年产6万吨环氧乙烷的固定床反应器设计,徐凯 终极版

1、武汉工程大学课程设计摘 要本次课程设计的任务是完成年产6万吨环氧乙烷固定床反应器的设计。生产工 艺采用的是直接氧化法制环氧乙烷。根据已知设计条件，对环氧乙烷氧化反应器工 艺流程进行物料衡算和热量衡算，并确定固定床反应器的结构与尺寸，采用计算机 绘图软件AUTO CAD绘制了该反应器的设备装配图。所设计的反应器壳体内径为 1.6m，每个反应器的列管数为1519根，列管规格25X2X6000，催化剂填充高度 5700mm，催化剂为球体，D=5mm，床层空隙率为0.5，反应器内催化剂填充高度为管 长的95%，每根管长6m。换热方式采用间接换热，实际总传热面积为3577.245皿， 大于理论传热面积，

2、能够完成年产生产要求。关键词：环氧乙烷；固定床反应器；物量衡算；能量衡算AbstractThis course is designed to complete the task of producing 60,000 tons of ethylene oxide fixed bed reactor design. Production process uses ethylene oxide oxygen oxidation method. According to the known design conditions, using Aspen plus software to simulat

3、e the oxidation of ethylene oxide reactor process for material balance and heat balance and determine the structure of a fixed bed reactor and dimensions, using computer graphics software to draw the AUTO CAD reactor equipment assembly drawings. The design of the reactor shell inner diameter of 1.6m

4、, and tube number 7,595, tube size 25 X 2 X 6000, catalyst packed height 5700mm, the catalyst is a sphere,D = 5mm, the bed porosity of 0.5, the reactor the catalyst filling height is 95% of the tube length, each tube length 6m. Heat transfer method using indirect heat, the actual reactor heat transf

5、er area 3577.245, greater than the theoretical heat transfer area, to complete the appropriate chemical production requirements, is consistent with the design standards of design solutions.Keywords: Ethylene oxide ,Fixed-bed reactor,material balance, heat balance目 录 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmar

6、k1 o Current Document 摘 要IAbstractII HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 第1章概述1 HYPERLINK l bookmark25 o Current Document 第2章环氧乙烷的性质和用途32.1环氧乙烷的性质32.1.1物理性质32.1.2化学性质42.2环氧乙烷的发展5 HYPERLINK l bookmark55 o Current Document 第3章设计方案的确定73.1环氧乙烷的生产方法的确定73.2催化剂的选择83.3环氧乙烷生产工艺条件的确定83.3.1反应温度83.3.2反应压力

7、8 HYPERLINK l bookmark63 o Current Document 3.3.3 空速93.3.4原料配比和循环比9 HYPERLINK l bookmark66 o Current Document 3.3.5抑制剂93.3.6稳定剂的选择103.4 环氧乙烷生产的工艺流程10 HYPERLINK l bookmark98 o Current Document 第4章工艺计算134.1设计条件134.1.1反应原理134.1.2原料组成144.1.3反应器条件144.2物料衡算144.3热量衡算17 HYPERLINK l bookmark182 o Current Doc

8、ument 第五章反应器的设计21 HYPERLINK l bookmark214 o Current Document 第6章 安全与环保设计说明25iii TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark7 o Current Document 6.1工艺安全25 HYPERLINK l bookmark10 o Current Document 6.2操作规则25 HYPERLINK l bookmark13 o Current Document 6.3储存要求26 HYPERLINK l bookmark16 o Current Document 6.4 运输方式2

9、6 HYPERLINK l bookmark19 o Current Document 6.5三废处理27 HYPERLINK l bookmark231 o Current Document 第7章结论28参考文献29 HYPERLINK l bookmark248 o Current Document 致谢30 HYPERLINK l bookmark251 o Current Document 附录31第1章概述环氧乙烷又名氧化乙烯(Ethylene Oxide)，是最简单的环状醚。分子式C 2H4O, 分子量44.05。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

10、%用 来生产环氧乙烷，环氧乙烷是乙烯工业衍生物中仅次于聚乙烯的第二位重要化工产 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LefortW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工艺。50年代末，Shell公司采用近乎纯氧代替空气作为生 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

