年产55万吨环氧乙烷乙二醇车间环氧乙烷合成工段工艺设计

内容摘要本文是对年产5.5万吨环氧乙烷/乙二醇车间环氧乙烷合成工段的工艺设计。本设计依据中国石油天燃气有限责任公司抚顺石化乙烯分厂环氧乙烷生产工段的工艺过程，在实际生产理论的基础上，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。采用excel工作表对主要设备如：混合器、反应器、环氧乙烷吸收塔、二氧化碳吸收系统，环氧乙烷解吸塔，冷凝器，脱轻组分塔等进行物料衡算，对环氧乙烷反应器，进料-产品第一换热器，冷却器等六个设备进行热量衡算，并对环氧乙烷反应器和换热器进行设备计算。对脱轻组分塔进行了详细的设备计算和校核，确定了操作参数、设备类型和材质，使用CAD绘制相应的工艺流程图。最后对此工艺过程可能存在的安全隐患及相应措施做了简要说明。关键词：环氧乙烷；工艺流程；反应器；AbstractInthispaper,therefinerystagetechnologicaldesignofepoxyethane/ethyleneglycolworkshopwasdescribed,whichwasbasedontheoutputof55,000tonepoxyethaneperyear.ThisdesignwasbasedonthetechnicsprocessofChinaPetroleumandnaturalgaslimitedliabilitycompanyinFushunEthylenePlantworkshop,thefeasibledesignschemewassetdownaccordingtothetheoryofpracticalityproduction.Inthispaper,thepositionandthefunctioninthenationaleconomy,theproducemethodsinindustry,theprincipleofproduce,processwereinterpred.Forthemainequipmentssuchas:mixtor,reactor,theabsorbtowerofepoxyethane,theabsorbsystemofcarbondioxide,thestripperofepoxyethane,condenser,thedehydrogenationcomponentsofthetoweretc.calculatingofmaterialbalanceweredonebyusingmicrosoftexcel,calculationofenergybalancewerecarriedonfortheepoxyethanereactor,heatexchanger,andcondenseretcsixequipmentsinall.Andequipmentcalculationsforreactor,heatexchangeretc.Thedehydrogenationcomponentsofthetowerwerecarriedondetailedequipmentcalculationsandchecking.Theparameters,equipmentstypesandmaterialwereconfirmed,byusingCADcorrespondingtechnicsprocesschartforthehighpurityepoxyethanerectifierwasdraw.Finally,abriefexplanationtothemostpossibleexisteddangersandcorrespondmeasuresfortheproductionprocessweregiven.Keywords:epoxyethane;process;reactor;目录内容摘要 iAbstract ii目录 iv1 引言 11.1 环氧乙烷在国民经济中的地位和作用 11.2 环氧乙烷在国内外的发展动向 2 生产技术 2 技术发展动向 21.3 环氧乙烷的市场需求状况 32 工艺概述 52.1 环氧乙烷的性质 5 EO的物理性质 5 EO的化学性质 52.2 生产方法的评述及选择 6 氯醇法 6 直接氧化法 62.3 环氧乙烷的生产原理 7 氧化反应原理 7 二氧化碳脱除原理 82.4 工艺流程 93 物料衡算 123.1 物性数据 123.2 设计依据 123.3 循环系统的物料衡算 13 计算依据 13 混合器 14 反应器 19 环氧乙烷吸收塔 24 排放系统 28 CO2的吸收系统 303.4 环氧乙烷解吸塔（C204） 323.5 环氧乙烷塔顶冷凝器（E301） 353.6 环氧乙烷塔顶冷凝器（E302A） 383.7 脱轻组分塔（C301） 404 热量衡算 484.1 设计依据 484.2 反应器R-101 484.3 反应器进料-产品换热器E-101 504.4 产品第一冷却器E-102 534.5 产品第二冷却器E-203 544.6 塔顶冷凝器E-301 574.7 塔顶冷凝器E-302 595 设备计算 625.1 反应器设备计算 625.2 脱轻组分塔 646 安全、环保、能量利用 726.1 工艺设备一览表 726.2 原料消耗表 726.3 能量消耗表 736.4 三废处理 736.5 厂址的选择 74致谢 76参考文献 77附录 79引言环氧乙烷在国民经济中的地位和作用环氧乙烷(简称EO)，又称氧化乙烯，也称恶烷，是一种最简单的环醚,是乙烯工业衍生物中仅次于聚乙烯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。2003年全球环氧乙烷消费量为1593.4万t。1998—2003年年均消费增长率达到5.6%，预计2003—2008年和2008—2013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1995.2万t和2358.2万t。我国由氯醇法生产环氧乙烷始于1960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烃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1993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。环氧乙烷在国内外的发展动向生产技术1922年UCC(联碳公司)建成首套氯醇法工业装置。1938年又建成了首套乙烯空气氧化法工业装置。1958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CO2、环氧乙烷回收组成，但抑制剂选择、工艺流程上略有差异。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。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(218-225℃)、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%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、氟和镧系金属助剂的催化剂，突破了以铼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232-255℃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、铷、铯、钡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化剂。而性能最优异的是一种含银载体用硝酸钾和高锰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，锰质量分数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%。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EO。