年产5万吨环氧乙烷工艺设计

年产5.5万吨环氧乙烷工艺设计本文是对年产5.5万吨环氧乙烷合成工段的工艺设计。本设并对环氧乙烷反应器进行详细的设备计算和校核，确定操作参数、设备类型关键词：环氧乙烷；工艺流程；反应器；物料衡算。精品PROCESSDESIGNOFETHYLENEOXIDEWITHANNUALOUTPUTOF55,000TONSTheprocessofethyleneoxidewithannualoutputof5,5000tonswasdesignedinthispaper.Basedontheactualproductionprocessandproductiontheoryreasonabledesignschemewasdeveloped.Thestatusandroleofethyleneoxideinthenationaleconomywasdiscussedinthispaper.Furthermore,theproducemethods,theprincipleofproduceandprocesswerealsointerpred.Materialbalanceofthemainequipments,suchas:themixer,thereactor,theabsorbtowerofepoxyethane,andtheabsorbsystemofcarbondioxidehavebeencalculated.Calculationofenergybalancefortheepoxyethanereactorwerealsocarriedout.Equipmentcalculationsandcheckingofthereactorwerecarriedondetail.Theparameters,typesandmaterialsoftheequipmentswereconfirmed.Basedupon,thehighpurityepoxyethanerectifierwasdrawusingCAD.Finally,correspondmeasuresfortheproductionprocesswereKEYWORDS:epoxyethane;process;reactor;materialbalance。精品第1章引言 1§1.1环氧乙烷在国民经济中的地位和作用 §1.2环氧乙烷在国民经济中的地位和作用 1§1.2.1生产技术 1§1.2.2技术发展动向 2§1.3环氧乙烷的市场需求状况 3第2章工艺概述 4§2.1环氧乙烷的性质 4§2.1.1EO的物理性质 4§2.1.2EO的化学性质 4§2.2生产方法的评述及选择 4§2.2.1氯醇法 5§2.2.2直接氧化法 5§2.3环氧乙烷的生产原理 §2.3.1氧化反应原理 5§2.3.2二氧化碳脱除原理 6§2.4设计方案简介 7§2.5生产方法的评述及选择 第3章物料衡算 §3.1物性数据 §3.2设计依据 §3.3循环系统的物料衡算 §3.3.1计算依据 §3.3.2混合器 §3.3.4环氧乙烷吸收塔 §3.3.5CO2的吸收系统 第4章热量衡算 §4.1反应器的热量衡算 第5章设备计算 §5.1反应器设备计算 §5.2确定氧化反应器的基本尺寸 §5.3床层压力降的计算 §5.4传热面积的核算 §5.5反应器塔径的确定 参考文献 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2003年全球环氧乙烷消费量为1593.4万吨。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1995.2万吨和2358.2万吨。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精品90%以上。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%。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%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天运精品行试验后，环氧乙烷选择性可高达96.6%。精品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EO生产与应用已走上快速发展道路，至今已经引2003年我国EO生产能力约为1200kt/a。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70kt/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，精品第2章工艺概述温下为无色气体，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%,它易与水、醇、氨、胺、酚、卤化氢、酸及硫醇进行开环反尤其当有铁、酸、碱、醛等杂质或高温下更是如此，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0℃以下。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。环精品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。为使乙烯精品精品—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：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：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。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。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。[6-91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+26.166kJ/mol(7)精品应分五步进行：KHCO₃→K₂CO₃+CO₂十H₂O(13)环氧乙(简称EO)是最简单也是最重要的环氧化合物，在常温有毒，易自聚，尤其当有铁，酸，碱，醛等杂质或高温下更是如此，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，此外还工业上生产环氧乙烷最早采用的方法是氯醇法，该法分两步进行，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)₂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，在银催化剂上乙烯气或纯氧氧化。