【环氧乙烷生产工艺的物料衡算和能量衡算计算案例11000字】

环氧乙烷生产工艺的物料衡算和能量衡算计算案例目录TOC\o"1-3"\h\u15304环氧乙烷生产工艺的物料衡算和能量衡算计算案例 116190第1章物料衡算 268111.1物性数据 2156661.2设计依据 2178111.3流程的物料衡算 3290371.4循环系统的物料衡算 378361.5EO解吸塔（C204） 15178691.6EO塔顶冷凝器（E301） 16166871.7EO塔顶冷凝器（E302A） 18175551.8脱轻组分塔（C301） 2118045第2章热量衡算 26254662.1设计依据 26273672.2反应器R-101 26141182.3反应器进料-产品换热器E-101 27291292.4产品第一冷却器E-102 29202052.5产品第二冷却器E-203 3037852.6塔顶冷凝器E-301 3235932.7塔顶冷凝器E-302 35物料衡算物性数据表3.1物性数据表序

号组分分子量常压

沸点℃1氮气28.0135-185.92氩气39.9580-184.33氧气31.9888-182.94甲烷16.0503-161.15乙烯28.0490-105.76乙烷30.0788-89.67二氧化碳44.0105-79.48环氧乙烷44.050910.59乙醛44.049420.610水18.0202100.511乙二醇62.0796198.3设计依据设计任务：年产30万吨环氧乙烷——乙二醇生产装置的工艺设计每年工作时间：8000小时环氧乙烷选择性：70%环氧乙烷的吸收率：99.6%高纯环氧乙烷的收率：30%二氧化碳选择性：19.8%乙醛选择性：0.2%乙烯的单程的转化率：20%排空气体比率：0.18%流程的物料衡算由于产品乙二醇中的质量含量为99.8%，所以产品中乙二醇的摩尔流量F=669.889kmol/h,而且精馏塔中的吸收率是95%，所以进入精馏塔中的乙二醇流量F1kmol/h在水合反应中其环氧乙烷水合反应生成乙二醇的转化率和选择性分别是100%、89%。即进入到水合反应器中的乙二醇的摩尔流量F2kmol/h在氧化反应器中，乙烯氧化生成环氧乙烷的转化率和选择性分别为30%、70%。所以进入反应器中的乙烯的摩尔流量F3kmol/h由于原料进料中的乙烯含量为99.95%（体积分数），所以其原料进料量F4kmol/h下面则为各个部分的物料衡算的精细计算。循环系统的物料衡算3.4.1计算依据（1）原料氧气的组成（mol%）：:0.005 :0.195 :99.8（2）原料乙烯的组成（mol%）：:95 :4.5 :0.5（3）原料甲烷的组成(mol%)：:2.0 :0.8 :91.1 :0.1（4）EO吸收塔的吸收液气比：2.00（5）二氧化碳吸收率：19.0%（6）英文符号说明：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3.4.2混合器（1）循环系统气体的温度：如果温度为78.00℃；容器压力为1.77MPa，混合料出口温度为75.00℃；出口压力1.77MPa，启动气加热79℃，通过对环氧乙烷反应生成的气体进行热交换，制备出环氧乙烷生成气体。（2）EO吸收塔的吸收率（%）：氮气：0.005 氧气：0.045 氩气：0.001甲烷：0.049乙烷：0.001 乙烯：0.05 环氧乙烷：99.59二氧化碳：1.21 乙醛：100 水：65.294 乙二醇：100（3）计算过程1）计算乙烯原料中的乙烯量kmol/h乙烯原料中的甲烷量=kmol/h乙烯原料中的乙烷量=kmol/h乙烯原料的量=乙烯原料中的乙烯量+乙烯原料中的甲烷量+乙烯原料中的乙烷量即：F2=+1.4209+2.8419=kmol/h设：混合器的进料量为MF；甲烷原料量时F3；所以对混合器内的甲烷和乙烯进行物料衡算方程后得：由（1）（2）两式联立可得MF=98551.2974kmol/hF3=95.0504kmol/h2）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；所以对混合器内的环氧乙烷进行物料衡算方程后得：即可以得到反应器中环氧乙烷的量*yEO=循环气中得环氧乙烷的量；==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)假如：F1为氧气原料的量，单位为Kmol/h；然后对混合器内氧气进行物料衡算方程后得：反应器进料中的氧含量=氧气原料中的氧含量+循环气中的氧含量循环气中的氧含量=反应器中的氧含量-反应所消耗的氧含量-氧气的吸入量-氧气的排出量即：解得：F1=2957.6601kmol/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，然后对混合器内的二氧化碳进行物料衡算方程后得：反应器内的二氧化碳含量=甲烷进料中的二氧化碳含量+循环气中的二氧化碳含量：循环气体内的二氧化碳含量=反应器内的二氧化碳含量+生成的二氧化碳含量-环氧乙烷的吸收塔所吸收的二氧化碳量-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，然后对其混合器内的乙烷进行物料衡算方程后得：反应器内的乙烷含量=乙烯原料中的乙烷含量+循环气体内的乙烷含量循环气中的乙烷的量=即：解得：=0.01686）设：氮气的吸收率为；所以对其混合器内的氮气进行物料衡算方程后得：反应器内的氮气含量=氧气原料体的氮气含量+甲烷原料体的氮气含量+循环气体中的氮气含量循环气中氮气的量=即：解得：=0.01127）设：氩气的吸收率为；所以对其混合器内的氩气进行物料衡算方程后得：反应器内的氩气含量=氧气原料气体中氩气含量+循环气体中的氩气含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，然后对其混合器内的水进行物料衡算方程后得：循环气体中的水含量=反应器内的水含量+反应后生成的水含量=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=98551.2973-2957.6601-3021.7727-95.0504=92476.8136kmol/h即：得：=0.0067计算结果见表3-2。3.4.3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。第一冷却器：产品经过第一冷却器后通过加入的外界冷量，将热气体从230℃冷却到192℃。第二冷却器：产品气体到达第二次冷却后，气体温度就会降到129℃，在与从K-301来的气体所混合。然后这股气流会在第二冷却器中，与从EO吸收塔C-203中来的富吸收液的热量进行热量交换，进一步冷却到49℃。（2）计算过程（y是为MF中组分的摩尔分率）1）反应器出口的乙烯含量 = = =26608.8502kmol/h2)反应器出口环氧乙烷量= = =2374.7131kmol/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/℃5035208075压力/Mpa2.802.602.601.801.80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