11、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2-5。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氯 醇法，由于其存在腐蚀设备、污染环境和耗氯量大等一系列问题，现在己基本上被 淘汰了，取而代之的是直接氧化法。直接氧化法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

12、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2章 环氧乙烷的性质

13、和用途2.1环氧乙烷的性质2.1.1物理性质表2.1环氧乙烷的主要物理性质参数名称数值 TOC o 1-5 h z 沸点(101.3kPa),C10.8熔点(101.3l(Pa),C112.5临界温度，C195.8临界压力，Mpa7.194临界密度，kg/m3314折射率，7D1.3597空气中爆炸极限(101.3kPa)，%(体积)下限2.6空气中爆炸极限(101.3kPa)，%(体积)上限100燃烧热(25C，101.3kea)，kJ/kg29.648生成热蒸汽，kJ/mol71.13生成热液体，kJ/mol97.49熔解热，kJ/kg117.86聚合热，kJ/kg2091汽化热，(10.

14、5C)，kJ/kg580.58比热容(35C)，kJ/(kg.K)1.96气相分解热，kJ/kg1901着火点，K702自燃点，K644表面张力(20C)，mN/m24.3热导率(25C)，J/(cm.s.K)0.0001239粘度，mPa.S，0C0.3l粘度，mPa.S，10C0.28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。主要物理性质如表1。2.1.2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，放出大量反应热，有的反应进行得非常剧烈， 甚至

15、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。分解反应气体环氧乙烷在约400C时开始分解，主要生成CO、CH以及CH、GH4、H、42 62 42C、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，直到瞬时产生爆炸。加成反应环氧乙烷与含有活泼氢原子的化合物，如H20、hx、nh3、rnh2、r2nh、RCOOH、 ROH、RSH、HCN等进行加成反应，生产含一OH的化合物(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，这是工业上生产乙二醇的方法。C2H O + H O r CH OHCH OH

16、(2-1)该反应为放热反应，热效应为96.3kJ/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。XCH CH OH + nC H O(环氧乙烷)r X (CH CH O) H(2-2)222422 n+1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。C H O + C H OH r C H OCH CH OH(2-3)24656522其酯类是香料的定香剂、杀菌剂

17、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在低温下引爆的炸药。C H O + 2HNO r NO - O - CH CH - O - NO(2-4)2432222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以有控制地氧化成羟基乙酸，最终则被氧化成

18、二氧 化碳及水。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。C2H O r CH CHO(2-5)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。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、02S=O、rn=co、os=O等。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。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

19、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6。2.2环氧乙烷的发展全球来看，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。另外，乙 二醇用作防冻剂配方成分。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乙氧基化物产品。其 它环氧乙烷的衍生产品有乙醇胺、溶剂，乙二醇醚类等。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1。环氧乙烷(EO)是一种重要的石化产品，有机合成原料，是乙烯工程的重要下 游产品之一，用途广泛，主要用于生产乙二醇

20、，还可以衍生出几十种重要的精细石 油化工中间体，广泛应用于洗染、电子、医药、农药、纺织、造纸、汽车、石油开 采与炼制等众多领域，近年来消费增长迅速，。1989年世界EO生产能力为895万吨/ 年，1992年为988万吨/年，1995年增加到1032万吨/年，预计到2000年将达到1420万 吨/年。我国目前已建成投产的12套大型EO装置，总生产能力为87.5万吨/年，占全国 总生产能力91.35%，到2000年EO生产能力将达到108万吨/年。近年来世界EO用于 乙二醇(EO)生产的比例逐年下降，用于开发生产精细化学品的比例有所上升。日 本触媒化学公司50%的EO用来生产精细化学品。目前全世界

21、只有65%EO用来生产乙 二醇，35%用来生产精细化学品。我国EO主要用于生产乙二醇，占总消费的78%左 右，作为其它的化工利用约占22%。我国高附加值、高技术的EO系列产品与国外先 进国家的差距就更大。环氧乙烷精细化工利用的主要产品有：合成非离子型表面活 性剂、乙醇胺类、乙二醇醚类、聚醚多元醇(聚醚)、多胺类(包括哌嗪)、羟乙 基纤维素、氯化胆碱和具有特殊功能的液体等。环氧乙烷在工业上主要用于生产乙二醇，也用于生产抗冻剂、合成洗涤剂、乳 化剂、非离子型表面活性剂、增塑剂、润滑剂、粘合剂、橡胶和合成树脂等。乙二 醇(EG)是由环氧乙烷(EO)与过量水于液相加热，进行水合反应生成的。反应除生成