乙烯在Ag/精品α—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000000000000000000000000000000000000000000000000000000000003+6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。主要反应方程式如下主反应△Hzgsk=-103,4kJ/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。[1~13环氧化法生产环氧乙烷是一个强放热放应，为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，并要精品精品α-氧化铝和含有少量氧化硅的α-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，可提高选择抑制剂在银催化剂中加入少量硒碲氯溴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效果。工业上常在原料气中添加微量有机氯如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四、影响因素(反应条件)的分析：(1)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。所以要控制精品(2)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。(3)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/h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);②使反应热效应增大(H₂、C₃以上烷烃和烯烃);③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,氢气<5ppm)。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%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(热碳酸钾溶精品液)脱除掉副反应生成的二氧化碳。精品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(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%—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30%—35%,选择性可达70%左右。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，否则会因精品由于此反应为气固相反应，并且催化剂比较贵，所以选择反应器。反应放出大量的热，所以须采用换热介质进行换热，根据反应的热效应求得反应的温度在180℃—250℃,因此选择矿物油作为换热介质，采用由以上流程图可以看出，新鲜原料气与循环气混合后热一段时间后，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。二氧化碳吸收塔对此工艺，由于副反应为强放热反应，温度的控制尤为重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，也为使反应不致对化工行业的生产工业来说，经济性是应首先考虑的此要求，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，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。精品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，充分精品第3章物料衡算序号组分分子式分子量常压沸点℃1氮气N₂-195.82氩气Ar-185.873氧气O₂-182.984甲烷-162.155乙烯-103.716乙烷C,H₆7二氧碳CO₂44.0095-78.458环氧烷C₂H₄O44.05249乙醛CH₃CHO44.0524水H₂O乙二醇C₂H₆O₂1.设计任务：年产5.5万吨环氧乙烷2.年工作时间：7200小时3.高纯EO收率：30%4.乙烯单程转化率：10%6.二氧化碳的选择性：20%精品N₂:0.0100Ar:0.2000O₂:99.8000CH₄:0.0500C₂H₄:99.8500N₂:2.0000CH₄:96.9000C₂H₄:0.5000CO₂:0.600C(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%乙烯催化氧化制取环氧乙烷得物料衡算框图：图3.1物料衡算图水溶液精品新鲜原料气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脱除的二氧化碳SRC脱除二氧化碳的循环气(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202℃被冷却到138℃.(2)环氧乙烷吸收塔吸收率(%):(3)计算过程1)计算新鲜乙烯原料中乙烯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+0.521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：MF×30%=MF×30%×(1-10%)×(1-0.0005)×(1-0.0018)+520.2138+F₃×MF×50%=MF×50%×(1-0.0001)×(1-0.0018)+0.2605+F₃×96.9%由(1)(2)两式联立可得MF=16991.6030精品F₃=44.90332)设：循环气中环氧乙烷的量为R○;反应器中的环氧乙烷的量为MF;环氧乙烷的摩尔分率为yo;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；Ro=MFro=MF×yE(3)反应器中环氧乙烷的量：MFo=[MF×yEo+MF×Yc,H₄×0.1×80%]×(1-0.996)×(1-0.0018)(4)3)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MF×yo₂=F₁×y"o₂+R×y'o₂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R×y'o₂=[MF×yo₂-MF×yc₂H₄×0.1×0.8×0.5-MF×yc₂H₄×0.1×0.2×3]×即：R×8.32%=F₁×99.8%+[MF×8.32%-MF×30%×0.1×0.8×0.5-MF4)设：环氧乙烷吸收塔吸收的二氧化碳的吸收率为收解析塔二氧化碳的吸收率为αco₂。