%摩尔

流量

kmol/h摩尔

分率

%摩尔

流量

kmol/h摩尔

分率

%1N228.01340.14790.00011.90120.02001105.51540.01201107.56390.01122Ar39.94805.76750.00203180.69390.03443186.46140.03233O231.99882951.74470.99805247.72280.05678199.46810.08324CH416.04231.51090.000592.10400.969049182.03380.531849275.64870.50005C2H428.05303017.24000.99850.47500.005026547.67420.287129565.38920.30006C2H630.06883.02180.00101657.32560.01791660.34740.01687CO244.00950.57010.00604925.76250.05334926.33320.05008C2H4O44.05249.48180.00019.48180.00019CH3CHO44.05240.00000.00000.00000.000010H2O18.0152620.60410.0067620.60410.006311C2H6O262.06760.00000.00000.00000.0000小计2957.66011.00003021.77271.0000385.05041.0000357126.18811.000098551.29741.0000合计输入物料总量98551.29743）反应器出口二氧化碳 = = =6097.1224kmol/h4）反应器出口乙醛的量 = = =5.9131kmol/h5）反应器出口的含水量（在反应中生成二氧化碳和生成水的摩尔比为1：1）所以：反应器出口水 = = =1791.3932kmol/h6）反应器出口的氧含量（混合器中的氧含量-反应生成环氧乙烷所消耗的氧含量-反应生成乙醛所消耗的氧含量-反应生成二氧化碳所消耗的水量）即：反应器出口水量-=--=5257.7116kmol/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=1107.5639kmol/h 氩气=3186.4614kmol/h甲烷=49275.6487kmol/h 乙烷=1660.3474kmol/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℃155240压力Mpa1.801.50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

