化学反应工程课程设计：年产13400吨环氧乙烷的固定床第一反应器

1、辽宁科技学院课 程 设 计课程名称： 化学反应工程课程设计 学生姓名： 学号： 学 院： 生物医药与化学工程学院 班级： 指导教师： 2012年 1 月设计任务书题目：年产13400吨环氧乙烷的固定床第一反应器1.设计条件（1）技术指标 年工作287天，反应后经分离、精制过程，回收率为90%，第一反应器所生产产品占总产量的90%，要求年产13400吨（2）反应器操作条件进料温度483K、反应温度523K、反应压力981KPa、空速需查5000h-1；转化率20%，选择性66% 。（3）催化剂 球形催化剂（以银为催化剂）DP =5mm，空隙率=0.48（4）反应器形式 第一反应器采用列管式固定床

2、反应器，管径为27mm×2.5mm,管长8mm,催化剂充填高度5.7m。（5）换热条件 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0 = 2717Kj/(m2·h·K)。（6）原料气组成组分C2H4CO2O2N2含量（mol%）3.47.75.683.32.设计要求（1）搜集和整理物性数据，确定设计任务书中没有给定工艺参数；（2）反应过程的物料衡算与热量衡算；（3）反应器的主要工艺尺寸的确定、反应器内管子数量计算；（4）催化剂用量和床层压力降的计算；（5）绘制有关图纸3.设计成果（1）设计说明书一份设计说明书的内容应包

3、括：设计任务书，摘要，Abstract,目录，概述（环氧乙烷的性质），设计方案确定，工艺计算，设计结果汇总，设计评述与讨论，参考文献，致谢。 设计方案的确定：环氧乙烷生产方法的确定、催化剂的选择、生产工艺条件的确定（反应温度、压力、空速）环氧乙烷生产工艺流程。工艺计算：反应原理、原料组成、反应器条件、物料衡算、热量衡算。反应器设计：催化剂用量、反应器的基本尺寸、床层压力降计算、传热面积的核算（给热系数、总传热系数、传热面积的核算）反应器直径的确定设计评述与讨论：对自己完成的设计进行总结，取得了哪些成果，尚存在哪些问题或不足，以及改进的意见和措施。（2）设计图纸生产系统的工艺流程图（2#图纸）；

4、主设备图（2#图纸），以及温度转化率、压力与床层高度的曲线。题目：年产13400吨环氧乙烷的固定床第一反应器摘 要 采用乙烯直接氧化法对年产13400吨环氧乙烷的装置进行初步的工艺设计。主要对环氧乙烷的氧化反应器进行了工艺和设备尺寸的参数优化。 简介了直接氧化法合成环氧乙烷的方法及反应原理。根据设计条件和要求，通过物料恒算、热量恒算及其他工艺计算设计出年产13400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。关键词 :环氧乙烷；固定床反应器；设计计算Topic：Annual output of 13400 tons of ethylene

5、 oxide, the first fixed-bed reactorAbstract This design presents a preliminary process design ofoxirane unit that using the direc oxidation of ethylene，call produced oxirane 13400 tons every yearIn the design，wemainly calculated the process parameter and the size of the oxidized reactor Introduced d

6、irect oxidation synthesis methods of epoxy ethane and reaction principle.According to the design conditions and requirements，through constant calculate, heat material constant calculate and other process calculation designed annual l34,00 tons of epoxy ethane fixed-bed reactor, and determined the re

7、actor selection and size, calculate pressure drop, catalyst etc, designed to meet the requirements of the reactor.Keywords Oxirane ,Fixed-bed reactor,Design and calculation目录1概述52 环氧乙烷的性质62.1物理性质62.2化学性质63设计方案及反应器型的确定83.1 环氧乙烷的生产方法的确定83.2 环氧乙烷生产工艺条件的确定93.2.1 反应温度93.2.2 反应压力93.2.3 空速93.3催化剂的选择93.4环氧乙

8、烷生产的工艺流程103.4.1 工艺流程概述104 设计条件114.1 反应原理114.2 原料组成114.3 反应器条件114.4 物料衡算124.5 热量衡算145反应器的设计175.1 计算催化剂床层体积175.2 反应器的管数计算与确定175.3 第一反应器内径的确定185.4传热面积的核算19床层对壁面的给热系数195.4.2 总传热系数的计算205.4.3 传热面积的核算205.4.4 床层压力降的计算21设计结果汇总22设计评述与总结22参考文献231 概述环氧乙烷(Oxirane)又名氧化乙烯(Ethylene Oxide)，是最简单的环状醚。分子式C2H4O，分子量44.05