22、一乙二醇(MEG)外，还伴生二甘醇(DEG)、三甘醇(TEG)等副产品。MEG是用途广泛 的工业原料，可用来生产聚醋纤维、薄膜、塑料瓶、防冻液，同时也可作为其他工 业原料。EGH7上游是。工艺，其技术的演变为;氯醇法到空气氧化法，再到氧气 氧化法。催化剂性能不断提高，使原料收率得到明显改善。而EGH艺在工业化后， 反应技术进步不大，一直采用的方法是，在无催化剂存在的情况下，为提高MEG的 选择性，加入过量水参加反应。第3章设计方案的确定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。氯醇法氯醇法环氧乙烷生

23、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。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7。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。空气法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，

24、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。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/m

25、3。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。3.2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。

26、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。3.3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。3.3.1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，使反应温度控制在适宜范围之内，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 过程的主、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

27、，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。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，预防万一。此外，在催化剂使用初期，其活 性较高，宜采用较低的操作温度。3.3.2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。因主、副反应基本上都是不可逆反应，故压 力对主、副反

28、应的平衡没有太大影响。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。3.3.3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。但空速也不宜太高，因此 虽然产量提高，然而

29、环氧乙烷在反应气体中的含量很低，造成分离困难，动力消耗 增加。空速也不宜太低，因此时虽然转化率增加，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。3.3.4原料配比和循环比原料中乙烯与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2.05%，在2.056.5%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，应尽量采用低氧高乙烯操作。

30、在确定适宜的配料比时，还 应注意到，提高乙烯含量可能会导致尾气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，来确定最适宜的配料比。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，应根据生产能力、动力消耗及其它工艺指标来确定适宜 的循环比，通常为85-90%左右。3.3.5抑制剂乙烯直接氧化制环氧乙烷是一

31、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。3.3.6稳定剂的选择世界上生产环氧乙烷的专利很多，使用的致稳剂有：氮气、甲烷、二氧化碳、 乙烷等。选择致稳剂需要根据生产安全性、稳定性和经济效益

32、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 增加了生产过程的稳定性和安全性，而且有显著的经济效益。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6万吨环氧乙烷，设计运转时间为7200小时/ 年。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、250C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除系统。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

33、环过程来操作的，以乙烯和氧气为原料使用甲烷致稳。从 外界贮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 扫罐连接在紧靠氧气混合站上游的氧气进料线上。为控制循环气中的二氧化碳浓度， 一股循环气的分支物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

34、 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贮罐，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。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

35、，使用从环氧乙烷气提塔底 部过来的乙二醇水溶液以及从泵过来的工艺水进行吸收，保证吸收液的浓度恒定在 7.5%(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 打出一部分返回到环氧乙烷气提塔顶部作回流用，另一部分送往排气塔中脱除二氧 化碳，塔底用再沸器进行加热，塔底中不含二氧化碳的环氧乙烷经冷却器冷却后用 泵送到环氧乙烷贮罐。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

36、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 步分离之后送往乙烯混合器中循环使用。二氧化碳脱除系统来自尾气压缩机的一股气流和尾气压缩机出口的气流混合为一股，进入二氧化 碳吸收塔的底部，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量的钾和矶的化合物 微粒，以防止这些物质带入反应器造成催化剂中毒。这股气流冷却后返回到循环气 流中，与其它物流混合。从二氧化碳吸收塔顶部流下的二氧化碳吸收剂，在与循环气接触完成二氧化碳 的吸

37、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，富吸收剂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，被分为三股，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矶的化合物，用二氧化碳 水洗塔下部循环泵把塔底的液体抽出来经一

38、个冷却器送到下部填料段的顶部。用二 氧化碳水洗塔上部的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段的顶部。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。用二氧化碳吸收剂罐和二氧化碳吸收剂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剂池都使用通入65kg/cm2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。产物环氧环氧00碳酸钾去乙二醇系统图3.1银催化氧化乙烯合成环氧乙烷工艺流程第

39、4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设计条件年产量：60000吨/年，年工作日：300天(即年工作7200小时)原料组成摩尔分数乙烯 19%CO2 7.7%O26%N2剩余混合气进入反应器的温度T=210C，混合气