%2Ar39.94801107.56390.011231026.63600.01341107.56390.011431026.63600.01343O231.99883186.46140.0323127292.75370.05493186.46140.0327127292.75370.05494CH416.04238199.46810.0832262373.13490.11315257.71160.0540168240.46540.07265C2H428.053049275.64870.5000790494.73850.340949275.64870.5061790494.73850.34096C2H630.068829565.38920.3000829397.86330.357726608.85020.2733746458.07670.32197CO244.00951660.34740.016849924.65770.02151660.34740.017149924.65770.02158C2H4O44.05244926.33320.0500216805.45120.09356097.12240.0626268331.30790.11579CH3CHO44.05249.48180.0001417.69400.00022374.71310.0244104611.80210.045110H2O18.01520.00000.00000.00000.00005.91310.0001260.48550.000111C2H6O262.0676620.60410.006311180.30390.00481791.39320.018432272.30950.0139合计98551.29740.00000.00000.00000.00000.00000.00000.00000.00003.4.4环氧乙烷吸收塔（1）环氧乙烷吸收塔是用纯水作为吸收剂，塔的温度为48℃，压力为1.55MPa。（2）每个组分的吸收率（%）：氮气：0.005 氩气：0.001 氧气：0.025 甲烷：0.05乙烯：0.015 乙烷：0.002 二氧化碳：120 环氧乙烷：99.6乙醛：100 水：65.294 乙二醇：100（3）EO吸收塔吸收液汽比=2.0（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） = =kmol/hb)出口乙烯的量= = =kmol/hc)出口的二氧化碳的量 = = =kmol/hd)出口的氧气的量 = = =kmol/he)出口的甲烷的量 = = =kmol/hf)出口的乙烷的量 = = =kmol/hg)出口的氮气的量 = = =kmol/hh)出口的氩气的量 = = =kmol/hi)出口的水蒸气的量= = =kmol/h2）吸收剂的消耗量H（此处是用纯水作为吸收剂）在现场所参考的数据所得：环氧乙烷吸收塔的吸收液汽比L：V=2.0吸收塔内气体的平均流率V=吸收塔内液体的平均流率L=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=[(97365.7252+93726.7872)2-(97365.7252-9371.58722)]/2解得:H=189273.0431kmol/h3）富液中各个组分的量a)环氧乙烷的量= = =kmol/hb)乙烯的量 = = =kmol/hc)二氧化碳的量= = =kmol/hd)氧气的量 = = =kmol/he)甲烷的量 = = =kmol/hf)乙烷的量 = = =kmol/hg)氮气的量 = = =kmol/hh)氩气的量 = = =kmol/hi)水蒸气的量=吸收塔中被吸收的水的量-塔的出口的出水量+吸收剂的消耗量 =-621.7519+H =1791.3932-621.7519+189273.0431=191686.7882kmol/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的气体进料的吸收剂塔顶的出口气体塔釜的出口吸收液温度/℃50404045压力/Mpa1.501.391.391.50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1N21107.56390.01140.00000.00001107.50880.01180.00950.00002Ar3186.46140.03270.00000.00003186.42950.03400.00550.00003O25257.71160.05400.00000.00005257.18610.05610.09070.00004CH449275.64870.50610.00000.000049270.72100.52570.84960.00005C2H426608.85020.27330.00000.000026595.54560.28382.29390.00016C2H61660.34740.01710.00000.00001660.31440.01770.00570.00007CO26097.12240.06260.00000.00006017.85960.064213.66600.00048C2H4O2374.71310.02440.00000.00009.49870.0001407.79550.01239CH3CHO5.91310.00010.00000.00000.00000.00001.01950.000010H2O1791.39320.018432633.28331.0000621.72290.006632834.95060.987211C2H6O20.00000.00000.00000.00000.00000.00000.00000.0000小计97365.72521.000032633.28331.000093726.78721.000033260.68641.0000合计输入物料总量286638.7683输出物料总量286638.76833.4.5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=kmol/h氩气排放量==kmol/h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==47.8720kmol/h乙烷的排放量==2.9887kmol/h二氧化碳的排放量==10.8321kmol/h环氧乙烷的排放量=kmol/h乙醛的排放量=0.0000kmol/h水的排放量=kmol/h乙二醇的排放量kmol/h2）二氧化碳吸收系统的进料量吸收系统二氧化碳的进料量=排放系统二氧化碳进料量-二氧化碳的排放量即，二氧化碳吸收系统中氮气的进料量=排放系统中氮气的进料量-氮气排放量=1107.5639-=1105.5154kmol/h同理可得：氩气的进料量=3186.4614-5.7356=3180.6939kmol/h系统中氧气的进料量=5257.7116-9.4627=5247.7228kmol/h系统中甲烷的进料量=49275.6487-88.6872=49182.0338kmol/h系统中乙烯的进料量=26608.8502-47.8720=26547.6742kmol/h系统中乙烷的进料量=1660.3474-2.9887=1657.3256kmol/h系统中二氧化碳的进料量=6017.8596-10.8321=6007.0275kmol/h系统中环氧乙烷的进料量=9.4987-0.0000=9.4987kmol/h系统中乙醛的进料量=0.0000kmol/h系统中水的进料量=621.7229-1.1188=620.6041kmol/h系统中乙二醇的进料量kmol/h计算结果见表3.5。