要紧设备的工艺计算及选型4. 1反映器的计算反映进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09x8”，中央孔直径01.9m/w,孔边直径"5“，活性温度范围在200以上。由 于主副反映均为放热反映，而副反映的活化能及热效应均专门大，因此进程温度的操 纵超级重要，应该低于300C要及时移出反映

27、放出的热量，为此选择外冷列管式反映器。 依照反映器的温度操纵范围，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25mm。基于 此反映器的设计计算选择一维平推流模型，即只考虑反映组分及反映器温度和导热油 温度随床层高度的转变。催化剂的动力学模型（与、&别离为环氧乙烷和二氧化碳的生成速度） 选择YS-5型Ag/A/。，针对该催化剂测定的宏观动力学模型8。(4-1)(4-2)R =J'l + KC02-PC02+K02.P0j-PHi0 1 + KedcjEDCr 二LPd ：I1 + Kco -Pco +K0 -PoPho 1 + Kedc.2EDC

28、LU LU? 32Ri、R二环氧乙烷和二氧化碳的生成速度8.171X1O1RgT ,k)=exd 30.78-1,093x105RgT为主副反映的速度常数Kg=心.42.37旬。24.6N1.176x10sRgT为二氧化碳和氧气的吸附平稳常数1i+勺“," edc11 + Ke。2 " EDC别离为抑制剂对主副反映速度的阻碍，在EDC的浓度为ppm级时，趋向于1,本设计忽 略该项。动力学方程式的变换在不考虑其它副反映的情形下，进程有两个独立反映，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, 第一对动力学方程进行变换，将

29、动力学方程转化为只含有乙烯和环氧乙烷的摩尔分数, 即七%、汽必。的函数。（1）气体压力月的治必、“必。函数表达式由于动力学方程式（4-1）. （4-2）中存在各类气体物质的压力，可利用各物质的 分压=P9. ”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 质的含量乂是3心%、咒M。的函数（在这次设计中，考虑初始状态没有目的产物生成, 那么初始状态兴必。二0）。别离用Nt。和N,表示初始状态及某一刹时气体总的摩尔流量，那么由方程式（4-1） 和（4-2）知：进行反映时体积将减少，而减少的是由方程式（4-1）产生的，其转变 量为总的摩尔的转变量即0.5%7儿.”=叫。-峪，那么躇

30、 =1+0.5汽必。，那么各物质 的含量乂是%皿、此M。的函数变换如下：_ Ma _ 线,）053.）&山-3（N7.0北,4 o -N义2H工。）Tntnt整理得：% = （%2,。一”。244，。）（1+°,先必 O）+ 3yC24 +2.5%2切）&= 3小 儿 +2.234兴必。-0.532同用计算方法，蹒得：）屹=0482股M一1.76%必。）'%o =04-2先必-1.8%必o各物质气体压力是汽皿、汽”的函数，整理得：%=RQ48-2)3L76)，C")% =P.)& =尸.(3)&，+2.2342也。-0.532)42。

31、="(°，4-2)匕4 一18y3/40)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%皿、%必。表达的动力学方程式。成立一维平推流模型(A- G4 ,b- c2h4o)以随床层高度L转变的微分方程选长度为dL的微元段反映器进行物料衡算，关键反映物乙烯为衡算对象。微元衡 算示用意见图。Nto caodLNa NA+dNA图微元衡算示意图此一初始总的物质的量(单位：kmol h'1) 加一初始乙烯的浓度(单位：卬。£-') 堆密度P=620心£hx10"3x620N也

32、i-62。多dv （1 +。5%）«,dVR =D2ndL即：=24d LTV丁 o 反映器温度T随床层高度L转变的微分方程选长度为dL的微元段反映器进行热量衡算，微元衡算示用意见图。T+dTNio CAOdL图微元衡算示用意”修一主反映放出的热量（单位：kJ mo” “仃一副反映放出的热量（单位：kJmoP）K一传热系数（单位：（/尸尸?”，） i一某物质的物质的量流量(单位：kmol拄)Cpi一某物质的比热容(单位：J(mol-iK-1)0 = ENCp, (T -TQ ENjCpj (T + 47 7基)十 6(一AHRJ 匕 x 620+ (A/ZR?) M% x 620K

