环氧乙烷的制取

1、化工工艺设计课程设计说明书乙烯制取环氧乙烷生产工艺设计姓名：张正元学科、 专业：应用化学0911学号:0920109124指导教师：刘强完成日期：2012 年7月1日苏州科技学院Suzhou University of Science and Technolog目录 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark9 o Current Document 1、设计任务书 1 HYPERLINK l bookmark11 o Current Document 基本数据 1 HYPERLINK l bookmark13 o Current Document 课程设计内容及要求

2、1内容 1具体要求 1 HYPERLINK l bookmark15 o Current Document 2、设计方案简介 1 HYPERLINK l bookmark17 o Current Document 反应过程分析 2 HYPERLINK l bookmark19 o Current Document 催化剂的选择 2 HYPERLINK l bookmark21 o Current Document 反应器及混合器的选择： 3 HYPERLINK l bookmark23 o Current Document 影响因素（反应条件）的分析 3 HYPERLINK l bookmar

3、k25 o Current Document 3、工艺流程草图及说明 5 HYPERLINK l bookmark27 o Current Document 氧化反应部分 5工艺流程草图 5流程草图说明 5 HYPERLINK l bookmark29 o Current Document 环氧乙烷回收和精制部分 6 HYPERLINK l bookmark31 o Current Document 4、物料衡算 6 HYPERLINK l bookmark33 o Current Document 由设计任务书已知数据 6 HYPERLINK l bookmark35 o Current D

4、ocument 乙烯催化氧化制取环氧乙烷得物料衡算框图 7 HYPERLINK l bookmark37 o Current Document 衡算过程 7确定反应混合气（RP）组成 8确定混合分离气（SP）的组成 8确定新鲜原料（FF）和循环气（RC）组成 9确定未脱CO的循环气SPC的组成 10确定SRC的组成 115、数据校核及结果评价 12数据校核 12结果评价 12 HYPERLINK l bookmark39 o Current Document 6、计算结果一览表 13 HYPERLINK l bookmark41 o Current Document 7、工艺流程及控制点说明

5、13 HYPERLINK l bookmark43 o Current Document 工艺流程说明 13环氧乙烷反应系统工艺流程 13二氧化碳脱除系统工艺流程 14 HYPERLINK l bookmark45 o Current Document 控制点说明 15环氧乙烷反应系统控制点 15二氧化碳脱除系统控制点 15 HYPERLINK l bookmark47 o Current Document 参考文献 161、设计任务书1.1基本数据原料乙烯年处理量为12万吨用N2作为惰性致稳气时的原料气组成组成GH4QCOCHC2H6ArH2OKmol,%15.007.0053.2710.5

6、50.630.8712.400.28反应器的单程转化率：12.3%选择性：73.8%环氧乙烷的吸收率：99.5%O2中夹带Ar 0.00856mol,循环排放气中含 Ar为12.85%,产品环氧乙烷中含 Ar 0.00631mo1。1.2课程设计内容及要求内容1、对环氧乙烷反应系统的物料衡算；2、绘制环氧乙烷反应系统的工艺流程图（一张）；3、绘制二氧化碳脱除系统的工艺流程图（一张）；4、编制课程设计说明书（一份）。具体要求1、环氧乙烷反应系统的物料衡算方法参考基本有机化工工艺学（吴指南主 编）一书。2、绘制的带控制点的工艺流程图必须符合化工制图的规范，并且字体必须工整3、编制的课程设计说明书应

7、对计算过程与工艺流程的选择以及控点的确定进行 详细的说明和解释。2、设计方案简介H2cCH2环氧乙烷（简称EO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 C。 易自聚，尤其当有铁，可以与水、醇、醐及大多数有机溶剂以任意比混合。 有毒, 酸，碱，醛等杂质或高温卜更是如此，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 0c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、乙二醇醴类等。2.1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

8、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）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/a-Al 2Q催化剂存在下直接氧化制取环氧乙烷的工艺，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1H1H2C=CH2 + 2主反应02 - H2

9、c网（气）主反应0298k103.4kJ / mol298k副反应107.2kJ/mol副反应H2c=CH2+ 3 O2 2CO2+ 2H2O （气）298k1324.6kJ/mol523k1324.6kJ / mol由乙烯环氧化反应的动力学可知，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。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

10、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

11、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。工业上常用的载体又碳化硅，a -氧化铝和含有少量氧化硅的a -氧 化铝等。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，用得最广泛的是钢盐。在银催化剂中加入少量钢盐，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确氯澳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

12、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。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又甚敏感，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

13、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。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 200-260 C。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

