课程设计环氧乙烷生产工艺设计

化工工艺学课程设计设计题目：环氧乙烷生产工艺设计目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"一、 设计方案简介 2\o"CurrentDocument"二、 工艺流程草图及说明 6\o"CurrentDocument"三、物料衡算 8\o"CurrentDocument"四、 计算结果概要 15\o"CurrentDocument"五、 工艺流程说明 15六、 工艺流程图 21\o"CurrentDocument"七、参考文献 22一、设计方案简介环氧乙烷（沸点10.5°C）是最简单也是最重要的环氧化合物，其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、乙二醇醚类等。L反应过程分析：工业上生产环氧乙烷的方法是乙烯氧化法，在银催化剂上乙烯用空气或纯氧氧化。乙烯在Ag/a-Al2O3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，但氧气氧化法选择性较好，乙烯单耗较低，催化剂的生产能力较大，故大规模生产采用氧气氧化法由乙烯环氧化反应的动力学图示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副反应的发生不仅使环氧乙烷的选择性降低，而且对反应热效应也有很大的影响。选择性下降热效应明显增加，故反应过程中选择性的控制十分重要。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。2、催化剂的选择:由于选择性在反应过程中的重要性，所以要选择选择性好的催化剂，银催化剂对乙烯环氧化反应较好的选择性，强度、热稳定性、寿命符合要求，所以用银催化剂。催化剂由活性组分银、载体和助催化剂组成。助催化剂主要有碱金属、碱土金属、稀土金属化合物等。其作用是提高活性、增大稳定性、延长寿命。抑制剂的作用是抑制非目标产物的形成，主要有硒、碲、氯、溴等。载体的主要功能是负载、分散活性组分，提高稳定性。载体的结构（特别是孔结构）对助剂活性的发挥、选择性控制有极大的影响（乙烯氧化制环氧乙烷的特殊性要求载体比表面积低并且以大孔为主）。3、 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，但压力高对设备的要求高费用增加催化剂易损坏。故采用操作压力为2Mpa左右。4、 反应温度及空速的影响：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200-260C。另一个因素是空速，与温度相比次因素是次要的，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，也影响催化剂得空时收率和单位时间的放热量，故必须全面衡量，现工业上采用的混合起空速一般为7000/h左右，也有更高。以氧气作氧化剂单程转化率控制在12-15%，选择性可达75-80%后更高。5、原料纯度及配比：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，如乙炔和硫化物使催化剂永久中毒，乙炔和银形成的乙炔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（H2、C3以上烷烃和烯烃）；影响爆炸极限，如氩气是惰性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。（乙炔＜5ppm,C3以上烃＜1ppm,硫化物＜1ppm,H2＜5ppm）进入反应器的混合气组成：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，其组成既影响经济效果也关系生产安全。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，就造成飞温），以氧为氧化剂为使反应不致太剧烈仍须加入稀释剂，以氮作稀释剂进反应器的乙烯浓度可达15-20%，氧浓度为8%左右。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，因反应产生二氧化碳所以须脱除。6、 反应器的选择：由于此反应为气固相反应，并且催化剂比较贵所以选择固定床反应器。反应放出大量的热所以须换热介质进行换热，采用对外换热式换热，根据反应的热效应求得反应的温度在180-250C，所以选择矿物油作为换热介质。反应器为列管式固定床反应器，采用外部循环式换热。7、 能耗：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，均可降低能耗。、工艺流程草图及说明-）、氧气氧化法反应部分1、工艺流程草图:）、流程草图说明乙烯催化氧化法制环氧乙烷的工艺需注意以下两点；1、安全性的保障：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N2或CH4做致稳气。