3.4.6CO2的吸收系统（1）CO2的吸收过程是化学吸收，为了能让吸收迅速进行，所以先原料气在E-201热交换进行预加热。环氧乙烷则在富吸收液经过E-207、E-208后将预热到110℃后才进入环氧乙烷的解吸塔顶部。（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吸收量=二氧化碳进料量二氧化碳吸收率kmol/h2）二氧化碳吸收系统中循环物料量=二氧化碳进料量-二氧化碳被吸收的量循环物料物质中的二氧化碳含量=5756.6888-1033.4860=4635.7753kmol/h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1N21107.50880.01181105.51540.01181.99350.01182Ar3186.42950.03403180.69390.03405.73560.03403O25257.18610.05615247.72280.05619.46270.05614CH449270.72100.525749182.03380.525788.68720.52575C2H426595.54560.283826547.67420.283847.87200.28386C2H61660.31440.01771657.32560.01772.98870.01777CO26017.85960.06426007.02750.064210.83210.06428C2H4O9.49870.00019.48180.00010.01680.00019CH3CHO00000010H2O621.72290.0066620.60410.00661.11880.006611C2H6O2000000小计93726.78721.000093558.07861.0000168.70811.0000合计输出物料总量93726.7872表3.6二氧化碳吸收系统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吸收二氧化碳量循环物料温度℃808080压力Mpa1.801.801.80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1N21109.35520.01181067.33920.01202Ar3072.50360.03403072.50360.03443O25069.22380.05625069.22380.05684CH447509.12590.526347509.12590.53245C2H425542.03540.282925542.03540.28636C2H61657.32560.01841657.32560.01867CO25802.69930.06431044.48601.00004758.21330.05338C2H4O9.15940.00019.15940.00019CH3CHO000010H2O543.59340.0060543.59340.006111C2H6O20000小计90273.00551.00001044.48601.000089228.51951.0000合计输出物料总量90273.0055EO解吸塔（C204）（1）EO解吸塔的设计，其解吸能力可使吸收的环氧乙烷有99.95%解吸出来，而剩余的环氧乙烷会随塔釜液离开。解吸出来的气体将进入到低组分脱除塔和EO精制塔。（2）EO解析塔解析率：表3.7解析率表物质解析率物质解析率物质解析率氮气1.0氧气1.0甲烷1.0氩气1.0乙烷1.0乙烯1.0二氧化碳1.0环氧乙烷0.96乙醛1.0水1.8乙二醇0.0（3）解析塔釜乙二醇含量：0.19000（4）计算过程1）塔顶气体的出口量（塔顶的富液的输入量=EO吸收塔中塔釜富液的出口量）塔顶气体的出口量=塔顶富液的输入量解析率即：塔顶出口氮气的量==kmol/h塔顶出口的氩气的量==kmol同理其他各个组分的塔顶出口的量为：氧气=0.5338kmol/h甲烷=4.8993kmol/h乙烯=13.2935kmol/h乙烷=0.0293kmol/h二氧化碳=79.3051kmol/h环氧乙烷=2270.5908kmol/h乙醛=5.8996kmol/h水=3427.9530kmol/h乙二醇=0kmol/h2）塔的底部贫液含量塔的底部贫液含量=塔的顶部富液的含量-塔的顶部出口气体的含量即：塔的底部贫液中氮气的量=塔的顶部富液中氮气含量-塔顶出口氮气含量=kmol/h塔的底部贫液中氩气含量=塔的顶部富液中氩气含量-塔的顶部出口氩气含量=kmol/h同理能够得到塔的底部贫液中另外各个组分的量是：氧气=0kmol/h甲烷=0kmol/h乙烯=0kmol/h乙烷=0kmol/h二氧化碳=0kmol/h环氧乙烷=0kmol/h乙醛=0kmol/h水=189273.0414kmol/h乙二醇=0kmol/h3）塔釜乙二醇出料量解析塔釜中的乙二醇的含量：0.1800，所以水含量=1-0.1800=0.8200塔釜乙二醇的出料量=塔的顶部富液中的环氧乙烷含量-塔的顶部环氧乙烷的出口量=2365.2168-2270.6072=94.6096kmol/h所以有：得：kmol/h4）水蒸汽通入的量塔里水蒸汽进入量=塔的顶部出口的水蒸汽含量+塔的底部贫液中的水含量+塔釜乙二醇出料中的水含量+塔釜乙二醇出料中的乙二醇含量-塔的顶部富液中中水含量=3427.9682+189273.0414+403.3320+94.6096-190442.7158=2756.2412kmol/h表3.8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℃45185109130135压力Mpa1.501.480.210.230.23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