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70k/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/aEO生产装置，2005年建成投产；上海石化已新建一套300kt/aEO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EO生产装置。到2005年我国EO的生产能力将激增至2160kt/a，在未来两年内国内EO生产能力将翻一番，可见我国EO工业市场需求与发展前景之好。工艺概述环氧乙烷的性质EO的物理性质环氧乙烷（简称EO），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：10.4℃，熔点：-112.2℃，蒸汽压：145.91kPa/20℃。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%EO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—甲醚、乙二醇—乙醚、乙二醇—丁醚。它们兼具醇和醚的性质，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。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。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。1922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，产品纯度低，现已基本被淘汰。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，1937年美国UCC公司首次采用此法建厂生产。1958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。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。环氧乙烷的生产原理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—环氧乙烷的方向上，目前工业上乙烯直接氧化生成EO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： (1)另外，乙烯直接氧化还有副产物生成，其中CO2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CO2和水并伴随着许多寿命极短的部分氧化中间产物： (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），EO自身有也一定的阻止进一步氧化的能力。 (3) (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。CO2还由EO氧化而得，这时它首先被异构为乙醛，然后很快被氧化为CO2和H2O。反应速度由EO异构化控制。 (5) (6)反应器副产物中除CO2和H2O以外还有微量的乙醛和甲醛。它们在精制单元中从EO和EG中分离掉，以上氧化反应均是放热反应。二氧化碳脱除原理本装置采用碳酸盐溶液吸收CO2，以脱除氧化反应的副产物CO2，此吸收为化学吸收：K2CO3+CO2+H2O→2KHCO3+6.4KCal/mol (7)应分五步进行：H2O===H++OH- (8)K2CO3===CO32-+2K+ (9)H++CO32-===HCO3- (10)K++HCO3-===KHCO3 (11)CO2+OH-===HCO3- (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H2O (13)工艺流程循环气首先与新鲜乙烯、甲烷经脱硫床下游的乙烯过滤器S-102混合，然后进入氧气混合喷嘴M-101，氧气经过滤器S-101除掉固体颗粒后在这里加入循环气中。补充抑制剂后，反应器进料气体在E101中被EO反应产品气体从78℃加热到234℃。被预热的反应器进料气体进入列管式EO反应器R-101，在反应器中，乙烯和氧气在银催化剂床层上进行反应，主要生成E0；副产品有二氧化碳、水和微量的醛类。反应产品气体经过三次冷却，在产品第一冷却器E-102中，通过产生中压蒸汽，反应产品气体被冷却到207℃，在进料/产品换热器E-101中被冷却到138℃，在产品第二冷却器冷却后的反应产品气体进到EO吸收塔C-203的急冷部分。为脱除反应产品气冷却时产生的水，将一小股物流引到急冷排放解吸塔C-205中，用泵P-205把急冷液打到急冷冷却器E-205中，再回到EO吸收塔的急冷段。离开急冷段的气体用贫吸收液洗涤以回收E0。在EO吸收塔中吸收的E0，在EO解吸塔C-204内从富吸收液中解吸出来。富吸收液离开EO吸收塔的温度为47℃，预热到105℃后进入EO汽提塔顶部，塔顶出料(EO/H2O)进入轻组分脱除和EO精制部分。EO解吸塔设计能力可使吸收的EO有99.95%解吸出来，其余0.05%的EO随同塔釜液离开。解吸EO所需的蒸汽一部分来自汽提段，一部分来自加入的蒸汽。反应器产品气体在吸收塔急冷段冷却，酸性组分被急冷液吸收，通过排放急冷液可除掉杂质和反应产品气中冷凝下来的水。急冷排放液中的EO在急冷排放解吸塔C-205中回收，解吸介质为直接通入蒸汽。从EO吸收塔来的富吸液，在产品第二冷却器E-203中被EO吸收塔进料(反应产品气体)从47℃加热到67℃，在进解吸塔C-204之前，先后在进料/塔顶物料换热器E-208及进料/塔釜物料换热器E-207中进一步加热。EO吸收塔塔顶物经气液分离罐V-204进入循环气压缩机。如果V-204循环气中的二氧化碳用碳酸钾溶液吸收脱除。为了减少CO2吸收塔中吸收液的冷却及CO2解吸塔中加热吸收剂所需的蒸汽，在CO2吸收塔进料预热器E-201中，吸收塔进料气体被加热，并用水饱和。用CO2解吸塔顶部出料做加热介质，用清洁的冷凝液使物流饱和。为了保证CO2吸收塔进料为饱和状态，在E-201中水经过液体喷嘴喷入换热器的壳层中。在E-201中CO2吸收塔进料气体处于持续饱和状态。CO2吸收塔塔顶气体出塔时的温度为1ll℃，已被水饱和。在气体冷凝器E-202中，这股气体被压缩机出口旁路通过CO2脱除系统的循环气冷却到70℃，部分水从气体中分离出来，在E-202中循环气从58℃被加热到87℃。CO2吸收塔塔顶物流在E-206用冷却水冷却，在分离罐V一201中分离掉携带的水后与循环气混合，分离罐V-201温度为51℃，与循环气混合后回到反应部分。分离罐V-201收集的冷凝液，一般送到碳酸盐闪蒸罐填料顶部，洗涤碳酸盐闪蒸罐V-202闪蒸出的气体。为了应付塔大量带液，V-201底部出口管线上有一个大的排泄阀，通往CO2解吸塔的集水管。当罐V-201的液位降到正常值时，阀门自动关闭。进入碳酸盐闪蒸罐V-202以回收乙烯，以防在CO2解吸塔顶损失掉。被闪蒸出的气体在E-304中冷却脱水后，经尾气压缩机压缩，在EO吸收塔的上游进入循环气管线。闪蒸以后的液体靠重力流入CO2解吸塔。来自碳酸盐闪蒸罐V-202的液体在CO2解吸塔C-202中，用再沸器和直接蒸汽使之解吸，操作压力接近于大气压。解吸塔顶气体在E-201中释放掉部分热量，在E-211中由99℃进一步冷却到45℃。来自E-211EO解吸塔顶蒸汽大约含60%EO和40%的水，先在E-208中预热EO解吸塔的进料，然后和轻组分塔顶物一起进到解吸塔塔顶冷却器E-301中，温度从79℃被冷却到47℃。不凝物主要是CO2、C2H4和EO。在解吸塔顶冷却器E-302A/B中被冷却到15℃，大部分EO作为凝液回到解吸塔顶缓冲罐V-301。解吸塔顶缓冲罐中的物料，经泵打入轻组分塔C-301。在轻组分塔中，CO2、C2H4和其他溶解在EO水溶液中的轻组分和部分EO蒸汽一起脱除。塔顶气体回到EO解吸塔顶冷却器中以回收EO。在EO精制塔C-302中,EO从塔顶蒸出，塔顶气冷凝并过冷后，大部分凝液作为回流，一部分作为低纯度EO产品进乙二醇反应器，这股物流含有微量杂质如CO2和甲醛。高纯度EO产品侧线采出，经E-309进高纯度EO贮罐。EO精制塔塔釜主要是含有乙二醇、醛和至少30%wt物料衡算物性数据表3.1物性数据表序