2、生产经济性的保障:对化工行业的生产工业来说，经济性是应考虑的重要因素。为满足此要求，应想办法使反应的选择性提高，故应采用性能良好的催化剂，催化剂的研究开发决定着反应的选择性。并用抑制二氯化烷来抑制副反应的发生。还应考虑能量的利用律，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。新鲜原料氧气和新鲜原料乙烯与循环气混合后，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气环氧乙烷含量仅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CO2吸收装置，用热碳酸钾溶液脱除掉副反应所生成的CO2。送CO2吸收装置那一小部分气体在二氧化碳吸收塔中与来自再生塔的热的贫碳酸氢钾-碳酸钾溶液接触。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，CO2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。三、物料衡算一）、已知数据

（1）用N2作为惰性致稳剂时的原料气组成组成C2H4O2N2CO2CH4C2H6ArH2Omol，%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%O2中夹带Ar0.00856mol，循环排放气中含Ar为12.85%，产品环氧乙烷中含Ar0.00631mol。2）用CH4作为惰性致稳气时的原料气组成组成C2H4O2N2CO2CH4C2H6ArH2Omol，%25.007.80-6.4153.790.076.900.03反应器的单程转化率：8.14%选择性： 73.8%环氧乙烷的吸收 99.5%率：O2中夹带Ar0.00856mol，循环排放气中含Ar为12.85%，产品环氧乙烷中含Ar0.00631mol。：）、乙烯催化氧化制环氧乙烷物料衡算框图：）、乙烯催化氧化制环氧乙烷物料衡算框图MFMF——混合原料气SP——混合分离气P—产品环氧乙烷—SPC——未脱除二氧化碳的循图-2其中： 一新鲜原料气FF—RP——混合反应气RC——循环气W——排空废气环气 一SRC 脱除二氧化碳后的循环气（三）、衡算过程衡算基准：进入反应器的混合气100mol衡算范围：以下各步的衡算范围如图-1所示反应器中的反应:混合气中乙烯的转化量：100X15%x12.3%=1.845mol生成环氧乙烷的量：1.845x73.8%=1.3616mol生成二氧化碳的量：1.845x（1-73.8%）x2=0.9668mol生成水的量：0.9668mol消耗氧气的量：1.3616x1/2+0.9668x3/2=2.1310mol由此可得反应混合气RP的组成：乙烯：100x15%-1.845=13.155mol氧气：100x7%-2.1310=4.8690mol环氧乙烷：1.3616mol二氧化碳：100x10.55%+0.9668=11.5168mol水：100x0.28%+0.9668=1.2468mol其他气体因未参与反应，故它们的量仍与原料气一样。所以反应气出口的气体组成（RP）为：13.155+4.8690+11.5168+1.24678+1.3616+53.27+0.63+12.4+0.87=99.3192mol组成CH24O2CO2CH4CHO24HO2CH26ArN2mol，%13.2454.911.5950.6341.3711.2550.87612.48553.635（2）以吸收塔为衡算范围来确定SP的组成在吸收塔中，99.5%的环氧乙烷被吸收，故产品中环氧乙烷的量为：1.3616x99.5%=1.3548环氧乙烷中夹带的Ar的量：1.3548x0.00631=0.008549mol对Ar作物料衡算，RP中Ar的量二SP中Ar的量+产品P夹带的Ar的量.・.SP中Ar的量：12.4-0.008549=12.39145mol对CHO作物料衡算，RP中CHO的量二SP中CHO的量+P中24 24 24CHO的量.SP中CHO的量：24 2 41.36161-1.3548=0.006808mol，很小，故不考虑。SP中H2O的量不计，其他气体的量不变。（单位：mol）C2H4：13.155O2：4.8690CH4：0.63 H2O：1.2468CH：0.87 CO：11.5168N:53.272 6 2 2•・・SP中与W各物质的组成相同，SP中Ar占12.85%.•.吸收塔出口的气体量（SP）=12.39145/12.85%=96.4315mol组成CH24O2CO2CH4CHO24CH26ArN2mol，%13.6425.04911.9430.6500.90212.8555.24