9、，易燃易爆有毒的液体。在环氧乙烷的生产发展过程中，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法生产的。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，对原有的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

10、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。2 环氧乙烷的性质2.1物理性质常温下环氧乙烷为无色、具有甜醚味的气体。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，沸点为283.5K，熔点161.7K,燃点702K，自燃点844K，爆炸范围为3.6%-78%（体积分数），在空气中允许浓度为150mg/kg，粘度在10时为，热导率在25时0.0001239J/(cm.s.k)，在标准状况下比热容为1.96KJ/kg.K。2.2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它化合物进行加成反应，放出

11、大量反应热，有的反应进行得非常剧烈，甚至产生爆炸。(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(2)加成反应环氧乙烷与含有活泼氢原子的化合物，生产含OH的化合物与水反应环氧乙烷与水反应生成乙二醇，这是工业上生产乙二醇的方法。 该反应为放热反应，热效应为963kJ/mol。反应过程不采用催化剂。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。 与苯酚反应环氧乙烷与苯酚反应生成苯氧基乙醇。 (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下可

12、以有控制地氧化成羟基乙酸，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二铝、磷酸、磷酸盐等催化剂存在下可异构化为乙醛。 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存净化的难度。(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R2C=O、SC=S、O2S=O、RN=CO、OS=O等。(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办法，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

13、氟的路易斯酸。反应在室温、常压下进行。(8)与二甲醚反应在BF3作用下环氧乙烷与二甲醚反应生成聚乙二醇二甲醚。该反应在工业上用来生产低分子量的均聚物，其产品广泛用作溶剂。3设计方案及反应器型的确定3.1 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

14、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。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。(2)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

15、水，造成严重污染；乙烯次氯酸化生产氯乙醇时，同时副产二氧化碳等副产物，在氯乙醇皂化时生产的环氧乙烷可异构化为乙醛，造成环氧乙烷损失，乙烯单耗高；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。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、。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

16、化剂上乙烯能选择性地氧化成环氧乙烷，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。3.2 环氧乙烷生产工艺条件的确定环氧乙烷的生产受反应温度、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。3.2.1 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，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，这时反应热量的急骤增加，不是使更多的乙烯被氧化，而是使反应过程的选择性降低，副反应增加是更重要的原因。此外，在催化剂使用初期，其活性较高，宜

17、采用较低的操作温度。3.2.2 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。3.2.3 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。通常用每小时每升(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。3.3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

18、碳和水。只有银催化剂例外，在银催化剂上乙烯能选择性地氧化成环氧乙烷，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长足的进步。也有不少学者试图开发另一类金属取代银，但至今仍认为活性组分银是乙烯氧化生成环氧乙烷的最佳催化剂。3.4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-气换热器和循环气冷却器。其设计生产能力为年产13400吨环氧乙烷，设计运转时间为287天年。3.4.1 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

19、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除系统。如图。 4 设计条件工艺参数优化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得的各种参数。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。4.1 反应原理 乙烯和氧气在银催化剂上，于一定温度和压力下，直接氧化生产环氧乙烷，反应方程式可表为：

20、（1） 主反应： 反应为放热反应。（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： 反应为强放热反应。4.2 原料组成原料气的组成组分C2H4CO2O2N2含量（mol%)3.47.75.683.34.3 反应器条件原料进入反应器的温度为483K反应温度为523K反应压力为981kPa乙烯转化率为20%；选择性为66%；空速为5000h-1年工作时间287天，年产量13400吨反应产物分离后回收率为90%反应器内催化剂填充高度为管长5.7m，每根管长8m采用间接换热方式：导出液进口温度230°C，出口温度235°C,导出液对管壁的给热系数为0