14、要求高费用增加催化剂 易损坏。故采用操作压力为2Mp驻右。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 4000-8000/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：使催化剂中毒而活性下降，如乙烘和硫化物使催化剂永久中毒，乙烘和银形成的乙烘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（H、C3以上烷姓:和烯姓:）； 影响爆炸极限，如氧气是惰性

15、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烘5ppm,G以上烧 1ppm,硫化物 1ppm,H5Ppm 。 进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，具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

16、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流右。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。（6）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%

17、-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30335%选择Tt可达70流右。单程转化率过高时，由于放热量 大，温度升高快，会加快深度氧化，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。3、工艺流程草图及说明氧化反应部分工艺流程草图图（1）氧气氧化法反应部分的工艺流程1、混合器 2、热交换器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

18、的热效应求得 反应的温度在180-250 C,因此选择矿物油作为换热介质，采用外部循环式换热。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 CO。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

19、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。环氧乙烷回收和精制部分自吸收塔塔底排出的环氧乙烷吸收液 （1.5%）经热交换利用其热量后进入解 析塔，冷凝出大部分水和重组分杂质。解析出 10% （质量）的环氧乙烷水溶液， 同时分离出一起解离出的二氧化碳和其他不凝气体。然后进入脱气塔脱二氧化 碳，此处脱出的气体除含二氧化碳外还有大量的环氧乙烷蒸汽，这部分气体

20、返回吸收塔。自脱气塔排出的环氧乙烷水溶液， 一部分直接送乙二醇装置，加入适量 水后水合制乙二醇。其余进精储塔，塔顶蒸出的甲醛（含环氧乙烷）和塔下部取 出的含乙醛的的环氧乙烷，仍返回脱气塔。精储塔和解析塔的塔底排出的水，经 热交换利用其热量和冷却后，循环回吸收塔作吸收水用。关于能耗方面，除了反应选择性和反应热的利用等影响因素外，环氧乙烷吸 收液的浓度和吸收水热量的利用，对能耗也有显著影响。在环氧乙烷吸收系统和 解吸收系统设置多个换热器，以回收不同位能的热量；低位能热量的回收和利用， 降低吸收水温度以提高吸收效率，提高吸收液中环氧乙烷的浓度，减少循环水量， 二氧化碳系统热量的回收和利用等，均可降低

21、能耗。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，也为使反应不致太剧烈，需采用惰性 致稳气，可采用N或CH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

22、， 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。4、物料衡算由设计任务书已知数据如下用降作为惰性致稳气时的原料气组成组成QH4C2N2CCCHGH6ArHkCkmol,%15.007.0053.2710.550.630.8712.400.28反应器的单程转化率：12.3%选择性：73.8%环氧乙烷的吸收率：99.5%Q中夹带Ar 0.00856mol ,循环排放气中含 Ar为12.85%,产品环氧乙烷中含 Ar 0.00631mo1。乙烯催化氧化制取环氧乙烷得物料衡算框图：环氧乙烷水溶液图

23、(2)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衡算过程除节假日外年工作日为300天，则每小时混合原料气的处理量为:所以120000 1000000 4000kmo1所以300 24 28 15%衡算基准：以进入反应器的混合原料气4000kmo1为基准衡算范围：以下各步的衡算范围如图（2）虚线框所示以反应器为衡算范围，确定反应混合气（RP）组成（A）反应器中的主要反应方程式:1H2cCH2 一主反应方程式:平行副反应方程式:H2C=CH2+ - O2 2/ 2(气)

24、主反应方程式:平行副反应方程式:H2c=CH2+3O2 -2CO2+ 2H2。(气)(B)原料混合气(MF)各组分摩尔数的变化(C2H)4000 x15%X 12.3%=73.8000kmol(C2HO)73.8000 X 73.8%=54.4644kmol(CQ)73.8000 X (1-73.8%) X 2=38.6712kmol(H2O)38.6712kmolAC13(O2)54.464438.6712 85.2390kmol22(C)反应混合气(RP)的组分含量C2H44000 X 15%-73.8000=526.2000kmolQ4000X 7%-85.2390=194.7610km

25、olGHO 54.4644kmolCO 4000 X 10.55%+38.6712=460.6712kmolFbO4000 X 0.28%+38.6712=49.8712kmol其他气体未参加反应，故他们的量不变，同原料气CH 44000X0.63%=25.20kmolN4000X 53.27%=2130.80kmolCH4000 义 0.87%=34.80kmolAr4000X12.40%=496.00kmol(D)反应混合气的组成由以上计算可得RP中混合物的总量(Srp)RP=526.2000+194.7610+460.6712+25.2000+54.4644+49.8712+34.800