分率摩尔

流量

kmol/h摩尔

分率1N20.05800000.0580000002Ar0.02900000.0290000003O20.52780000.5278000004CH44.93000004.93000.00100005C2H413.305200013.30520.00200006C2H60.03480000.034800000.7CO279.262800079.26280.01400008C2H4O2365.21680.012002270.60720.39100009CH3CHO5.91020005.91020.001000010H2O190442.71580.9872756.24121.0003427.96820.591189273.04141.000403.33200.81011C2H6O20000000094.60960.190小计192911.97881.0002756.24121.0005802.62741.00032633.2831.000497.94161.000合计输入物料总质量3588932.8276输出物料总质量3588932.8276EO塔顶冷凝器（E301）（1）环氧乙烷解吸塔塔顶的冷却器E-301中不凝物组分为CO2、C2H4和EO，在环氧乙烷的解吸塔顶冷却器E-302A中被冷却到14℃是，不凝气开始进行尾气处理。（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（假如输入物料为F，他的摩尔分率为Ｚi）a）塔内环氧乙烷含量=解析塔的顶部环氧乙烷的出口量（1-E301环氧乙烷转化量）=2270.6072（1-0.0004）=2269.6972kmol/hb）乙二醇的量==2270.60720.0004=0.9083kmol/hc）塔内的水含量=解析塔塔的顶部的出口水含量-塔的顶部富液中的乙二醇含量=3427.9682-0.1566=3427.8166kmol/hd)冷凝器塔的顶部富液中另外组分的含量=解析塔中塔的顶部出口气体的含量e)冷凝器塔的顶部富液输入总量=进入冷凝器的组分的量的总和=2269.6972+0.1566+3427.0605+……=5801.7197kmol/h2）相关参数a)饱和蒸气压饱和蒸气压其中常数由数据表查出，T=302.9K这样可以计算各个组分的饱和蒸气压=power(10,)算得：氮气：1008.4129MPa氩气：441.7526MPa氧气：221.7916MPa甲烷：70.1125MPa乙烯：8.1259MPa乙烷：4.5483MPa二氧化碳：7.6687MPa环氧乙烷：0.2356MPa乙醛：0.1345MPa水=：0.0043MPa乙二醇：0.0000MPab)相平衡常数相平衡常数==其中，压力P为0.2MPa这样可以ji各个组分的相平衡常数即：氮气：5033.1256氩气：2197.1253氧气：1079.9896甲烷：339.9354乙烯：8.5321乙烷：24.9981二氧化碳：37.2458环氧乙烷：1.1102乙醛：0.6933水：0.0220乙二醇：0.00013）输出的物料量(假如V为不凝汽的总，yi为摩尔分率，L是冷凝液的总量，xi是摩尔分率)a)所以不凝汽和冷凝液每个组分的摩尔分率的计算为下列计算：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氩气=0氧气=0甲烷=0.0004乙烯=0.0021乙烷=0二氧化碳=0.0120环氧乙烷=0.3981乙醛=0.0011水=0.5875乙二醇=0.0002yi氮气=0.0016氩气=0.0008氧气=0.0191甲烷=0.0861乙烯=0.0749乙烷=0.0002二氧化碳=0.4108环氧乙烷=0.4326乙醛=0.0005水=0.0131乙二醇=0b)不凝汽每个组分量的计算不凝汽总量V=冷凝器塔的顶部富液的输入总量气化率=5801.71970.0068=39.4516kmol/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=0.0495氩气=0.0299氧气=0.4659甲烷=3.4478乙烯=2.7866乙烷=0.0057二氧化碳=15.8760环氧乙烷=16.3177乙醛=0.0285水=0.5233乙二醇=0c)冷凝液中每个组分的计算其计算过程跟不凝汽的计算过程差不多冷凝液总量L=冷凝器塔的顶部富液的输入总量（1-气化率）=5801.7197（1-0.0068）=5762.2681kmol/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=0.0015氩气=0.0015氧气=0.0631甲烷=1.4769乙烯=10.5179乙烷=0.0289二氧化碳=63.455环氧乙烷=2243.3699乙醛=5.8993水=3586.5405乙二醇=0.9954计算结果见表3.9。EO塔顶冷凝器（E302A）(1)环氧乙烷解吸塔的塔顶冷却器中，其不凝物组分是CO2、C2H4和EO，在其塔顶冷却器E-302A中被降温到14℃，然后不凝气尾气处理。(2)迭代得到的气化率是0.9821(3)计算过程同理E301的计算过程计算结果见表3.10。