21、= 2717kJ/(m2·h·K)催化剂为球体，D=5mm,床层孔隙率为0.8在523K，981MPa下反应气体导热系数为，粘度为，密度为7.17Kg/m34.4 物料衡算(1)反应部分的工艺参数环氧乙烷生产能力：13400吨/年； 年操作时间：287d;进入反应器的温度：483K； 反应温度：523K;乙烯转化率：20； 选择性：66%;反应空速：5000； 反应产物分离后回收率：90% .原料组成如表所，示： 原料气的组成及各组分的分子量组分C2H4CO2O2N2含量（mol%)3.47.75.683.3各组分的分子量如表所示：（基本有机化工工艺学）各组分的分子量组分C

22、2H4CO2O2N2C2H4OH2O分子量28.05444.01031.99928.01344.05418.015(2)反应部分的基础计算根据已知原料气的组成，计算出每小时进入反应器的各种气体组分的摩尔数，计算结果列于下表中。根据反应方程式及已知数据，计算反应器出口的气体量。 主反应： (1) 副反应： (2)已知乙烯转化率为20，选择性为66，按年产13400吨环氧乙烷计算，考虑过程损失后每小时生产环氧乙烷量为WG:kg/h有第一反应器加入乙烯的量FO为按原料气组成，求得原料气中个组分含量为： 在（1）中消耗乙烯量：334.5433×0.2×0.6644.1597kmol

23、/h 消耗氧气量：44.1597×0.522.0799kmol/h 生成环氧乙烷量：44.1597kmol/h在(2)中消耗乙烯量：334.5433×0.2×(1-0.66)=22.7489kmol/h 消耗氧气量：22.7489×3=68.2467kmol/h 生成二碳氧化量：22.7489×2=45.4978kmol/h 生成水量：22.7489×2=45.4978kmol/h则可知 未反应的乙烯量：334.5433-44.1597-22.7489=267.6347kmol/h 未反应的氧气量：551.0125-22.0799-6

24、8.2467=460.6859kmol/h 出反应器的二氧化碳量：45.4978+757.6422=803.1400kmol/h 出反应器的水量：0+45.4978=45.4978kmol/h 出反应器的环氧乙烷量：0+44.1597=44.1597kmol/h出反应器的物料总量：267.6347+460.6859+803.1400+45.4978+ 44.1597+8196.3109=9817.4290kmol/h 氮气量在反应过程中不发生变化，所以出口气体中各组分的量如表所示。反应器入口和出口的气体量(mol/%)组分入口3.47.75.683.300出口2.72618.18084.692

25、583.48730.44980.4634物料进料出料(kmol/h)W(kg/h)F(kmol/h)W(kg/h)乙烯334.54339385.2777267.63477508.2239氧551.012517631.8490460.685914741.4881二氧化碳757.642233343.8332803.140035346.1914氮8196.3109229603.25748196.3109229603.2574环氧乙烷0044.15971945.4114水0045.4978819.6429合计9839.5089289964.217110432.3983289964.2151。4.5 热

26、量衡算反应器的热量衡算（基准温度取298K) 反应热根据试验数据，在298K时的标准反应热为。反应器的热量衡算，设原料气带入的热量为Q1，氧化气带出的热量为Q2，反应热为Qr，反应器的撤热量为Q，当忽略热损失时，有 Q1+Q2=Qr+Q (1)各组分的比热由化工设计在热量衡算中可知，在工程计算中，常使用物质的平均定压摩尔热容CPf。假如物质在T1到T2范围内的CP-T关系为一直线，可以证明，此温度范围内的平均定压热容CPf等于温度下物质的热容，也等于T1到T2温度下物质热容CP1和CP2的算术平均值，一般来说，物质的CP-T关系不是直线，但他的曲率并不大，只要计算时温度范围不大，常把曲线关系当

27、做直线关系来近似处理，所以上述平均热容的办法可行。在物理化学书中差得不同温度下的比热容，如下表组分298K时/（JmolK)483K时/（JmolK)523K时/（JmolK)乙烯43.7261.8265.30氧气29.35530.9031.31氮气29.1229.5229.70二氧化碳37.1144.0445.23环氧乙烷47.9177.93水33.57735.48由计算得平均热容如下表组分（298K-483K）的（JmolK)(298K-523K)的（JmolK)乙烯52.6954.43氧气30.1330.33氮气29.3229.41二氧化碳40.5841.17水34.53环氧乙烷62.9