26、0+496.0000+2130.8000=3972.7678kmol计算结果如下表:组成C2H4QN2COCHGH6ArH2OGHOkmol526.2000194.76102130.8000460.671225.200034.8000496.000049.871254.4644kmol,%13.2454.90253.63511.5960.6340.87612.4851.2551.3714.3.2以吸收塔为衡算范围，确定混合分离气（SP）的组成（A） RP中各组分量的变化（即在产品P中的含量）(C2HO)54.4644X99.5%=54.1921kmol(Ar) 54.1921 x 0.0063

27、1=0.3420kmol(H2O)49.8712kmol ( 即考虑水全部进入产品中)由此可得，产品(P)中带出的物质总量(SP)P=54.1921+0.3420+49.8712=104.4053kmol(B) SP中各组分的含量 利用衡算关系式：RP(X) = SP(X) + P(X) X为 SP中某组分对QHO和Ar作物料衡算，得它们的含量如下C2H4O54.4644-54.1921=0.2723kmolAr 496.0000-0.3420=495.6580kmolH2O49.8712-49.8712=0其他气体的量不变。W&成相同，故SP中Ar的摩尔分数也为12.85%。组成C2H4ON

28、2W&成相同，故SP中Ar的摩尔分数也为12.85%。组成C2H4ON2COCHGHArH2OC2H4。kmol526.2000194.76102130.8000460.671225.200034.8000495.658000kmol,%13.6425.04955.24111.9430.6530.90212.85000计算结果如下表:4.3.3确定新鲜原料(FF)和循环气(RC)组成495.6580-=3857.2607kmol12.85%SP(A)以整体为衡算范围，XtAr作物料衡算.设FF中O为X kmol,C2H为Y kmol;RC 中 O2为 Z kmol , GH 为 G kmol。

29、利用衡算式FF(Ar) = P(Ar) + W(Ar)可得 TOC o 1-5 h z 0.00856X =0.3420+ W 乂 12.85%(B)以节点B为衡算范围，对QH和Q作物料衡算。利用衡算式SP(x) = RC(x) + W(x) X为 和 Q且W中各组分白组成与SP中各组分的组成相等，可得对 QH:526.2=G+ W X 13.6420%对 Q :194.7610 =Z+ W X 5.0490%(C)以节点A为衡算范围，对GH4和Q作物料衡算。利用衡算式 MF(X) = FF(X) + RC(X) X 为GH4和Q可得：对 GH4:600.0000=Y + G对 Q :280.

30、0000=X + Z联立以上五式，解得X=85.3918 Y=74.2129 Z=194.6082 G=525.7871 W=3.0269(D)确定FF的组成由以上计算可知FF中：O2含量为85.3918kmol,GH 含量为 74.2129kmol,故 FF 中 Q 中的 Ar 夹带量为：85.3918 乂 0.00856=0.7310kmol以节点B为衡算范围，对降作物料衡算，利用衡算式SP(N2) = RC(N 2) + W(N 2)可得RC(N 2)=2130.80000-3.0269x55.241%=2129.1279kmol以节点A为衡算范围，对N作物料衡算，利用衡算式MF(N2)

31、 = FF(N 2) + RC(N 2)可得FF(N 2)= 2130.80000-2129.1279=1.6721kmol故FF中各组分的总量FF=74.2129+85.3918+0.7310+1.6721=162.0078kmol计算结果如下表:组成GHQN2Arkmol74.212985.39181.67210.7310kmol,%45.80852.7081.0320.451(E)确定RC的组成由前面的计算已得 RC中：Q: 194.6082kmol,C2H: 525.7871kmol,N2： 2129.1279kmol。以节点A为衡算范围，对Ar作物料衡算，利用衡算式MF(Ar) =

32、FF(Ar) + RC(Ar)可得：RC(Ar)=495.6580-0.7310=494.9270kmolRC中其他组分的量与MF中相等。故RC中各组分的总量RC=525.7871+194.6082+2129.1279+422.0000+25.2000+34.8000+494.9270+11.2000=3837.6502kmol计算结果如下表:组成GHQN2COCHGHArHzOC2HkOkmol525.7871194.60822129.1279422.000025.200034.8000494.927011.20000kmol,%13.7015.07155.48010.9960.6570.9

33、0712.8970.29204.4.4确定未脱CO的循环气SPC的组成(A) W 中含 CO的量 3.0269 X 11.943%=0.3615kmol(极少，略去)由节点C处CO守衡，有：TC(CQ) = SP(CO2)- RC(CO 2)得：TC(CO2)=460.6712-422.0000=38.6712kmol(B)根据工艺条件，可设二氧化碳脱除装置中CO的脱除效率为70%U进入装置的 CO量为：38.6712 =55.2446kmol70%SRC CO的量SRC(CO 2)=55.2446 乂 (1-70%)=16.5734kmol节点D处CO平衡，有RC(CO2) = SRC(CO