表3.9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K319.15304.150.0059压力Mpa0.250.23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1N20.055100.05390.00140.001701009.35445046.77202Ar0.031900.03020.00080.00170439.82322199.11583O20.52610.00010.46340.01170.06260216.86361084.31814CH44.92770.00083.44980.08741.47730.000368.2103341.05145C2H413.30460.00232.78520.070610.51890.00187.734938.67446C2H60.033100.00460.00010.028404.696023.48007CO279.26280.013715.80850.400763.45430.01107.277536.38778C2H4O2269.69720.391216.33630.41412253.36090.39110.21181.05899CH3CHO5.91310.00100.02900.00075.88410.00100.14510.725410H2O3427.06050.59070.51160.01303426.54950.59470.00440.021811C2H6O20.90830.0002000.90830.00020.00000.0001小计5801.71971.000039.45161.00055762.26811.0000合计5801.7197表3.10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K306.15290.150.9801压力Mpa0.220.20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1N20.0540.0010.0540.00100639.0273363.3002Ar0.0300.0010.0300.00100277.8101462.1583O20.4630.0120.4630.01200156.867825.6154CH43.4500.0873.4500.0900.001048.863257.1755C2H42.7850.0712.7820.0730.0030.0025.67229.8516C2H60.00500.0050003.38117.7937CO215.8090.40115.7910.4120.0170.0155.10326.8568C2H4O16.3360.41415.6110.4070.7260.6360.1220.6409CH3CHO0.0290.0010.0270.0010.0020.0020.0820.43410H2O0.5120.0130.1180.0030.3930.3440.0020.00911C2H6O200000000小计39.4731.00038.3311.0001.1411.000合计39.473脱轻组分塔（C301）（1）在脱轻组分塔中，有CO2、C2H4和其他有溶解性的轻组分等气体，都在EO水溶液中的轻组分以及部分EO蒸汽一起在这个塔里被脱除。塔顶的EO在解吸塔顶的冷却器中一一回收其EO。将塔釜的轻组分EO，用泵将其打入到EO精馏塔中进行提浓。塔的顶部的进料温度是27.9℃，其塔釜温度是61.89℃。（2）C301塔釜中的二氧化碳的摩尔分率：=0.00001C301塔顶环氧乙烷摩尔分率=0.67000C302塔顶乙醛摩尔分率=.00000C302塔釜环氧乙烷摩尔分率0.25200（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=0.0017kmol/h同理其他各个组分的输入量为：氩气=0.0015kmol/h氧气=0.0599kmol/h甲烷=1.4820kmol/h乙烯=10.5399kmol/h乙烷=0.0275kmol/h二氧化碳=63.4801kmol/h环氧乙烷=2264.0745kmol/h乙醛=5.8956kmol/h水=3436.9599kmol/h乙二醇=0.9102kmol/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，CH4，Ar，O2，C2H6，C2H4的出料量为其每个物料自己的进料量塔顶的H2O，CH3CHO,DEG的出料量为0塔釜的N2，CH4，Ar，O2，C2H6，C2H4的出料量是0即塔釜的CH3CHO，H2O和DEG的出料量为它们自己的进料量b)塔的顶部EO出料量DEO=塔的顶部的出料总量D塔顶环氧乙烷的摩尔分率即：DEO=D塔釜的EO出料量WEO=环氧乙烷的进料量FEO-塔的顶部的环氧乙烷量DEO即：WEO=FEO-Dc)塔釜的CO2出料量=塔釜物料总量W塔釜二氧化碳的摩尔分率即：=W塔顶的CO2出料量=二氧化碳的进料量-塔釜二氧化碳量即：=-Wd)由此可列式：D=(1)W91=(2)由（1）（2）联立解得D=228.8204kmol/hW=5534.5682kmol/he)塔顶环氧乙烷出料量DEO=D=228.82040.67000=153.3097kmol/h塔釜二氧化碳出料量=W=5534.56820.00001=0.0551kmol/h塔顶二氧化碳出料量=-W=63.4717-5534.56820.00001=63.4166kmol/h塔釜环氧乙烷出料量WEO=FEO-D=2254.0865-228.82040.67000=2100.7768kmol/h3）塔顶露点计算设塔顶的温度为TD，饱和蒸汽压为，相平衡常数为Ki，相对挥发度为（相对重关键组分EO），设塔顶液相组成为，塔顶气相组成为a)假设TD=290K，则由=power(10,)可求得各个组分的饱和蒸气压b)因为，已经能够计算出，P为0.2MPa即就可以计算每个组分的相平衡常数Kic)因为，所以，由清晰分割已经求出由此可以计算各个组分的塔顶液相组成d)若=1则假设的TD成立，即为所求若1则假设不成立，重新假设TD的值，重复a)到d)的计算步骤，直到假设成立，求得TD的值最终，本次迭代的结果为TD=291.0254374Ke)为后续计算的准备，计算相对挥发度=（对于其重关键组分环氧乙烷，Kh为环氧乙烷的相平衡常数）所以可以计算得每个组分的相对挥发度为：氮气=5140.2888氩气=2255.5655氧气=1239.2355甲烷=382.4892乙烯=44.3899乙烷=26.6523二氧化碳=40.4562环氧乙烷=1乙醛=0.7058水=0.01542乙二醇=4.4586E-05（4）塔釜泡点计算设塔釜的温度为Tw，饱和蒸汽压为，相平衡常数为Ki，相对挥发度为（相对重关键组分EO），设塔釜液相组成为，塔釜气相组成为a)假设Tw=330K，则由=power(10,)可求得各个组分的饱和蒸气压b)因为，已经求出，P=0.21MP所以可以计算各个组分的相平衡常数Kc)因为，所以，xi由清晰分割已经求出由此可以计算各个组分的塔釜气相组成d)若=1则假设的Tw成立，即为所求若1则假设不成立，重新假设Tw的值，重复a)到d)的计算步骤，直到假设成立，求得Tw的值最终，本次迭代的结果为Tw=333.0589Ke)为后续计算的准备，计算相对挥发度=（相对于重关键组分EO，Kh为EO的相平衡常数）即得各个组分的相对挥发度为：氮气=4684.9562氩气=2144.4578氧气=768.7058甲烷=250.9954乙烯=26.7754乙烷=16.9857二氧化碳=26.2544环氧乙烷=1乙醛=0.7058水=0.04057乙二醇=0.0004012表3.11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Mpa0.20.20.21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28.01340.001700.00170002氩气39.94800.001700.00170003氧气31.99880.06260.00110.06260.0003004甲烷16.04231.47780.02561.47780.0065005乙烯28.053010.52180.182610.52180.0460006乙烷30.06880.02840.00050.02840.0001007二氧化碳44.009563.47171.101363.41660.27710.055108环氧乙烷44.05242254.086539.1104153.30970.67002100.776809乙醛44.05245.88580.1021005.88580.001110水18.01523426.942259.4605003426.94220.619211乙二醇62.06760.90830.0158000.90830.0002小计5763.3887100.0000228.82041.00005534.56821.0000合计5763.3887表3.12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28.0134695.5973477.9855130.27702氩气39.9480302.2831511.4162229.44603氧气31.9988166.667833.3341229.22704甲烷16.042351.997259.985383.49705乙烯28.05306.01930.09744.3950.0026乙烷30.06883.60118.00626.56107二氧化碳44.00955.46527.32740.3090.0108环氧乙烷44.05240.1360.6781.0000.9889乙醛44.05240.0920.4600.679010水18.01520.0020.0100.015011乙二醇62.06760000小计1表3.13塔釜泡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气相组成1氮气28.01342438.98411614.2114694.80402氩气39.94801103.7015255.7182124.51503氧气31.9988398.8221899.152767.69304甲烷16.0423129.297615.701248.88405乙烯28.053013.26963.18525.54106乙烷30.06888.26439.35315.90807二氧化碳44.009513.23463.01725.4730.0018环氧乙烷44.05240.5202.4741.0000.9399乙醛44.05240.3621.7210.6960.00210水18.01520.0200.0950.0380.05911乙二醇62.067600.00100小计1.000热量衡算设计依据（1）这次设计我应用的是经验法，以现有的工业生产的工业装置的数据作为本次设计计算的依据。（2）催化剂是以银作为催化剂来使乙烯氧化生产环氧乙烷，主要反应为（3）其中的反应热的基准温度是T0=25℃(298.15K)下所得到的反应热。反应时反应器内的进料温度为T1是140℃(423.15K)，反应温度为T是229℃(502.15K)；反应完后的出料温度T2是233℃(506.15K)；而且反应生成主要产物的转化率为10%，其选择性是80%，在设备里的空速是4000/h。（4）本设计的要求是年产高纯度环氧乙烷30万吨，采用方法是氧气直接氧化法，是以现有的工业生产的工业装置的数据，根据其数据来进行了部分设备的热量衡算。反应器R-101由公式由以上两式可得：气体带入的焓值同理：气体带走的焓值所以：反应器的热量=-1.12E+12J/mol计算过程及结果见表4.1。