号组分分子式分子量常压

沸点℃1氮气N228.0134-195.82氩气Ar39.9480-185.873氧气O231.9988-182.984甲烷CH416.0423-162.155乙烯C2H428.0530-103.716乙烷C2H630.0688-88.67二氧碳CO244.0095-78.458环氧烷C2H4O44.052410.49乙醛CH3CHO44.052420.410水H2O18.015210011乙二醇C2H6O262.0676197.3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：8000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：19.8%7．乙醛的选择性：0.2%8．EO吸收率：99.6%9．排空气体比率：0.18%循环系统的物料衡算计算依据(1)原料氧气组成（mol%）：:0.005 :0.195 :99.8(2)原料乙烯组成（mol%）：:95 :4.5 :0.5(3)原料甲烷组成(mol%)：2.0 :0.8 :91.1 :0.1(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；—氧气进料；—甲烷进料；—混合器物料；—反应器物料；—排放物料；W—排放物产；R—循环物料；(7)主反应： 副反应： (8)物料衡算图图3.1物料衡算图混合器（1）循环气体的温度：79.00℃压力1.76MPa混合气出料温度：76.00℃压力1.76MPa进料气体被EO反应产品气体从78℃加热到152℃,而产品气体从（2）环氧乙烷吸收塔吸收率（%）：氮气：0.005 氩气：0.001 氧气：0.01 甲烷：0.01乙烯：0.05 乙烷：0.002 二氧化碳：1.30 环氧乙烷：99.6乙醛：100 水：65.294 乙二醇：100（3）计算过程1）计算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=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=520.2138+0.2605+0.5210=520.9953Kmol/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：由（1）（2）两式联立可得MF=16991.60299F3=16.38802）设:循环气中环氧乙烷的量为；反应器中的环氧乙烷的量为；环氧乙烷的摩尔分率为；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；==MF (3)反应器中环氧乙烷的量=[+0.180%](1-0.996)(1-0.0018) (4)由以上两式得：解得：=0.00013)设：新鲜氧气原料的量为F1（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-氧气的排放量即：解得：F1=509.9414Kmol/h4）设：环氧乙烷吸收塔吸收的二氧化碳的吸收率为；二氧化碳吸收解析塔二氧化碳的吸收率为针对混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：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，即：即：解得：=0.05005）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循环气中的乙烷的量=即：解得：=0.01686）设：氮气的吸收率为；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循环气中氮气的量=即：解得：=0.01127）设：氩气的吸收率为；针对混合器列氩气的物料衡算方程，得：反应器中的氩气的量=新鲜氧气原料中的氩气的量+循环气中的氩气的量循环气中的氩气的量=即：解得：=0.03238）设：水的吸收率为；循环气中水的摩尔分率为，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=反应器中水的摩尔分率：=1=1-0.5-0.3-0.0832-0.05-0.0168-0.0112-0.0323-0.0001=0.0063又有：F1+F2+F3+R=MF,即R=MF-F1-F2-F3得：R=16991.60299-509.9414-520.9953-16.3880=15944.2782Kmol/h即：得：=0.0067计算结果见表3-2。反应器（1）反应温度为240℃，压力为1.60MPa,反应物料由塔顶加入，采用气包进行移热。产品第一冷却器：产品第一冷却器通过加入外界冷量，将气体从240℃冷却到202℃。产品第二冷却器：产品气体经过第二次冷却后，温度降到135℃，与K-301来的气体混合。这股气流在产品第二冷却器中，与从EO吸收塔（2）计算过程（y表示MF中各个组分的摩尔分率）1）反应器出口的乙烯的量 = = =4587.7328Kmol/h2)反应器出口环氧乙烷量= = =409.4333Kmol/h表3.2混合器物料衡算结果表输入物料输出物料原料氧气原料乙烯原料甲烷循环气温度℃4030107976压力Mpa2.752.552.551.761.76序