40、出反应器温度T2=250C，在250C，1Mpa下反应气体导热系数为0.0304W/m2 - K，粘度=4.26X 10-5Pa - S，密度=7.17Kg - m-3乙烯转化率：Xa=20%，选择性：S=66%，空速1000h-1，反应产物分离后的回收率：90%催化剂为球体，D=5mm，床层空隙率为0.5，反应器内催化剂填充高度为管长的95%，每根管长6m采用间接换热导出液的进口温度190C，出口温度210C导出液对管壁的传热系数为：650W/m2 - K4.1.1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：(1)主反应：C H + - O

41、T C H O(4-1)242224反应(4-1)为放热反应，在250C时，每生成一摩尔环氧乙烷要放出25. 19KJ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：CH2 = CH2 + 3O2 t 2CO2 + 2H O( 4-2)反应(4-2)为强放热反应，在250C，每反应掉一摩尔乙烯，可放出315.9KJ的热 量。4.1.2原料组成表4.1原料气的组成组分C 2 H 4CO 2O2N2含量(mol%)197.7667.34.1.3反应器条件年产量：60000吨/年，年工作日：300天(即年工作7200小时)原料组成摩尔分数乙烯 19%CO2 7

42、.7%O2 6%N2 剩余混合气进入反应器的温度T=210C，混合气出反应器温度T2=250C，在250C，1Mpa下反应气体导热系数为0.0304W/m2 - K，粘度=4.26X 10-5Pa - S，密度=7.17Kg - m-3乙烯转化率：Xa=20%，选择性：S=66%，空速1000h-1，反应产物分离后的回收率：90%催化剂为球体，D=5mm，床层空隙率为0.5,反应器内催化剂填充高度为管长的95%，每根管长6m采用间接换热：导出液的进口温度190C，出口温度210C导出液对管壁的传热系数为：650W/m2K4.2物料衡算(1)反应部分的工艺参数环氧乙烷生产能力：6万吨/年；年操作

43、时间：7200小时进入反应器的温度：210C；反应温度：250C乙烯转化率：20%；选择性：66%反应空速：1000h-1 ；反应产物分离后回收率：90%原料组成如表4.2所示：表4.2原料气的组成及各组分的分子量组分C 2 H 4CO 2O2N2含量(mol%)197.7667.3表4.3各组分的分子量组分C 2 H 4CO 2O 2气C2 H OH 2分子量28.05444.01031.99928.01344.05418.015(2)反应部分的基础计算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：CH2 = CH2 + 2 q T 七H O(4-3)副反应：CH2 = CH2

44、+ 3O2 r 2CO2 + 2H O(4-4)已知乙烯转化率为20%，选择性为66%，进入反应器的乙烯量为19kmol/h，所以 由式(4-3)有消耗乙烯量：19x0.2x0.66 = 2.508kmol消耗氧气量：2.508x0.5 = 1.254kmol生成环氧乙烷量：2.508kmol由式(4-4)有消耗乙烯量：19x0.2x(1-0.66)=1.292kmol消耗氧气量：1.292x3=3.876kmol生成二氧化碳量：1.292x2=2.584kmol生成水量：1.292x2=2.584kmol则可知未反应的乙烯量：19-2.508-1.292=15.2kmol未反应的氧气量：6-

45、1.254-3.876=0.87kmol出反应器的二氧化碳量：7.7+2.584=10.284kmol出反应器的水量：0+2.584=2.584kmol氮气、氩气和甲烷的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4.4所示。表4.4反应器入口和出口的气体量(kmol/h)组分C 2 H 4CO2O2N2C2 H OH O入口197.7667.300出口15.210.2840.8767.32.5082.584实际装置每小时生产的环氧乙烷可折算为=210.18kmol / h6 x 1077200 x 44.054 x 0.90即实际乙烯需要量：21018 = 318.45kmol/