表4.1反应器R-101热量衡算结果表输入物料输出物料基准物单质单质基准相态气相气相基准温度K298.15298.15温度K425.15511.15序

号组分n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

(J/mol)H

(J/mol)n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

（J/mol)H

(J/mol)1氮气1107.568003.65E+034.04E+091107.563906.12E+036.79E+092氩气3186.461402.60E+038.29E+093186.461404.34E+031.39E+103氧气8199.468103.74E+033.06E+105257.711606.32E+033.32E+104甲烷49275.6487-74.484.88E+03-3.43E+1249275.6487-74.488.60E+03-3.25E+125乙烯29565.389252.56.13E+031.73E+1226608.850252.51.10E+041.69E+126乙烷1660.3474-83.857.56E+03-1.26E+111660.3474-83.851.37E+04-1.17E+117二氧化碳4926.3332-393.53.66E+03-1.92E+126097.1224-393.56.16E+03-2.36E+128环氧乙烷9.4818-52.637.06E+03-4.32E+082374.7131-52.631.28E+04-9.45E+109乙醛0-166.197.75E+0305.9131-166.191.38E+04-8.99E+0810水620.6041-241.84.25E+03-1.47E+111791.3932-241.87.18E+03-4.21E+1111乙二醇0-387.561.35E+0400-387.562.36E+040合计6.47E+04-3.85E+121.14E+05-4.50E+12反应热Q-1.12E+12J/mol反应器进料-产品换热器E-101（1）A：入口温度为T1=78℃=351.15K，出口温度为T2=152℃=425.15K。B：入口温度为T1=207℃=480.15K出口温度为T2=138℃=411.15K（2）基准温度T0=298.15K（3）进出物料量相等（4）计算过程1)由公式由以上两式可得：气体带入的焓值同理：气体带走的焓值所以：反应器的热量=5.26E+11J/mol同理可以计算：反应器的热量=-5.27E+11J/mol表4.2E-101A热量衡算结果表输入物料输出物料基准物单质单质基准相态气相气相基准温度K298.15298.15温度K349.15429.15序号组分n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

(J/mol)H

(J/mol)n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

（J/mol)H

(J/mol)1氮气1107.563901.54E+031.71E+091107.563903.71E+034.11E+092氩气3186.461401.10E+033.51E+093186.461402.64E+038.41E+093氧气8199.468101.57E+031.29E+108199.468103.80E+033.11E+104甲烷49275.6487-74.481.98E+03-3.57E+1249275.6487-74.484.96E+03-3.43E+125乙烯29565.389252.52.44E+031.62E+1229565.389252.56.24E+031.73E+126乙烷1660.3474-83.852.98E+03-1.34E+111660.3474-83.857.69E+03-1.26E+117二氧化碳4926.3332-393.51.54E+03-1.93E+124926.3332-393.53.72E+03-1.92E+128环氧乙烷9.4818-52.632.77E+03-4.73E+089.4818-52.637.19E+03-4.31E+089乙醛0-166.193.10E+0300-166.197.89E+03010水620.6041-241.81.79E+03-1.49E+11620.6041-241.84.32E+03-1.47E+1111乙二醇0-387.565.44E+0300-387.561.37E+040合计2.63E+04-4.15E+126.58E+04-3.84E+12反应热Q5.26E+11J/mol表4.3E-101B热量衡算结果表输入物料输出物料基准物单质单质基准相态气相气相基准温度K298.15298.15温度K481.15409.15序号组分n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

(J/mol)H

(J/mol)n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

（J/mol)H

(J/mol)1氮气1107.563905.32E+035.92E+091107.563903.30E+033.65E+092氩气3186.461403.78E+031.21E+103186.461402.35E+037.48E+093氧气8199.468105.48E+034.50E+108199.468103.37E+032.77E+104甲烷49275.6487-74.487.36E+03-3.31E+1249275.6487-74.484.38E+03-3.46E+125乙烯29565.389252.59.37E+031.83E+1229565.389252.55.48E+031.72E+126乙烷1660.3474-83.851.16E+04-1.20E+111660.3474-83.856.75E+03-1.28E+117二氧化碳4926.3332-393.55.35E+03-1.91E+124926.3332-393.53.31E+03-1.92E+128环氧乙烷9.4818-52.631.09E+04-3.96E+089.4818-52.636.31E+03-4.39E+089乙醛0-166.191.18E+0400-166.196.94E+03010水620.6041-241.86.23E+03-1.46E+11620.6041-241.83.84E+03-1.48E+1111乙二醇002.03E+0400-387.561.21E+040合计9.75E+04-3.60E+125.81E+04-3.90E+12反应热Q-5.27E+11J/mol产品第一冷却器E-102（1）入口温度为T1=234℃=423.15K，出口温度为T2=207℃=507.15K（2）基准温度T0=298015K（3）进出物料量相等（4）计算过程由公式由以上两式可得：气体带入的焓值同理：气体带走的焓值所以：反应器的热量=-1.98E+12J/mol表4.4E-102热量衡算结果表输入物料输出物料基准物单质单质基准相态气相气相基准温度/K298.15298.15温度/K506.15481.15序号组分n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