号组分分子量摩尔

流量

kmol/h摩尔

分率

%摩尔

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kmol/h摩尔

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kmol/h摩尔

分率

%1N228.01340.02550.00010.32780.0200190.60610.0120190.95930.01122Ar39.94800.99440.0020548.39550.0344549.38990.03233O231.9988508.92150.9980904.77980.05671413.70140.08324CH416.04230.26050.000515.88000.96908479.66100.53188495.80150.50005C2H428.0530520.21380.99850.08190.00504577.18520.28715097.48090.30006C2H630.06880.52100.0010285.74580.0179286.26680.01687CO244.00950.09830.0060849.26940.0533849.36780.05008C2H4O44.05241.63480.00011.63480.00019CH3CHO44.05240.00000.00000.00000.000010H2O18.0152107.00070.0067107.00070.006311C2H6O262.06760.00000.00000.00000.0000小计509.94141.0000520.99531.000016.38801.000015944.27821.000016991.60301.0000合计输入物料总量16991.602993）反应器出口二氧化碳 = = =1051.2280Kmol/h4）反应器出口乙醛的量 = = =1.0195Kmol/h5）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：反应器出口水 = = =308.8609Kmol/h6）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-=--=906.5020Kmol/h7）反应器出口氮气，氩气，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=190.9593Kmol/h 氩气=549.3899Kmol/h甲烷=8495.8015Kmol/h 乙烷=286.2668Kmol/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℃150234压力Mpa1.761.47序号组分分子量1N228.0134摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率