33、(T 7；) MA2dA = iDndLIJr ->目口 dT即：dL(八 A/7R1+；g .AHR?)." ： £>2x620+K (77；)2NG, 为随床层高度L转变的微分方程同当选长度为dL的微元段反映器进行物料衡算，关键反映物环氧乙烷为衡算对 象。0 = % (M + c%) + 八 x 10-3 * 6 2 Q7 4 Nr = Nt yR =B T i (1+0.5%)”即:箝(l + 0.5y)2-D2-/?xl0-3x620Nt,o 导热油温度加随床层高度L转变的微分方程导热油没有化学转变可是有温度转变,选整个反映器为研究对象，对导热油温度微

34、元转变作热量衡算。导热油进入反映器后的温度加随床层高度L转变的模型如图。图热量衡算示用意。=乂 志）以一M （<+<!4 一期£）+ 长（7一（）山44 =4。ndLdT； _K（T T）7r D nl''J： dL _ 7Va-Cp确立相应的参数通过确信心、入，与床层高度L的四阶微分方程中各个参数，和给定为、»、T、7；的初值，进行运算机编程来实现对反映器长度的计算，从而确信反映器的 大小。因此确信相应的参数是一个必不可少的环节。确信本设计内容中的设计参数总 结如下表所示表。表设计参数总表反应器的列管数8000反应器的列管直径（皿）中25反应器

35、总压反应器的进口温度（K）474热油的进口温度（K）474热油的流量（kQ ./rl ）3560000热油的热容（kJ"C"1）热油的密度（依.D931反映器的总传热系数的确信反映器的总传热系数的确信：依照燕山石化年产8万吨环氧乙烷的实际工艺设计 方案及参数，反算反映器的总传热系数K。已知数据列表。表 反映器的总传热系数的确信的已知数据反应器的列管数13500反应器的列管长度（m）反应器的实际传热温度（）280266热油的进出口温度（°C）254259热油的流量（/ .- 1）5100热油的密度（kg m-8）931热油的热容（kJ kg -,）反应器的列管直径2

36、5依照:Q = K S A .=匕J Atm_ 乙一十一( 一与)_ 254-280-(259-266) _"=, 254-280=In - LIn2-心259-266S = 7?Z.tzOx90% = 1 3500 7.7x /x Z>x90% = 7344,产:.Q = 5 00x93 lx 2.68x (259- 254) = 636245491 /尸: Q = K S /, = 7344x 14K解得： K = 656kJ 仁 “2 KT反映器中各物质的热容值的确信由相关文献查找各物质的热容关联式。= +人丁+。72( JinoH 9,其 对应的系数列表。表物质热容系数

37、CH 0; CO： ArN3H=0查找部份物质的热容关联式6 =4 + " + "2+"3fI ），其对应 的系数列表。表物质热容系数abedC：HiO0;主反应：C2H4+-O2=C2H4OCf =+ /?/+MT，+ MT、M =-OS。，同理：Ab、Ac> Ad据表数据得：Q = -26.08 1+0.070T-61.178x 1 T2 + 248567x 1LL副反映：C,H4+3a=2Ca+2HQ Cp、= M + MT + c7</ Atz =勿h。+ 2（：”, - cigH 3o, 同理：Ab、Ac据表数据得：Cp、= 15.47-25

38、.065X 10-37 + 6.214x 1 OT2 反映器中主副反映温度由298K升到T时的焙变凶用、MR?的确信标准反映焙变的计算在相关文献中查找各物质在298KAH/ 10列表。表各物质在298KAH/成分C此C=H,0co：H：0N:o：Ar&H ； ( kJ 7noF )000Hr： =-AH%c加-0.5A/ =一52635226 = 104.89口 他厂=2x(393.509+241.818;5226 =1322914U 加。/由298K升至IJ T时的焰变zV、AH/M单位：kJ ，no)% 3H "T代入数据得:AHri = -99.735-0.026 IT

39、 + 3.5xl O-V2-2.039x 10'L + 2.59x 10-9T4同理：AHq =.132871-0.0155T-1.253<ia5T2+2.07xia9T3热油流量估算依照燕山石化年产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5100X931=47481004/尸，那么估算年产6万吨环氧乙烷工艺设计中热油的 质量流量为 4748100X6 / 8=3560000依/尸。反映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散布%、力、反映器温度、导热油温度74随床层高度L转变的微分方程，可利用 四阶龙格-库塔(Runge-Kutta