46、h0.66设进入反应器的流量为nKmol/h贝 V nX19%=318.45+nX19%X(1-20%)n=8380.26Kmol/h原料气与氧化气的组成计算根据上面的计算结果，可以看到原料为Kmol/h时各气体的进入量。要满足年产6 万吨环氧乙烷的要求，实际的气体流量为8380.26Kmol/h,可生产环氧乙烷 210.18Kmol/h.根据以上计算结果，可以折算出实际进料量为8380.26kmol/h时的各物 质进料量。对于生产工艺的衡算情况。如表4.5所示表4.5实际原料气进料时的物料衡算组分kmol/hkg/hmol%wt%C 2 H 41592.25445831918.05O2502

47、.8216090.1066.51CO2645.2828392.327.711.50N25639.91157917.4867.363.94CHO0000H O0000合计8380.26246982.9100100表4.6实际物料出口的物料衡算组分kmol/hkg/hmol%wt%C 2 H 41273.835666.415.3914.44O277.9082493.0560.880.94CO 2861.82637920.34410.4115.35N25639.91157917.4868.1663.94CHO210.1779247.7882.543.75H O216.5463897.8282.621

48、.58合计8280.167247412.8961001004.3热量衡算设计条件：反应温度250C，压力1.0MPa,进料温度210C,出料温度250C, 热油入口温度 190C,出 口温度 210C,Cp=9.871Kcal/(Kg- C) 计算导热油的用量。Q二导热油移走热量，Q二原料带入热量，Q二产物带出热量，Q二反应放出热量， 12RQ= Q1+ Qr- Q2原料气的温度为210+273.15=483.15K，氧化气的温度为250+273.15 = 523.15K。(1) Q1、Q2的计算Q = W j： C dTCp =Zx.+ BT + CT2=W j483-15c dT入 298

49、.15 =W j483.15底Ax)+但Bx T +但Cx 21T入298.15进进进)=Z x A )+(x BT )+ Cx+ CT 2i i i ii i -IQ2=8380.26.9467 + 0.6278 x 10-2T - 0.2644 x 10-5T2 t298.15=12384437.62 Kcal/h=W f523-15c dT出 298.15 p=W j5235/Ax )+但Bx T + 但Cx 21T出298.15出出出=8380.26j 523.15(.9177 + 0.6735 x 10- 2 T - 0.0760 x 10-5 T 2298.15=16125409.

50、61Kcal/h氧化反应器计算数据见表4.7所示表4.7.1氧化反应器计算数据表组分CHO 2CO 2HO 2A.u0.9096.7134.7287.701102B.3.740-0.879X 10-41.7544.595X10-2105C.-1.9940.4170-1.3380.2521XM0.17270.40280.3641X.吸102B.0.7108-5.274X 10-60.1351X.吸105C.-0.37890.02502-0.1030Xi0.13990.059070.49220.2018X.尾102B.0.5757-7.7352X 10-70.18260.1204X10-2X.尾1

51、05C.-0.30690.003670-0.13936.6050X10-3表4.7.2氧化反应器计算数据表组分N2EOEA.7.440-1.796102B.-0.3245.308105C.0.64-3.001Xi5.00715.9467X.吸102B.-0.21810.6278X.吸 SC.0.1925-0.2644X.尾A.5.0704-0.045625.9177X.尾102B.-0.22080.13480.6735X.尾105C.0.4362-0.07623-0.0760(2) QR的计算标准反应热(298.15K)由标准生成热H 0计算f表4.8各组分 H 0值11参加反应组分CH2 4

52、(gq(g)E0 (g)C02 (g)H20(g) H f Kmol/h12.4960-12.58-94.051-57.7929忽略压力影响，标准反应热:AH 0 = Z(AH 0) -Z(AH 0)ff产物f反应物主反应标准反应热:AH 2w L f (EO )-2 AH 0 L f (C2 H 4)=-12.58-0-12.496 =-25.076X 103Kcal/Kmol主要副反应标准反应热：AH298.15(副广 2AH0(CO2)+ 2AH0(H2O) -AH0(C2H4) - 3AH0(O2)=2X(-94.051)+2X(57.7929)-12.946-0 =-316.1938

53、X 103 Kcal/Kmol平均反应温度(523.15K)时反应热由基尔柯夫公式：5AH523.15=AH0+j 523-15 AC dT298-15298.15 P= AH 0298.15=AH 0298.15+ J523.15Z(y C ) -E(y C ) dT298.151 Pl 产w Pl 反+ 腿15亿1 A -Y A )+Z(. B298.15产i产 反i反产i产=AH0+ j 523.15 (Aa + AbT + AcT2 TB T + Z。C C )T 2dTl反i反l产i产 l反i反298.15298.15反应方程式：主反应：CH+10 CHO2 4 2 22 4主要副反