%质量

流量

Kg/h质量

分率

%摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率

%质量

流量

Kg/h质量

分率

%2Ar39.9480190.95930.01125349.42000.0134190.95930.01145349.42000.01343O231.9988549.38990.032321947.02650.0549549.38990.032721947.02650.05494CH416.04231413.70140.083245236.74740.1131906.50200.054029006.97680.07265C2H428.05308495.80150.5000136292.19630.34098495.80150.5061136292.19630.34096C2H630.06885097.48090.3000142999.63160.35774587.73280.2733128699.66840.32197CO244.0095286.26680.01688607.69960.0215286.26680.01718607.69960.02158C2H4O44.0524849.36780.050037380.25020.09351051.22800.062646264.01860.11579CH3CHO44.05241.63480.000172.01620.0002409.43330.024418036.51760.045110H2O18.01520.00000.00000.00000.00001.01950.000144.91130.000111C2H6O262.0676107.00070.00631927.63860.0048308.86090.01845564.19130.0139合计16991.60300.00000.00000.00000.00000.00000.00000.00000.0000环氧乙烷吸收塔（1）该塔用纯水作为吸收剂，吸收塔的温度为47℃，压力为1.45MPa（2）各组分的吸收率（%）（取现场值）：氮气：0.005 氩气：0.001 氧气：0.01 甲烷：0.01乙烯：0.05 乙烷：0.002 二氧化碳：1.30 环氧乙烷：99.6乙醛：100 水：65.294 乙二醇：100（3）（4）计算过程（y表示RF中的摩尔分率，为吸收率）1）气体中各个组分的量a)出口环氧乙烷的量=进入吸收塔的环氧乙烷量（1-环氧乙烷的吸收率） = ==1.6377Kmol/hb)出口乙烯的量= = ==4585.4389Kmol/hc)出口的二氧化碳的量 = = ==1037.5620Kmol/hd)出口的氧气的量 = = ==906.4114Kmol/he)出口的甲烷的量 = = ==8494.9519Kmol/hf)出口的乙烷的量 = = ==286.2611Kmol/hg)出口的氮气的量 = = ==190.9498Kmol/hh)出口的氩气的量 = = ==549.3844Kmol/hi)出口的水蒸气的量= = ==107.1936Kmol/h2)吸收剂的用量H(采用纯水做吸收剂)解得:H=32633.2833Kmol/h3）富液中各个组分的量a)环氧乙烷的量= = ==407.7955Kmol/hb)乙烯的量 = = ==2.2939Kmol/hc)二氧化碳的量= = ==13.6660Kmol/hd)氧气的量 = = ==0.0907Kmol/he)甲烷的量 = = ==0.8496Kmol/hf)乙烷的量 = = ==0.0057Kmol/hg)氮气的量 = = ==0.0095Kmol/hh)氩气的量 = = ==0.0055Kmol/hi)水蒸气的量=进入吸收塔中吸收的水的量-吸收塔出口的水的量+吸收剂的用量 =-107.1986+H =308.8609-107.1936+32633.2833=32834.9506Kmol/h表3.4环氧乙烷吸收塔物料衡算结果表输入物料输出物料进料气体进料吸收剂塔顶出口气体塔釜出口吸收液温度℃47353541压力Mpa1.451.421.421.45序

号组分摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率1N2190.95930.01140.00000.0000190.94980.01180.00950.00002Ar549.38990.03270.00000.0000549.38440.03400.00550.00003O2906.50200.05400.00000.0000906.41140.05610.09070.00004CH48495.80150.50610.00000.00008494.95190.52570.84960.00005C2H44587.73280.27330.00000.00004585.43890.28382.29390.00016C2H6286.26680.01710.00000.0000286.26110.01770.00570.00007CO21051.22800.06260.00000.00001037.56200.064213.66600.00048C2H4O409.43330.02440.00000.00001.63770.0001407.79550.01239CH3CHO1.01950.00010.00000.00000.00000.00001.01950.000010H2O308.86090.018432633.28331.0000107.19360.006632834.95060.987211C2H6O20.00000.00000.00000.00000.00000.00000.00000.0000小计16787.19401.000032633.28331.000016159.79091.000033260.68641.0000合计输入物料总量49420.4773输出物料总量49420.4773排放系统（1）排放比=0.18%（2）计算过程（其输入物料=吸收塔的塔顶出料）1）物料的排放量物料的排放量=，所以：氮气排放量=氩气排放量==同理可得：氧气的排放量==Kmol/h甲烷的排放量==Kmol/h乙烯的排放量==Kmol/h=Kmol/h二氧化碳的排放量==Kmol/h环氧乙烷的排放量==Kmol/h乙醛的排放量=Kmol/h水的排放量==Kmol/h乙二醇的排放量=Kmol/hKmol/hKmol/hKmol/hKmol/hKmol/hKmol/hKmol/hKmol/hKmol/hKmol/h计算结果见表3.5。CO2的吸收系统（1）CO2的吸收解吸过程为化学吸收，为使吸收快速进行，将原料气在E-201进行预加热。EO富吸收液经过E-207、208预热到103℃后进入EO（2）二氧化碳的吸收率=0.18（3）计算过程1）被吸收的物料的量=进料量吸收率二氧化碳的吸收量=二氧化碳的进料量二氧化碳的吸收率1000.46540.18=180.0838Kmol/h注：其他组分没有被吸收2)二氧化碳吸收系统中循环物料量=进料量-被吸收的量循环物料中二氧化碳的量=1000.4654-180.0838=820.3816Kmol/h注：由于其他组分未被吸收，所以循环物料中其他组分的量等于其进料量表3.5排放系统得物料衡算结果表输入物料输出物料二氧化碳吸收系统进料排放物料序