34、2) + SPC(CO2)可得：SPC(CO2)=422.0000-16.5734=405.4266kmol又SPC中各组分白组成与SP各组分相等，故SPC#组分总量SPC405.426611.943%SPC405.426611.943%3394.6797kmol因 SPC 3394.6797因 SPC 3394.6797SP W 3857.2607 3.0269所以从吸收塔出来进入循环的混合气有88%88%ft接循环，12%S入CO脱除装置中(B)因(B)因SPCf SP各组分组成相等，可得(单位：kmol) C2H: 463.1022 OSPC中各物质的摩尔数2： 171.3974 CH

35、4： 22.1673QH: 30.6200 CO 2： QH: 30.6200 CO 2： 405.4266 N2： 1875.2550 Ar : 436.2163SPCffl成的计算结果如下表:组成GHQNbCOCHC2HsArHbOGHkOkmol463.1022171.39741875.2550405.426622.167330.6200436.216300kmol,%13.6425.04955.24111.9430.6530.90212.850004.4.5以节点D为衡算范围，确定SRC勺组成利用RC(x) = SP(x) + SRC(x) X为SRC某组分，可得SRC各组分的量GH

36、:525.7871-463.1022=62.6849kmolO :194.6802-171.3974=23.2108kmolN :2129.1279-1875.2550=253.8729kmolCO:422.0000-405.4266=16.5734kmolCH :25.2000-22.1673=3.0327kmolC2H6 :34.8000-30.6200=4.1800kmolAr：494.927-436.2163=58.7107kmolHO 11.2000-0=11.2000kmol故SRCt各组分的总量SRC=62.6849+23.2108+253.8729+16.5734+3.0327

37、+4.1800+58.7107+11.2000=433.4654kmol计算结果如下表:组成GHQNkCOCHQHArH2OQHOkmol62.684923.2108253.872916.57343.03274.180058.710711.20000kmol,%14.4615.35558.5683.8230.7000.96413.5442.58405、数据校核及结果评价5.1数据校核总物料平衡FF=P+W+TC其中 FF=162.0078kmol P=104.4053kmol W=3.02690kmol TC=38.6712kmol故方程右边=146.1034kmol =方程左边吸收塔物料平衡

38、 RP=SP+P其中 RP=3972.7678kmol SP=3857.2607kmol P=104.4053kmol得方程右边=3961.6660kmol =方程左边节点A物料平衡 MF=FF+RC其中 FF=162.0078kmol RC=3837.6502kmol MF=4000kmol有方程右边=3999.658kmol =方程左边 节点B(C)物料平衡 SP=W+RC+TC其中 SP=3857.2607kmol W=3.0629kmol RC=3837.6502kmol TC=38.6712kmol得方程右边=3879.3483kmol =方程左边节点D物料平衡 RC=SRC+SPC

39、其中 RC=3837.6502kmol SRC=433.4654kmol SPC=3394.6797kmol有方程右边=3828.1451kmol=方程左边5.2结果评价以上在不同的衡算范围对总气体量分别进行校核，计算的结果显示各种计算 数据基本符合要求。虽有一些误差，但都在工程允许范围内。下面对误差进行分 析。在实际生产过程中，由于在环氧乙烷吸收塔中，水也溶解了其它微量气体， 所以产品P中并非仅有GHOM微量的Ar,而在计算过程中没有考虑那部分气体的 量，视产品中仅有GHOf口Ar,而且计算过程中忽略了 M排出的极少部分气体， 所以导致SP勺气体总量及部分物质的量不精确，但误差很小，并不影响

40、整体结果。 在计算过程中，将SM凡5口GHO勺量视为零,因SPCf SP勺组成相同，所以RCfr 的虑为从SRW来，即从CO脱除装置中出来的循环气带出了少量的水，从而满足水的平衡。由于致稳气N2是循环使用的，只需一次输入即可，但在实际生产中，W TCW及P处都有少量N带出，故FF中需要夹带一定量的N2进行补充.6、计算结果一览表组成C2H4QNbCOCHCHArHOGHO总计kmol混 合 气kmol526.2000194.76102130.8000460.671225.200034.8000496.000049.871254.46443972.7678RPkmol,%13.2454.9025