54、应：CH+30 2C0 +2H 024222对主反应：Aa =-1.796-0.909-1 X6.713=-6.06152Ab=5.308-3.740-1 (-0.879X 10-4) X 10-2=1.5680X 10-22Ac =-3.001-(1.994)- 1 X0.4170 X10-5=-1.2155X10-5 2对副反应：a =2X4.728+2X7.701-0.909-3X6.713=3.81b = 2X 1.754+2X4.595X 10-2-3.740-3X(-0.879X 10-4) X10-2=-1.3984X10-3c = 2X (-1.338)+2X0.2521-(-

55、1.994)-3X0.4170 X 10-5=-1.4288X 10-5对主反应：AH= AH0 + j 52315 Ga + bT + cT2 t523.15(主)298.15 29815 L , 一 一 1, 一、 1=-25076+(-6.0615)T+1.5680X 10-2X T2 + (-1.2155X10-5)X - T3 523.1523298.15=-25463.7934 Kcal/Kmol对副反应：H= H0+ j 523-15 (a + 4bT + cT2 It523.15(副)298.15(副) 298.15L11=-316193.8+3.81T+(-1.3984X 1

56、0-3)X T2 + (-1.4288X 10-5)X T3 523.1523298.15=-316021.4421 Kcal/Kmol总反应热QR主反应热二乙烯进入量乂转化率X选择性X H523.15(主)二1592.25X20%X66%X (-25463.7934)=-5351903.705 Kcal/h副反应热二乙烯进入量乂转化率X(1-选择性)X H 523.15(副)二1592.25X20%X (1-66%) X (-316021.4421)=-34216589.6Kcal/hQ =-(主反应热+副反应热)=5351903+34216589.6 R二39568493.31Kcal/h

57、计算导热油移走热量Q = Q1 + Qr - Q 2=12384437.62+39568493.31-16125409.61二35827521.32Kcal/h计算导热油用量M= Q =35827521.32 =181478.6816 Kg/hCp T 9.871x (210 -190)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。设计条件：列管规格中25X2X6000，催化剂填充高度5700mm，单管生产能力1.30 Kg (EO) /管，空速 1000H-1，导热油给热系数a2=63124Kcal/m2

58、hK设计任务：确定列管根数，排列方式，反应器内径。确定列管数量EO 质量流量 M 质二210.18 X 44=9247.92Kg/h则总管数N=M质/1.3=9247.92/1.3=7113.8根圆整为7114根对N=7114根管，选用正三角形排列，取5个反应器，每个反应器实际管数 =3a(a+1)+1二根，取a为正整数22,再代入该式可得管数为1519根，反应器内 总共有7595根管在250C，1.0MPa时进料气体密度P = =7.17Kg/m3 nRT进料气体的体积流量：Q = Q =246982.9/7.17二34446.71m3/hv P反应气体的体积：V = Qo = 344467

59、1 =34.44671m3r T 10001 8催化剂体积：匕=匕-固定床反应器的反应体积：V= V + V = V + V上8 =34.44671 -r r r 8e=0.5催化剂体积 V = V 上8 =34.44671X 1-竺=34.44671 m3c r 80.5固定床反应器的总反应体积：V=34.44671/0.5=68.89m3管程内催化剂和气体的导热系数由化学工程手册11查得各物质的人和u的值，列表如下：组分CH2 4O2CO2HO2N2EOU / cp0.01550.02850.0230.0170.0260.0155入 X1022.24.123.253.583.892.64M

60、283244182844表4-8各物质的人和日值假设催化剂是球形颗粒，直径为5mm1流通面积：a =兀 d2N 7=0.25X3.14X0.0212X7595=2.629m2t 4 内t反应器质量流量：G =也7= 246982 =93945.569Kg/m2 - ht a 2.629t混合气体平均粘度:雷诺数：R 二堕二 .5 x93945.569 =3062.91ep p0.0426 x 3600 x 10-3R = y.人.=0.0304给热系数：f 2.03e力fd(-6x p ), dt R0.8eP2.03e( & T)R 0.8 人 ePz A 0005、2.03 x e(-6x