号组分摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率1N2190.94980.0118190.60610.01180.34370.01182Ar549.38440.0340548.39550.03400.98890.03403O2906.41140.0561904.77980.05611.63150.05614CH48494.95190.52578479.66100.525715.29090.52575C2H44585.43890.28384577.18520.28388.25380.28386C2H6286.26110.0177285.74580.01770.51530.01777CO21037.56200.06421035.69440.06421.86760.06428C2H4O1.63770.00011.63480.00010.00290.00019CH3CHO0.00000.00000.00000.00000.00000.000010H2O107.19360.0066107.00070.00660.19290.006611C2H6O20.00000.00000.00000.00000.00000.0000小计16159.79091.000016130.70321.000029.08761.0000合计输出物料总量16159.7909表3.6二氧化碳吸收系统物料衡算结果表N2ArO2CH4C2H4C2H6CO2C2H4OCH3CHOH2OC2H6O2环氧乙烷解吸塔（C204）EO解吸塔的设计能力可使吸收的EO有99.95%解吸出来，其余的随塔釜液离开。塔顶气体进入低组分脱除塔和EO精制塔。（2）环氧乙烷解析塔解析率：氮气：1.0 氩气：1.0 氧气：1.0 甲烷：1.0 乙烯：1.0乙烷：1.0 二氧化碳：1.0 环氧乙烷：.096 乙醛：1.0 水：1.8乙二醇：0.0（3)解析塔釜乙二醇含量:0.19000解析率即：==0.010Kmol/h塔顶出口的氩气的量===0.005Kmol同理其他各个组分的塔顶出口的量为：氧气=0.091Kmol/h甲烷=0.850Kmol/h乙烯=2.294Kmol/h乙烷=0.006Kmol/h二氧化碳=13.666Kmol/h环氧乙烷=391.484Kmol/h乙醛=1.019Kmol/h水=591.029Kmol/h乙二醇=0.000Kmol/h2）塔底贫液的量塔底贫液的量=塔顶富液的量-塔顶出口气体的量即：塔底贫液氮气的量=塔顶富液氮气的量-塔顶出口氮气的量=0.010-0.010=0.0000Kmol/h塔底贫液氩气的量=塔顶富液氩气的量-塔顶出口氩气的量=0.005-0.005=0.0000Kmol/h同理可得塔底贫液中其他各个组分的量为：0.0000Kmol/h0.0000Kmol/h0.0000Kmol/h0.0000Kmol/h0.0000Kmol/h0.0000Kmol/h0.0000Kmol/hKmol/h0.0000Kmol/h3）塔釜乙二醇出料量解析塔釜乙二醇含量:0.19000，所以水的含量=1-0.019000=0.8100乙二醇的出料量=塔顶富液环氧乙烷的量-塔顶出口环氧乙烷的量=407.796-391.484=16.312Kmol/h所以有：得：=69.540Kmol/h4）水蒸汽通入的量水蒸汽通入的量=塔顶出口水蒸汽的量+塔底贫液水的量+塔釜乙二醇出料中水量+塔釜乙二醇出料中乙二醇的量-塔顶富液中水的量=591.029+32633.283+69.540+16.312-32834.951=475.214Kmol/h表3.7环氧乙烷解吸塔物料衡算结果表输入物料输出物料塔顶富液水蒸汽通入量塔顶出口气体塔底贫液塔釜乙二醇出料温度℃41190104124130压力Mpa1.451.420.2050.220.22序

号摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率1N20.0100.0000.0000.0000.0100.0000.0000.0000.0000.0002Ar0.0050.0000.0000.0000.0050.0000.0000.0000.0000.0003O20.0910.0000.0000.0000.0910.0000.0000.0000.0000.0004CH40.8500.0000.0000.0000.8500.0010.0000.0000.0000.0005C2H42.2940.0000.0000.0002.2940.0020.0000.0000.0000.0006C2H60.0060.0000.0000.0000.0060.0000.0000.0000.0000.0007CO213.6660.0000.0000.00013.6660.0140.0000.0000.0000.0008C2H4O407.7960.0120.0000.000391.4840.3910.0000.0000.0000.0009CH3CHO1.0190.0000.0000.0001.0190.0010.0000.0000.0000.00010H2O32834.9510.987475.2141.000591.0290.59132633.2831.00069.5400.81011C2H6O20.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.00016.3120.190小计33260.6861.000475.2141.0001000.4531.00032633.2831.00085.8521.000合计输入物料总质量618781.522输出物料总质量618781.522环氧乙烷塔顶冷凝器（E301）（1）解吸塔塔顶冷却器E-301中不凝物组要是CO2、C2H4和EO，在解吸塔顶冷却器E-302A中被冷却到15℃（2）E-301中环氧乙烷转化量为0.0004（3）迭代法得气化率为v=0.0068（4）计算过程1）输入物料（设输入物料为F,摩尔分率为Ｚi）a）环氧乙烷的量=解析塔塔顶出口环氧乙烷的量（1-E301环氧乙烷转化量）=391.484（1-0.0004）=391.3271Kmol/hb）乙二醇的量=解析塔塔顶出口环氧乙烷的量E301环氧乙烷转化量=391.4840.0004=0.1566Kmol/hc）水的量=解析塔塔顶出口水的量-冷凝器塔顶富液乙二醇的量=591.029-0.1566=590.8725Kmol/hd)冷凝器塔顶富液中其他组分的量=解析塔中塔顶出口气体的量e)冷凝器的塔顶富液输入总量=输入冷凝器的各个组分的量的总和=391.3271+0.1566+590.8725+……=1000.2965Kmol/h2）相关参数a)饱和蒸气压饱和蒸气压A，B，C，，D，E由数据表查出，T=303.6K由此可得到各个组分的饱和蒸气压=power(10,)即：氮气=1009.3544MPa氩气=439.8232MPa氧气=216.8636MPa甲烷=68.2103MPa乙烯=7.7349MPa乙烷=4.6960MPa二氧化碳=7.2775MPa环氧乙烷=0.2118MPa乙醛=0.1451MPa水=0.0044MPa乙二醇=0.0000MPab)相平衡常数相平衡常数==其中，压力P=0.2MP由此可得各个组分的相平衡常数即：氮气=5046.7720氩气=2199.1158氧气=1084.3181甲烷=341.0514乙烯=38.6744乙烷=23.4800二氧化碳=36.3877环氧乙烷=1.0589乙醛=0.7254水=0.0218乙二醇=0.00013）输出物料量(设不凝汽的总量为V,摩尔分率为yi:冷凝液的总量为L,摩尔分率为xi)a)不凝汽和冷凝液各个组分的摩尔分率的计算因为：相平衡常数=所以：yi=Ki×xi (1)气化率v=V=vF (2)液化率e=1-v=L=(1-v)F (3)又因为：F=V+L将（1）（2）(3)代入上式中得：即：由：可以迭代得到气化率v=0.0068，已知，所以可以解得，即：xi氮气=0.0000氩气=0.0000氧气=0.0000甲烷=0.0003乙烯=0.0018乙烷=0.0000二氧化碳=0.0110环氧乙烷=0.3911乙醛=0.0010水=0.5947乙二醇=0.0002yi氮气=0.0014氩气=0.0008氧气=0.0117甲烷=0.0874乙烯=0.0706乙烷=0.0001二氧化碳=0.4007环氧乙烷=0.4141乙醛=0.0007水=0.0130乙二醇=0.0000b)不凝汽各个组分的计算不凝汽的总量V=冷凝器的塔顶富液输入总量气化率=1000.29650.0068=6.8020Kmol/h其中：各个组分的不凝汽的量=不凝汽的总量V摩尔分率即(Kmol/h)：氮气=0.0093氩气=0.0052氧气=0.0799甲烷=0.5948乙烯=0.4802乙烷=0.0008二氧化碳=2.7256环氧乙烷=2.8166乙醛=0.0050水=0.0882乙二醇=0.0000c)冷凝液各个组分的计算同理不凝汽的计算过程冷凝液的总量L=冷凝器的塔顶富液输入总量（1-气化率）=1000.2965（1-0.0068）=993.4945Kmol/h其中：各个组分的冷凝液的量=冷凝液的总量L摩尔分率即(Kmol/h)：氮气=0.0003氩气=0.0003氧气=0.0108甲烷=0.2547乙烯=1.8136乙烷=0.0049二氧化碳=10.9404环氧乙烷=388.5105乙醛=1.0145水=590.7844乙二醇=0.1566计算结果见表3.8。环氧乙烷塔顶冷凝器（E302A）(1)解吸塔塔顶冷却器中不凝物组要是CO2、C2H4和EO，在解吸塔顶冷却器E-302A中被冷却到15℃(2)迭代得气化率为0.9711(3)计算过程同理E301的计算过程计算结果见表3.9。

表3.8环氧乙烷塔顶冷凝器E301物料衡算结果表输入物料输出物料汽化率塔顶富液不凝气冷凝液温度K320.15303.60.0068压力Mpa0.210.2序

号摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率饱和蒸汽压

Mpa相平衡常数1N20.00950.00000.00930.00140.00030.00001009.35445046.77202Ar0.00550.00000.00520.00080.00030.0000439.82322199.11583O20.09070.00010.07990.01170.01080.0000216.86361084.31814CH40.84960.00080.59480.08740.25470.000368.2103341.05145C2H42.29390.00230.48020.07061.81360.00187.734938.67446C2H60.00570.00000.00080.00010.00490.00004.696023.48007CO213.66600.01372.72560.400710.94040.01107.277536.38778C2H4O391.32710.39122.81660.4141388.51050.39110.21181.05899CH3CHO1.01950.00100.00500.00071.01450.00100.14510.725410H2O590.87250.59070.08820.0130590.78440.59470.00440.021811C2H6O20.15660.00020.00000.00000.15660.00020.00000.0001小计1000.29651.00006.80201.0005993.49451.0000合计1000.2965表3.9环氧乙烷塔顶冷凝器E302A物料衡算结果表输入物料输出物料汽化率E301不凝气不凝气冷凝液温度K305.15288.150.9711压力Mpa0.20.19序