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：MF×yco,=F₃×yco+R×yco₂。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：R×y'co₂=[MF×yco₂+MF×yc₂H₄×0.1×0.2×2]×(1-aco,)×(1-0.0018)×(1-αco₂)5)设：新鲜乙烯原料量为F₂;乙烷的吸收率为Qc,H₂,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+MF×ycHa=F₂×yc₂h₀+R×yc循环气中的乙烷的量=MF×yc,n×(1-αc,。)×(1-0.0018)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MF×yw=F₁×yx₂+F₃×yx₂+R×yw循环气中氮气的量=MF×yv,×(1-αv,)×(1-0.0018)即MF×yv,=509.9414×0.005%+16.3880×2%+MF×yv,×(1-0.00005)×(1-0.0018)7)设：氩气的吸收率为αv,;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精品序号序号摩尔流量kmol/h摩尔分率%MF×y=F×yAr+R×yA循环气中的氩气的量=MF×yᴀ×(1-aᴀ)×(1-0.0018)8)设：水的吸收率为αH,o;循环气中水的摩尔分率为yH₂0,针对混合R×ynO=[MF×yno+MF×Yc₄×0.1×0.198×2]×(1-α,o)×(1-0.0018)yH₂o=1-YcH₄-Yc₂H₄-Yo₂-yco-Yc₂H₆-yv,-y₄,-yeo计算结果见表3-2表3.2混合器物料衡算结果表温度℃压力MPa组分分子量原料氧气摩尔流量kmol/h摩尔分率%输入物料原料乙烯原料甲烷循环气摩尔摩尔分率分率分率分率kmol/hkmol/hkmol/h摩尔分率%输出物料1N₂28.01340.03470.00010.89810.0200271.84180.0120272.77460.01182Ar39.94801.35210.0020745.31050.0344746.66260.03233O₂31.9988692.02420.99801231.26780.05671923.29200.08324CH₄16.04230.36840.000543.51130.969011514.36550.531811558.24520.50005C₂H₄28.0530735.65590.99850.22450.00506199.05670.28716934.94710.30006C₂H₆30.06880.73680.0010403.80180.0179404.53860.01757CO₂44.00950.26940.00601155.55510.05331155.82450.0500精品89C₂H₄OH₂O44.0524小计F₁=509.94141.0000F₂=736.76111.0000F₃=44.90332.3116117.84910.00010.00672.31161117.89410.00010.00511.000023116.40901.000021641.450合计输入物料总量MF=23116.4904(1)反应温度为243℃,压力为1.60MPa,反应物料由塔顶加入。(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=MF×yc×(1-乙烯的单程转化率)2)反应器出口环氧乙烷3)反应器出口二氧化碳=MF×yczH₄×乙烯的单程转化率×二氧化碳的选择性×2+MF×yco?=23116.49044×0.3×10%×20%×2+234)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=MF×Yn₂o+MF×ycn₂×乙烯单程转化率×二氧化碳选择性×2=23116.49044×0.0063+23116.49045)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-生即：反应器出口水量精品精品=23116.49044×0.0832-23116.49044×6)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计算结果见表3.3。表3.3反应器物料衡算结果表温度℃压力MPa摩尔流量输入物料输出物料质量分率0摩尔分率%质量流量质量分率0摩尔流量摩尔分率%质量流量3O₂31.99884CH₄16.04235C₂H₄28.05306C₂H₆30.06887CO₂44.0095合计0.01125349.42000.0134272.27000.01185349.0.032321947.02650.0549746.66260.032321947.02650.05490.083245236.74740.11311233.26480.053629006.97680.07260.5000136292.19630.340911558.26480.5000136292.19630.34090.3000142999.63160.35776241.45240.2700128699.66840.32190.01688607.69960.0215404.53960.01758607.69960.02150.050037380.25020.09351430.44850.061946264.01860.11570.000172.01620.00.00631927.63860.0048672.68990.02915564(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(%):精品(4)计算过程(y表示RF中的摩尔分率，α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)b)出口乙烯的量=进入吸收塔的乙烯的量×(1-乙烯的吸收率)c)出口的二氧化碳的量=进入吸收塔的二氧化碳的量×(1-二氧化碳的吸收率)=RFo₂×(1-αo₂)e)出口的甲烷的量=进入吸收塔的甲烷的量×(1-甲烷的吸收率)=RFcH₄×(1-αcH₄)=RFczH₄×(1-αczH₄)=RFzo×(1-αzo)精品2)吸收剂的用量H(采用纯水做吸收剂)EO吸收塔吸收液汽比L/V=2.0塔内气体的平均流率塔内