41、3.63511.5960.6340.87612.4851.2551.371100kmol526.2000194.76102130.8000460.671225.200034.8000495.6580003857.2607SPkmol,%13.6425.04955.24111.9430.6530.90212.85000100kmol74.212985.39181.67210000.731000162.0078FFkmol,%45.80852.7081.0320000.45100100kmol525.7871194.60822129.1279422.000025.200034.8000494.92

42、7011.200003837.6502RCkmol,%13.7015.07155.48010.9960.6570.90712.8970.2920100kmol463.1022171.39741875.2550405.426622.167330.6200436.2163003394.6797SPCkmol,%13.6425.04955.24111.9430.6530.90212.85000100kmol62.684923.2108253.872916.57343.03274.180058.710711.20000433.4654SRCkmol,%14.4615.35558.5683.8230.7

43、000.96413.5442.58401007、工艺流程及控制点说明工艺流程说明环氧乙烷反应系统工艺流程1主流程(1)原料流程原料乙烯、氧气和致稳氮气来自界区，他们与循环物料气的混合气体站 （H-102）充分混合后，进入气气换热器（E-111）与反应生成气换热并预热到指 一定温度后，从填充银催化剂的列管式固定床反应器（D-110）的上部进入催化床层，在一定温度（220-260 C）和压力（2Mpa下，进行氧化反应。（2）吸收流程已反应的气体自氧化反应器（D-110）下部流出，进入气气换热器（E-111）, 被反应原料气冷却后进入环氧乙烷水吸收塔（D-115）。在吸收塔中，以水做吸收剂，吸收反应

44、气体中的产物环氧乙烷。吸收剂水自 塔上部进入，环氧乙烷吸收液自塔中部流入，进入环氧乙烷精制流程。为提高环 氧乙烷的吸收率和避免循环气中二氧化碳的积累，从吸收塔顶部排出的气体，一部分（90%循环回反应器，另一小部分送至二氧化碳吸收装置，用热碳酸钾溶 液脱除掉副反应所生成的二氧化碳。从吸收塔顶部出来的吸收气，一部分作为循环排放气排至蒸汽加热器（B-110）中烧掉：另一部分作为循环气与致稳气氮气进入循环压缩机 （C-110）, 加压后，混合气大约有十分之一送至二氧化碳脱除流程， 脱除二氧化碳后，再返 回至循环气系统：一部分经添加抑制剂二氯乙烷后，进入氧气混和器（ H-102）, 与原料乙烯，氧气混合

45、，成为原料气。2辅助流程（1）热油循环流程乙烯的环氧化反应为放热反应，其副反应为乙烯完全氧化为二氧化碳和水的 反应，更是强放热反应。故在反应过程中应及时将反应产生的反应热移走，否则不仅会使选择性下降，甚至还会产生飞温现象。本工艺流程方案中，用矿物油做 冷却剂，移走反应热。流程如下：循环载热的热油经过热油冷却器 （E-110）冷却后，进入氧化反应器（D-110） 的上部，吸收反应热会后从反应器下部流出。 由于此时热油温度较高，为防止热 膨胀使输油管变形，应与热油膨胀罐（F-110）连接。同时为了补充循环过程中 的矿物油损失，应在设一热油储罐（F-110）,并以2kg/cm2的蒸汽加热，经加热 的

46、热油由输送泵（G-115）输出，与反应器下部流出的高温热油混合后，油热泵 （G-110）送入热油冷却器（E-110）,如此不断循环。（2）蒸汽流程在热油冷却器（E-110）中，热油在换热冷却的同时产生高压蒸汽，一部分 送至用户，另一部分进入蒸汽加热气（B-110）进一步提高热位。蒸汽加热气（B-110）以燃料油及吸收塔中排出气等作燃料，进入空气燃烧，来加热蒸汽， 产生高热位蒸汽，经循环压缩机（C-110），减压变为低压蒸汽，作为流程中其它 设备热源之用。（3）抑制剂流程为抑制副反应，氧化反应过程中需有抑制剂二氯乙烷（ EDC加入，用中压 氮气作载气。抑制剂由抑制剂罐（F-1308）送入抑制剂蒸发器（F-30A）,经加热 蒸发与压缩后的致稳气，循环气混合，进入混合器。二氧化碳脱除系统工艺流程1、脱二氧化碳循环气流程经循环压缩机（C-110）加压后，循环气的一部分进入接触塔（D-210）,与来自再生塔后由塔顶排出，进入脱二氧化碳冷却器（D-211）的碳酸钾溶液作用，脱去二氧化碳后又塔顶排出，进入脱二氧化碳冷却器（E-211）,经冷却后夹带着 冷凝的碳酸钾溶液的循环气进入接触分离罐（F-210）进行气液分离。分离出来 的液体则送入再生塔（