号组分摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率饱和蒸汽压

Mpa相平衡常数1N20.00930.00140.00930.00140.00000.0000639.02693363.29952Ar0.00520.00080.00520.00080.00000.0000277.81001462.15783O20.07990.01170.07990.01210.00000.0000156.8668825.61484CH40.59480.08740.59480.09000.00010.000348.8632257.17495C2H40.48020.07060.47970.07260.00050.00245.671729.85126C2H60.00080.00010.00080.00010.00000.00003.380617.79297CO22.72560.40052.72260.41200.00300.01535.102726.85648C2H4O2.81660.41392.69150.40730.12510.63590.12170.64049CH3CHO0.00500.00070.00470.00070.00030.00160.08240.433910H2O0.08820.01300.02040.00310.06770.34430.00170.009011C2H6O20.00000.00000.00000.00000.00000.00000.00000.0000小计6.80561.00006.60881.00000.19671.0000合计6.8056脱轻组分塔（C301）(1)在轻组分塔中,CO2、C2H4和其他溶解在EO水溶液中的轻组分和部分EO蒸汽一起脱除。塔顶气体EO解吸塔顶冷却器中一回收EO。轻组分塔釜的EO，用泵打到EO精制塔中。塔顶进料温度为28.5℃,塔釜温度为60.11(3)计算过程1）输入物料量F=E301和E302的冷液量之和输入氮气的量=E301冷凝液氮气量+E302冷凝液氮气量=0.0003+0.0000=0.0003Kmol/h同理其他各个组分的输入量为：氩气=0.0003Kmol/h氧气=0.0108Kmol/h甲烷=0.2548Kmol/h乙烯=1.8141Kmol/h乙烷=0.0049Kmol/h二氧化碳=10.9434Kmol/h环氧乙烷=388.6356Kmol/h乙醛=1.0148Kmol/h水=590.8521Kmol/h乙二醇=0.1566Kmol/h2）采用清晰分割的方法进行计算,设塔顶物料总量为D；塔釜物料总量为W进料F中的组分有：N2，Ar，O2，CH4，C2H4，C2H6，CO2，EO，H2O，CH3CHO,DEG轻关键组分为：二氧化碳CO2重关键组分为：环氧乙烷EO所以：塔顶出料D为：N2，Ar，O2，CH4，C2H4，C2H6，CO2，EO塔釜出料W为：CO2，EO，H2O，CH3CHO,DEG所以:a)塔顶的N2，Ar，O2，CH4，C2H4，C2H6的出料量=其各自的进料量塔顶的H2O，CH3CHO,DEG的出料量为0塔釜的N2，Ar，O2，CH4，C2H4，C2H6的出料量为0塔釜的H2O，CH3CHO,DEG的出料量=其各自的进料量b)塔顶的EO出料量DEO=塔顶出料总量D摩尔分率即：DEO=D塔釜的EO出料量WEO=环氧乙烷进料量FEO-塔顶环氧乙烷量DEO即：WEO=FEO-Dc)塔釜的CO2出料量=塔釜物料总量W=W塔顶的CO2出料量=二氧化碳的进料量-塔釜二氧化碳量即：=-W=W=-WWEO=FEO-D氩气=氧气=甲烷=乙烯=乙烷=二氧化碳=环氧乙烷=乙醛=水=乙二醇==氧气=甲烷=乙烯=乙烷=二氧化碳=环氧乙烷=乙醛=水=乙二醇=表3.10脱轻组分塔物料衡算结果表输入物料输出物料E301及E302A冷凝液塔顶气相出料塔釜液相出料温度K305.15291.0254374333.0589压力Mpa1序

号组分分子量摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率摩尔

流量

Kmol/h摩尔

分率1氮气28.01340.00030.00000.00030.00000.00000.00002氩气39.94800.00030.00000.00030.00000.00000.00003氧气31.99880.01080.00110.01080.00030.00000.00004甲烷16.04230.25480.02560.25480.00650.00000.00005乙烯28.05301.81410.18261.81410.04600.00000.00006乙烷30.06880.00490.00050.00490.00010.00000.00007二氧化碳44.009510.94341.101310.93390.27710.00950.00008环氧乙烷44.0524388.635639.110426.43270.6700362.20290.37969乙醛44.05241.01480.10210.00000.00001.01480.001110水18.0152590.852159.46050.00000.0000590.85210.619211乙二醇62.06760.15660.01580.00000.00000.15660.0002小计993.6877100.000039.45181.0000954.23591.0000合计993.6877

表3.11塔顶露点物料衡算结果表序

号组分分子量饱和蒸汽压

Mpa相平衡常数相对挥发度液相组成1氮气28.0134695.59693477.9845255130.2769061.95782E-092氩气39.9480302.28311511.4155152229.446415.74005E-093氧气31.9988166.6667833.33364941229.2269693.27408E-074甲烷16.042351.9970259.9851548383.49677122.48432E-055乙烯28.05306.019430.0968622844.395032920.0015278386乙烷30.06883.60131