28、2由热量计算式 Q=mCPf(T1-T2)（1）气体原料带入的热量Q1的计算 = 5.6479107kJ/h反应后气体产物带走热量的计算 =6.9056107kJ/h（3） 反应热的计算=103.3844.1597103+1323.122.7489103=3.4664107kJ/h（4） 传给导生油的热量的计算按热量衡算原理（忽略散热损失）反应前后热量守恒则则传热量为 5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：1.34万吨/年年操作时间：287天6888小时；本设计采用两台反应器并联进行反应。

29、已知：(1)每小时输入的原料气量总为9839.5089kmol/h； (2)以银为催化剂，颗粒为球形，d=5mm，空隙率； (3)反应温度为523K，操作压力为1MPa，空速为5000h-1； (4)反应器列管规格为27×2.5mm； (5)反应热用油撤走，导出液进口温度503K，导出液出口温度508K； (6)原料气进口温度为483K，氧化气出口温度为523K。5.1 计算催化剂床层体积进入反应器的气体总流量为9839.5089Kmol/h，空速设为S=5000,则反应器中催化剂的装填体积为：由于气体进料则PV=nRT可计算 V= 5.2 反应器的管数计算与确定对于列管式固定床反应

30、器，首先应根据传热要求选定选择27mm的不锈钢管作为反应器的反应管规格，再求出反应管根数n。给定管子的规格，故管子的内径为 (根据化工原理（上）附表7.2<热轧无缝钢管>GB8163-87选择)反应管根数由于管长l=8m，催化剂充填高度L=5.7m,所以反应器管数n为(根）如果采用正三角形排列，取实际管数为N=3675根。5.3 第一反应器内径的确定按三角形排列，取管心距t=1.5d00.0405m，最外端管心与反应器的器壁距离e=60mm，则管排总截面积为反应器内经D为反应器内经D为取反应器的内径D为2.700m5.4传热面积的核算5.4.1床层对壁面的给热系数 对于氧化反应器，

31、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： 式中床内气体的给热系数，； 反应管内径，m； 催化剂颗粒直径，m； 通过床层的气体的导热系数，； 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，。气体的线速度可由公式 得 由公式得 5.4.2 总传热系数的计算 以管外表面为基准，碳钢反应管导热系数取。其计算公式如下 参见化工原理（上）P209（6-117）由公式可得 5.4.3 传热面积的核算 对数平均温差公式为（化工原理上P213(6-132)） 换热介质采用逆流，则由上式得 又 则有 又 则有可知A实>A需，即实际传

32、热面积大于按传热计算所需的传热面积，所以设计符合要求。5.4.4 床层压力降的计算由基本有机化学工程(下册)可查得如下计算公式 式中P床层压力降，； H 催化剂床层高度，m： G 质量流速，kg/m2.s； 气体密度，kg/m3； g重力加速度，m/s2； 固定床空隙率； 催化剂颗粒当量直径，m； 气体粘度，Pa·S或(kg/m·s)；本次设计所选用的催化剂为d=5mm的球型，计算其直径为 由上式得 设计结果汇总氧化反应器的参数 名称数据原料进料量9839.5089kmol/h产品产量13400吨/年原料进口温度483K氧化气出口温度523K催化剂用量7.9059m3导热油

33、温度进口503K出口508K氧化反应器台数2氧化反应器直径2780mm列管根数 3675根列管尺寸27×2.5mm氧化反应器高度5700mm换热面积1447.0533m2设计评述与总结 本论文采用乙烯直接氧化法对年产1.34万吨环氧乙烷的装置进行初步的工艺设计，主要对环氧乙烷的氧化反应器进行了工艺和设备的参数进行计算为环氧乙烷专置的工艺设计提供参考。氧化反应器是环氧乙烷生产中的最重要设备，在操作温度为523K、操作压力为0.981MPa的工艺条件下，经过物料衡算和热量衡算决定采用两套直径为2.78m的列管式固定床反应器并联，列管总共有3675根，催化剂的床层高度为5.7米。压强降和总传热系数核算结果表明，选型合理。 此次的设计选用的都为标准的材料，选用标准材料的优点是在进行维修时可以及时找到可以替换的材料，在生产中不会影响生产进度，不会给工作人员带来困难，减少了损失。 通过本次的设计，提高了我查阅文献和自主设计的能力，同时还提高了我的计算机水平，巩固了我的工程制图知识。也加强了我的化学反应工程的知识，加深了对环氧乙烷的知识的了解。此次的