40、)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。表结果显示表输出结果 L(m) T(K) Ta(K) YaYb04744740-由表数据可知，反映器列管长度为m即可达到相应的乙烯转化率要求，考虑到催 化剂在利用进程中活性会有所下降，实际列管选Xm。反映管入口段无催化剂，现在不进行反映即不放热，关于壳程，由于移热油管 入口稍靠下，进油管口前段即可看做是壳程的死区，油的温度大体不变成油的入口温 度，由以上分析可把此段进程做如下简化：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 = Mo JCpdT= 5O4

41、87665U /(mol- h)465换热的对数平均温度筛=391选取传热系数体会值为Ko=45O -/(in2So= 797/n2KMl = - = 1.3mn7tD由于催化剂有惰性物质支撑，取其长度为。综上，反映器长度为。给出反映器的简图见图。膨胀槽进口反应物进口H匚图反映器简图床层阻力降的校核反映器中气体混合物黏度的确信通过查找相关书籍，得气体混合物中各物质的黏度11见表。表 气体混合物中各物质的黏度成分黏度(xio3)成分黏度C=H,H:0GHiONcco:0：Ar依照上表及反映器进出口组成，据其反映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U入=x 10-3pa s, p

42、H1=X10-3Pas那么气体混合物的黏度：P=X10-3Pa - s（2）当量直径4的确信本设计中，催化剂采纳74g/A/zO3,7孔环柱状颗粒，外形尺寸中 央孔直径机.9mm,孔边直径加见简图4.5)l$=0,785x 0.008x(0.00 0-0.001 孑一 6 x 0.00 l)=4.01xl0-7ap=2x 0.7 85x(0.00 0-0.001J - 6 x 0.001 亍)+ 4 x 0.008x(0.009+ 0.0019+6x 0.001 9= 6x10F/. 4 =6= AOp6x4.0 lx 10-7""6x107-=40 lx ICT?7n图催

43、化剂示意图（3） Re的确信选床层平均温度T = 50W ,床层间隙率。=12,混合气体摩尔质量M = 30.73kg kmo 混合气体黏度/ = 0.026x 10-3Pa s.流体的密度：=15.2物?-3PAf _2.1x30.73x106x10-3PfRT 8.314x508流体的平均流速:G _81947x30.73一万一 3600x15.28x8000x0785x0.0252 R。=（占靠制7 = 52%I。属完全湍流压强降的校核./> =八,华；¥）乂9（修正摩擦系数工”=詈+1.7541.75）.AP = 1.75M = / = 1.乃 xl528xl.7：xl

44、-047x4.3 = 02Mp <10%x2.1dx ）4.01x10-3x0.47-由于在床层校核中，床层间隙率取最小值，且实际装填催化剂时靠近壁面的间隙 较大，实际的床层孔隙率较所取值大，B|J,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%。.反映器床层符合设计要求综上计算咱们能够得出反映器的最终计算结果：反映器内反映管的长度是m.4. 2环氧乙烷吸收塔的计算由图知从紧缩机出来的气体一部份进入混合器参加循环，另一部份从环氧乙烷吸 收塔底进入，从塔顶进入的纯水（XlO）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）从塔底出，

45、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工出口环氧乙烷水溶液摩尔仃分比:入口混合气环氧乙烷摩尔百分比：丫尸(4-3)惰性气体的流量：依照单位时刻进出吸收塔的物质的量相等，那么有:43=q1.Xi解（4-3）式得：%,= 133068公。/尸相关数据的确信平稳常数m的确信由文献12查得环氧乙烷在水中的溶解度关联得到下环氧乙烷在水中的溶解度c= m-3p 996.95 orm = 0.317c,M 174.052x18气膜扩散系数的计算由文献由文查得气膜扩散系数的计算利用吉利兰（GiHi吉利）计算式:(4-4)c 0.

46、0043T1 n rG P(力+/肛+%式（4-4）中各个量的物理意义及数据确信：Dg一环氧乙烷在气体中的扩散系数（单位：cnfs"）混合气分子量MkMb混合气分子量Ms=44T绝对温度（单位：K） T取吸收塔进出口的算术平均温度即3414尸T体总压强（大气压）户取1820瓦%Va一混合气的克分子容积（单位：cm mor1）Vs环氧乙烷的克分子容积（单位：cm mol：）其中，各物质的克分子容积通过文献13查找并计算取得，*勿。厂二勿。1工将所确信数据带入式（4-4）可得：Dg=X10-宕液膜扩散系数的计算由文献13查得液膜扩散系数的计算式:Dj =7.4x10（4-5）式（4-5）