、确定新鲜原料FF及循环气RC的组成设FF中。2为xmol,C2H4为ymol,RC中O2为zmol，CH为smol24以整体为衡算范围，对Ar作物料衡算新鲜原料中Ar的量等于产品中夹带的Ar的量与排放气中Ar的量之和。TOC\o"1-5"\h\z即：0.00856x=0.0085488+WX12.85% ——①以吸收塔为衡算范围，分别对0、CH作物料衡算，RP中O(CH)2 24 2 24的量等于RC中0(CH)的量与排放气W中0(CH)的量之2 2 4 2 2 4和。且排放气W各物质的组成与SP中的组成相同。对02有：4.869025二z+WX5.049% ——②对C2H4有：13.155二s+WX13.642% ——③根据A点物料平衡，MF=FF+RC由A点。2平衡，有：7=x+z ——④由A点C2H4平衡，有：15=y+s ——⑤联立上述五式，解得：w=0.07789molx=2.1679moly=1.8556molz=4.8321mols=12.1444mol即新鲜原料FF中。为2.1679mol，CH为1.8556mol新鲜原料中2 24。2夹带的Ar的量：2.179x0.00856=0.0186mol由A点Ar平衡，MF中Ar的量=FF中。2夹带的Ar的量+RC中（单位：mol）CH:24CH:（单位：mol）CH:24CH:0.63 H0：42RC中其他物质的量与MF中的量一样。13.1444 0：4.832120.28C2H6：0.87 CO2：10.55N2：53.27Ar:12.381循环气体的组成（RC）为：13.1444+4.8321+0.63+0.28+0.87+10.55+53.27+12.381=95.9765mol组成CH24O2CO2CH4HO2CH26ArN2mol，%13.6955.03710.990.6560.2920.90612.955.5（4）、确定未脱除CO2的循环气SPC的组成根据B点CO平衡，SP中CO的量二脱除的CO的量+循环气RC2 2 2中CO2的量，又循环气RC中CO2的量与混合原料气MF中CO2的量相同。・.・脱除的CO2的量：11.51678-10.55=0.96678mol根据工艺条件，可设CO2脱除装置中CO2的脱除效率为70%，则送入CO2脱除装置中CO2的量为：0.96678/70%=1.3811mol・•・脱除CO2后的循环气SRC中CO2的量为：1.3811-0.96678=0.4143mol根据C点CO平衡，RC中CO的量二SRC中CO的量+SPC中CO2222的量•••SPC中CO2的量:10.55-0.4143=10.1357mol•.•SPC与SP中各物质的组成相同，故SPC中CO2占11.943%..•未脱除⑴2的循环气（SPC）的总量:10・1357/11・943%=84.867molSPC/SP=84.867/96.43153=88%，即从吸收塔出来的混合气有88%直接循环，有12%送入CO脱除装置中根据SPC与SP中其它物质的组成相同可得SPC中各物质的量，如下所示:单位：mol)CH:根据SPC与SP中其它物质的组成相同可得SPC中各物质的量，如下所示:单位：mol)CH:2411.5776O:4.2852CH:0.554CH：260.7655N:46.882Ar:10.90545)、根据C点物料平衡来确定脱除O后的循环气SRC的组成由C由C点物料平衡有RC=SRC+SPC脱除CO2脱除CO2后95・9765-84.867=11・1095mol的循环气SRC的总星根据C点各物质平衡可得SRC中各物质的量CH：1.566824CH:260.1045组成CH24O：根据C点各物质平衡可得SRC中各物质的量CH：1.566824CH:260.1045组成CH24O：0.54712CO：20.4143CO2CH4CH:0.084N2：6.39^756CH2 6 1HO2Ar14.14.923.730.722.50.9413.3单位：

mol)O0.2857.5（四）、数据校核及结果评价（1）、校核数据总物料衡算：FF=P+W吸收塔物料衡算：RP=SP+P结点A物料衡算：MF=FF+RC 结点C物料衡算：RC=SPC+SRC根据上述物料衡算式对总气体量及各物质的量分别进行校核，计算结果基本符合上式。（2） 、结果评价在实际工艺过程中，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中并非仅有环氧乙烷及微量的氩，而在计算过程中没有考虑那部分气体的量，视产品中仅有环氧乙烷和氩，所以导致SP的气体总量及部分物质的量不精确，但误差很小，并不影响整体结果。在计算过程中，将SP中水的量视为零，因SPC与SP的组成相同，所以RC中的水考虑为从SRC中来，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。四、计算结果概要物料衡算结果,览表