(J/mol)H

(J/mol)n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

（J/mol)H

(J/mol)1氮气1107.563906.06E+036.73E+091107.563905.32E+035.92E+092氩气3186.461404.30E+031.37E+103186.461403.78E+031.21E+103氧气8199.468106.26E+035.13E+105257.711605.48E+032.88E+104甲烷49275.6487-74.488.51E+03-3.25E+1249275.6487-74.487.36E+03-3.31E+125乙烯29565.389252.51.09E+041.87E+1226608.850252.59.37E+031.65E+126乙烷1660.3474-83.851.35E+04-1.17E+111660.3474-83.851.16E+04-1.20E+117二氧化碳4926.3332-393.56.10E+03-1.91E+126097.1224-393.55.35E+03-2.37E+128环氧乙烷9.4818-52.631.27E+04-3.79E+082374.7131-52.631.09E+04-9.92E+109乙醛0-166.191.37E+0405.9131-166.191.18E+04-9.11E+0810水620.6041-241.87.11E+03-1.46E+111791.3932-241.86.23E+03-4.22E+1111乙二醇0-387.562.34E+0400-387.562.03E+040合计1.12E+05-3.47E+129.75E+04-4.62E+12反应热Q-1.98E+12J/mol产品第二冷却器E-203（1）气相A：入口温度为T1=138℃=411.15K，出口温度为T2=53℃=326.15K液相B：入口温度为T1=41℃=314.15K，出口温度为T2=36℃=309.15K（2）基准温度T0=298.15K；进出物料量相等（3）计算过程由公式由以上两式可得：气体带入的焓值H1同理：气体带走的焓值H2所以：反应器的热量QA=(H2-H1)A=-5.86E+11J/mol反应器的热量QB=(H2-H1)B=-5.64E+10J/mol表4.5E-203A热量衡算结果表输入物料输出物料基准物单质单质基准相态气相气相基准温度/K298.15298.15温度/K412.15325.15序号组分n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

(J/mol)H

(J/mol)n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

（J/mol)H

(J/mol)1氮气1107.563903.30E+033.65E+091107.563908.15E+029.05E+082氩气3186.461402.35E+037.48E+093186.461405.82E+021.86E+093氧气5257.711603.37E+031.77E+105257.711608.27E+024.35E+094甲烷49275.6487-74.484.38E+03-3.46E+1249275.6487-74.481.03E+03-3.60E+125乙烯26608.850252.55.48E+031.54E+1226608.850252.51.26E+031.43E+126乙烷1660.3474-83.856.75E+03-1.28E+111660.3474-83.851.54E+03-1.39E+117二氧化碳6097.1224-393.53.31E+03-2.38E+126097.1224-393.58.15E+02-2.38E+128环氧乙烷2374.7131-52.636.31E+03-1.10E+112374.7131-52.631.43E+03-1.22E+119乙醛5.9131-166.196.94E+03-9.40E+085.9131-166.191.60E+03-9.86E+0810水1791.3932-241.83.84E+03-4.26E+111791.3932-241.89.44E+02-4.29E+1111乙二醇0-387.561.21E+0400-387.562.82E+030合计5.81E+04-4.92E+121.37E+04-5.28E+12反应热Q-5.86E+11J/mol表4.6E-203B热量衡算结果表输入物料输出物料基准物单质单质基准相态液相液相基准温度K298.15298.15温度K315.15310.15序号组分n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

(J/mol)H

(J/mol)n

(kmol/h)标准

生成焓

(kJ/mol)热容积分

（J/mol)H

(J/mol)1氮气0.055104.65E+022.58E+040.055103.20E+021.77E+042氩气0.031903.33E+021.06E+040.031902.29E+027.29E+033氧气0.526104.72E+022.48E+050.526103.24E+021.71E+054甲烷4.927705.86E+022.89E+064.927704.02E+021.98E+065乙烯13.304607.13E+029.45E+0613.304604.88E+026.49E+066乙烷0.033108.67E+022.88E+040.033105.93E+021.97E+047二氧化碳79.262804.66E+023.69E+0779.262803.20E+022.54E+078环氧乙烷2365.2139-77.578.04E+02-1.82E+112365.2139-77.575.50E+02-1.80E+119乙醛5.9131-192.889.08E+02-1.14E+095.9131-192.886.22E+02-1.16E+0910水190442.7135-285.835.39E+02-5.43E+13190442.7135-285.833.70E+02-5.45E+1311乙二醇0-455.341.60E+0300-455.341.10E+030合计7.75E+03-5.45E+135.31E+03-5.45E+13反应热Q-5.64E+10J/mol塔顶冷凝器E-301（1）入口温度为T1=377.15K，不凝液的出口温度为T2=303.6K，塔顶气体的出口温度为T3=303.6K（2）基准温度T0=303.6K，基准态为液相。（3）示意图如下：（4）计算过程1）由示意图可以得到：所求的2)因为选择的基准温度为303.6K，基准相态为液相，所以冷凝液的焓值=03)因为基准温度为314.15K，所以即，蒸发焓ΔHvap=A(1-T/Tc)n单位：kJ/mol由于其中温度的限制，以至于忽略氮气，氢乙烯，气，氧气，甲烷，乙烷，二氧化碳的蒸发焓值即有=240305.95J/mol4)a)b)ΔHvap=A(1-T/Tc)n所以可以计算=-1.66E+11J/mol=0+41432.06-（-1.66E+11）=1.66E+1