47、中各个量的物理意义及数据确信：尻一环氧乙烷在液体中的扩散系数（单位：cnfs'）X一溶剂的缔合参数X取八一溶液的黏度（单位：Pas）v一水的克分子容积（单位：cm mol'1'）乱一水的相对分子质量T绝对温度（单位：K） T取吸收塔进出口的算术平均温度即2985将所确信数据带入式（4-5）可得：DL=X10V-r气膜吸收系数上及液膜吸收系数屋的计算气膜吸收系数由下式14计算：kG= 0.237（人严（士）；（24（4-6）。曲，P,v RT式（4-6）中各个量的物理意义及数据确信：%.一气相质量通量（单位：kmol ini： KPa1 ） uv= <in h

48、9;：） v混合气体黏度（单位：Pa-s） 5二（££）T绝对温度(单位：Q T取气相入口温度3414d一填料的总比表面积(单位：m2- m_3)&=109m二m-3将所确信数据带入式(4-6)可得：yxiBmol(£KPC填料的湿润比表面积%计算填料的湿润比表面积采纳修正的恩田关联式14计算：'/0-75 /> / 2， 、0.2、 = l-exJ-l.d |皿| 陷(4-7)J式(4-7)中各个量的物理意义及数据确信：Ul液相质量通量(单位：kmol (;? h： KPa1) )u尸(/6)o l液体的表面张力(单位：kg 拄Cdyn/c

49、nP1296Gkg 拄二)。(.=972000 kg K"。C一填料材质的临界表面张力(单位：kg- 0 =940896 kg 六将所确信 数据带入式(4-7)可得：8二不液膜吸收系数由下式14计算：=0.009*ltL氏/lPR RT(4-8)将所确信数据带入式(4-8)可得：卜后£/KPH'的计算查有关资料开孔环填料形状系数力=14，那么kc.a=kcair 4)=X 10-3X X 同理：k©=kg,2二二-、14-由 k,Gd= 1 + 9.5 -0.5 kGa= 1+X () X=11 b)一 (产-同理：k'a= 1 + 2.6 -0.

50、5 kLa=”)那么：K(.a = 一1y = j1一= 0.124kmoh产 h- - KPa-l: 1: 1kca Hk.a 0.541 1.68x0.096 OL塔径D的计算D =填料塔直径采纳式(6-7)计算，计算塔径的核心问题是确信空塔气速u,空塔气速 采纳泛点气速法确信，而泛点气速采纳埃克特(Eckert)通用关联图14得知。那 么(4-9)气相质量流量为:wv- X = h'1液相质量流量为:wL=X 18= h'12395224( 15.52、2369494k99G95?Eckert通川关联图的横坐标为:0.5= 0.13查Eckert通用关联图得:”我匕生J2

51、=o J2 g Pl查散装填料泛点填料因子平均值图得：“LMOnfi。.12夕送、!我犯“。210.12x9.81x996.95' 14Oxlxl5.52xl02=0.7357取 u= X = s'1由4-9式得：D二圆整塔径取D=3000mm泛点率校核:236949 4/(3600x652)=0600Ml 0.785 x32£ =建=。.816（在许诺范围内）填料规格校核:2 =%=6。>8 d 50液体喷淋密度校核:液体喷淋量（单位:m3 h-1)取最小润湿速度为（L）Mnir.=( L) &二 X 109= e(II) h ')液体的喷淋密

52、度：Lh 239522.4/996.950.785 D20.785 x32=34广尸力"> wmin综上：经以上校核可知，填料塔直径选用3000mm合理。填料塔高度计算气相总传质单元高度网.OG= 4.93/?785381KYad - KGaPC 0.124x 1820x 0.785x 32经查文献得，关于不同直径的填料其对应的理论板当量高度如下:表不同直径对应的理论板当量高度填料直径（mm）253850HETP（m）故，选体会值理论板当量高度为。气相总传质单数Nog传质推动力:纯=Y / = Y -iX= 0.02145-0.317x0.01266= 0.01744K = K 匕" =K -rnX. = 0.000014。，4N“da0°2L° 叫 7.46 = 9.18升_转 轨0.01743填料塔高度Z二Hx K二换热器的选型换热器的选型方式：已知换热器的热负荷，通过公式。= KS-4,“即可计算出传 热面积S,其中总传热系数5通过查相关文献15可查得。相关数据的确信总传热系数4的选取(见表)表总传热系数K值选取K 的选取(w/ (m2 )器后冷却器(E-0103)有机物热流体650冷流体(u < X 10-3Pa