气组成CH24mol1.8561513.1613.1611.581.56713.14mol,%45.91513.2513.6413.6414.113.7O2mol2.16874.8694.8694.2850.5474.832mol,%53.674.95.0495.0494.925.037N2mol53.2753.2753.2746.886.3953.27mol,%53.2753.6455.2455.2457.555.5CO2mol10.5511.5211.5210.140.4141.55mol,%10.5511.611.9411.943.7310.99CH4mol0.630.630.630.550.080.63mol,%0.630.6340.650.650.720.656CH26mol0.870.870.870.7650.1050.87mol,%0.870.8760.9020.9020.940.906Armol0.01912.412.412.3910.911.47612.38mol,%0.4612.412.4912.8512.8513.312.9H2Omol0.281.247000.280.28mol,%0.281.255000.280.28C2H4Omol01.362002.50.292mol,%013710000总计4.04210099.3296.4384.86711.1195.980..719(mol)五、工艺流程及控制点说明（一）工艺流程环氧乙烷反应系统工艺流程1、 主要流程（1）原料流程原料乙烯、氧气和致稳氮气来自界区，它们与循环物料气的混合气体在氧气混合站（H-102）充分混合后，进入气-气换热器（E-111）与反应生成气换热后，从充填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。0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，吸收反应气体中的产物环氧乙烷。吸收剂自塔上部进入，环氧乙烷吸收液自塔中部流出，进入环氧乙烷精制流程。为提高环氧乙烷的吸收率，从吸收塔顶部排出的气体，再送入塔下部，进行循环吸收。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气加热器（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，再返回至循环气系统；一部分经添加抑制剂二氯乙烷后，进入氧气混合器（H-102），与原料乙烯、氧气混合，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，是强放热反应。在反应过程中应及时将所产生的反应热移走，否则不仅会使选择性下降，甚至会产生飞温现象。本方案中，用矿物油作冷却剂，移走反应热。循环载热的热油经热油冷却器（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，设一热油贮罐（F-115），并以2kg/cm的蒸气加热，经加热的热油由输送泵（G-115）打出，与反应器下部流出的高温热油混合后，由热油泵（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器（B-110）进一步提高起热位。蒸汽加热器（B-110）以燃料油及吸收塔中排出的循环排放气等作燃料，通入空气燃烧，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，作为流程中其他设备热源之用。（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（D-220）的碳酸钾溶液作用，脱去CO2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K2CO3溶液的循环气进入接触分离罐（F-210）进行气液分离。分离出来的气体作为循环反应气送至环氧乙烷反应系统，分离出来的液体则送入再生塔（D-220）进行再生处理。2、 碳酸盐溶液循环流程接触塔（D-210）中，来自再生塔的贫K2CO3-KHCO3溶液与循环气体中的CO2作用，K2CO3转化为KHCO3塔釜的富KHCO3-K2CO3溶液送至再生塔（D-220）的上部，再生后由塔釜经碳酸盐溶液泵（G-220）送入接触塔（D-210）上部，循环使用。为补充循环回路中的碳酸盐溶液，另设碳酸盐溶液溶解槽及贮槽。碳酸盐溶液溶解槽（F-231）中，脱盐水溶解固体碳酸钾。生成的K2CO3溶液送入碳酸盐贮槽（F-230），再由碳酸盐输送泵（G-230）送出，与再生后的碳酸盐溶液混合经碳酸盐溶液泵（G-220）送入接触塔。3、 再生塔流程再生塔中，吸收二氧化碳后的碳酸盐溶液加热再生，生成的二氧化碳由塔顶排出，经再生塔冷却器（E-221）气液分离后，二氧化碳排空，再生塔冷却器及直线分离器分离出的碳酸盐溶液送入再生塔再生。再生塔塔釜的再沸器（E-220）用2kg/cm的低压蒸汽加热，冷凝液送入再沸器凝液罐（F