液体的平均流即：吸收剂的用量=[(进料量+塔顶出口气体量)×液气比-被吸收的量]/2得：吸收剂用量H=[(16787.1940+16159.7909)×2-(16787.1940-1615.7909)]/23)富液中各个组分的量a)环氧乙烷的量=进入吸收塔环氧乙烷量×环氧乙烷的吸收率=409.4333×99.6%=552.5766kmol/hb)乙烯的量=进入吸收塔的乙烯的量×乙烯的吸收率=6587.7328×0.05%=3.1207kmol/hc)二氧化碳的量=进入吸收塔的二氧化碳的量×二氧化碳的吸收率=1551.228×1.30%d)氧气的量=进入吸收塔的氧气的量×氧气的吸收率=RFo₂×αo₂=0.1233kmol/he)甲烷的量=进入吸收塔的甲烷的量×甲烷的吸收率=RFcH₄×αcH=1245.8015×0.01%f)乙烷的量=进入吸收塔的乙烷的量×乙烷的吸收率g)氮气的量=进入吸收塔的氮气的量×氮气的吸收率=RFx₂×αv₂h)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+吸收剂的用量表3.4环氧乙烷吸收塔物料衡算结果表温度℃输入物料输出物料进料气体摩尔流量kmol/h摩尔分率进料吸收剂摩尔流量kmol/h摩尔分率塔顶出口气体塔釜出口吸收液摩尔流量kmol/h摩尔分率摩尔流量kmol/h摩尔分率序号组分1N₂2Ar3O₂456241.45246238.33176C₂H₆404.5396403.79427CO₂42.91358C₂H₄O9H₇O4287.214小计22084.496143428.5179合计输入物料总量65503.6983输出物料总量65513.0140(1)CO₂的吸收解吸过程为化学吸收，为使吸收快速进行，将原料气在进行预加热。EO富吸收液经过预热到103℃后进入EO解吸塔顶部。精品(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3.5二氧化碳吸收系统物料衡算结果表二氧化碳吸收系统料温度℃摩尔摩尔流量摩尔摩尔流量摩尔序号组分kmol/h分率kmol/h分率kmol/h分率1N₂2Ar3O₂48191.22868191.228654403.79924403.79926C₂H₆7CO₂8C₂H₄O9CH₃CHOH₂OC₂H₆O₂精品小计15564.31101.0000180.08381.00015384.22751.0000合计15564.3113第4章热量衡算(1)乙烯以银催化剂氧化制环氧乙烷，主要反应为C₂H₄+₂O₂→CH₃CHO+103.4100C₂H₄+3O₂→2CO₂+2H₂O1(2)反应热为基准温度T₀=25℃(298.15K)下的反应热。反应器内进料温度为T=150℃(423.15K),反应温度为T=234℃(507.15K);转化率为10%,选择性为80%,空速为4000/h。要求年产高纯度环氧乙烷5.5万吨，采用氧气直接氧化法，进行反应器设原料气带入的热量为Q,氧化气带出的热量为Q₂,反应热为Q₃,反Q₁+Q₂=Q₃+Q₄Cp⁰=A+BT+CT²+DT³上式中的各项系数值如表4-6所示。精品表4-6各组分的定压比热系数值组分AB×10C×105D×10⁸C₂H₄O₂CO₂N₂H₂OC₂H₄O5.703726.008223.056629.471732.4150—7.59110.11740.56870.00342.2238一0.2341—12.60440.6388—0.44082.6122②原料气温度为150℃,氧化气温度为234℃.在此条件下各组分的Cp°值如表4-7,4-8所示组分O₂CO₂N₂原料气组分O₂CO₂N₂H₂OC,H₄O氧化气可查得真实气体与理想气体的比热之间关系的计算式原料气的温度为150+273.15=423.15K,压为234+273.15=507.15K,压力P为1MPa。查表计算，各项计算结果如表4-9、4-10所示表4-9原料气中各组分定压比热的压力校正参数组分C,H₄O₂CO₂N₂T./Kp./MPaO△C)/J·mol-1.K-1C。/J.mol-1.K-282.40000.19900.08500.67000.628061.52300.19800.02100.15900.038031.2600304.20000.13600.22500.54400.586044.47600.29500.04000.13800.000029.7380注：比热的单位为J/mol·K精品组分C,H₄O₂CO₂N₂H₂OC,H₄O①282.40000.19900.08500.54400.502064.88700.19800.02100.13400.0084031.5340304.20000.13600.22500.41900.502045.5324.14500.29500.04000.12600.000029.926647.300022.0500.80800.04500.34404.186038.3210469.00000.13900.20002.093081.0980①原料气带入的热量Q原料气的入口温度为423.15K,以273.15K为基准温度，则计算结果列于表4-11中组分Cp(J/mol·K)XO₂CO₂N₂合计由计算结果可知由公式4-5可得Q=23116.4904×30.040×(483.15-273.15)=7.60×10⁷kJ/h②反应热Q₂在操作条件下，主副反应的热效应分别为主反应：则主反应的放的热量为：Q₁=409.46×0.2×0.66×25.19×10³副反应的放热量为Q=409.46×0.2×0.34×315.9×10³×③氧化气带出的热量Q氧化气出口温度为507.15K,以273.15K为基准温度，则计算结果列于表4-12中组分Cp(J/mol·K)XXCpi64.88700.0273O₂31.53400.04680CO₂45.53200.046902.1350N₂29.92600.8349024.9850H₂O38.32100.004500.1720C₂H₄O81.09800.004600.3730合计30.9120由计算结果可知由公式4-7可得Q₃=12016.15×30.912×234=9.29×10⁷kJ/h④反应器的散热量Q₄可得反应器的散热量Q₄=Q₁+Q₂-Q₃=(7.60+4.25-9.29)×10⁷=2.46×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：5.5万吨/年；生产过程安全系数：1.04;年操作时间：7200小时；本设计采用一台反应器进行反应。已知：(1)每小时输入的原料气量总为23116.4904kmol/h;(2)以银为催化剂，颗粒为球形，d=5mm,空隙率ε=0.48;[19(3)反应温度为234℃,操作压力为1.6MPa,空速为4000/h;(5)反应热用水带走，导出水进口温度210℃,导出水温度220