年產(chǎn)6萬噸環(huán)氧乙烷氧化反應工序工藝設計畢業(yè)設計說明書

1、畢業(yè)設計說明書 題 目：年產(chǎn) 6 萬噸環(huán)氧乙烷氧化反應工序工藝設計 畢業(yè)設計（論文）中文摘要 年產(chǎn) 6 萬噸環(huán)氧乙烷氧化反應工序工藝設計 摘要：摘要： 環(huán)氧乙烷是基本的有機化工產(chǎn)品之一。工業(yè)上環(huán)氧乙烷主要由乙烯與氧氣在 銀催化劑作用下直接氧化制得。本設計主要是針對年產(chǎn) 6 萬噸環(huán)氧乙烷氧化反應 工序進行的工藝設計。闡述了環(huán)氧乙烷的基本性質及用途;在確立了環(huán)氧乙烷氧 化反應工藝流程的基礎上，根據(jù)設計任務書的要求及已知的設計參數(shù)對氧化反應 工序進行物料、熱量衡算，并對反應器及環(huán)氧乙烷吸收塔進行了工藝計算，對工 藝涉及的主要換熱器進行了選型。對氧化反應工序進行了平立面布置設計，對反 應器及器后冷卻器

2、涉及的管道進行了配管設計；繪制了環(huán)氧乙烷氧化反應的管道 及儀表流程圖（pid） 、平立面布置圖及局部的管道布置圖。 關鍵詞： 環(huán)氧乙烷 乙烯 直接氧化 工藝設計 小 4 號宋體，1.5 倍行距（要求 200300 字） （空 2 行） 關鍵詞： （小 4 號宋體） （小 4 號黑體） 畢 業(yè) 設 計 （ 論 文 ） 外 文 摘 要 titletitle annual output of 60,000 tons of ethylene oxide oxidation process design process abstractabstract ethylene oxide is one of

3、the basic organic chemical products. it was obtained mainly by the direct oxidation which ethylene and oxygen on the catalyst of silver. this industrial design was mainly about producing 60 thousand tons of ethylene oxide in the oxidation process. the basic properties of ethylene oxide and the use w

4、ere described. according to the design plan requirements and the known design parameters, oxidation process was conducted including material and heat balance on the bases of the process of the ethylene oxide oxidation. at the same time, the reactor and the absorption tower were obtained by the calcu

5、lations in chemical engineering technology; the main technology- related heat exchanger was selected; the oxidation process was carried out on the facade layout design; the reactor and the pipeline involved converters cooler pipes were done by piping design; the ethylene oxide oxidation involved pip

6、ing and the instrumentation diagram (pid), facade layout map and local channel layout map were portrayed. keywordskeywords： ethylene oxide ethylene oxide process design 目錄目錄 1 引言 .1 1. 1 環(huán)氧乙烷的性質、用途及本設計的背景、規(guī)模 .1 1. 2 環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)方法及比較 .2 2 流程簡述 .4 3 物料、熱量衡算 .6 3. 1 物料衡算 .6 3. 2 熱量衡算 .10 4 主要設備的工藝計算及選型 .14

7、 4. 2 環(huán)氧乙烷吸收塔的計算 .26 4.3 換熱器的選型 .32 5 平立面布置設計 .36 5. 1 整體布置原則 .36 5. 2 主要設備布置特點 .36 6 管徑、管材的確立及管道布置設計 .38 6. 1 管徑、管材的確立 .38 6. 2 管道布置設計 .39 結語 .40 參考文獻 .40 致謝 .41 附錄 .42 1 1 引言引言 1.1. 1 1 環(huán)氧乙烷的性質、用途及本設計的背景、規(guī)模環(huán)氧乙烷的性質、用途及本設計的背景、規(guī)模 1.1.1 環(huán)氧乙烷的性質 環(huán)氧乙烷又稱氧化乙烯（ethylene oxide,eo），是最簡單、最重要的環(huán)氧化合 物或環(huán)醚。在常溫常壓下為無

8、色易燃氣體，低溫時是無色易流動液體。有乙醚氣味， 其蒸氣對眼和鼻粘膜有刺激性，高濃度有刺激臭味，有毒，有溫和麻痹性，密度 0.8711g cm-3，熔點-111.7，沸點 10.7，粘度 0.03pas，閃點小于-17.78， 自燃點 429，在空氣中爆炸極限（體積分數(shù)）為 2.6%100%1。其可與水、醇、 醚及大多數(shù)有機溶劑以任意比例混合。環(huán)氧乙烷易自聚，尤其當有鐵、酸、堿、醛等 雜質或高溫下更是如此，自聚時放出大量的熱，甚至發(fā)生爆炸，因此存放環(huán)氧乙烷的 儲罐必須清潔，常保持在 0以下。 由于環(huán)氧乙烷具有含氧三元環(huán)結構，化學性質非常活潑，極易發(fā)生開環(huán)反應， 在一定條件下，可與水、氫鹵酸、醇

9、、氨及氨的化合物發(fā)生加成反應。其中與水發(fā)生 水合反應生成乙二醇，是制備乙二醇的主要方法。與氨反應可生成一乙醇胺、二乙醇 胺和三乙醇胺。環(huán)氧乙烷本身還可開環(huán)生成聚乙醇胺。 1.1.2 環(huán)氧乙烷的用途 環(huán)氧乙烷在化工、滅菌、軍事等領域具有廣泛應用。 環(huán)氧乙烷在化工領域的應用 環(huán)氧乙烷是用途廣泛的合成中間體，它是以乙烯為原料產(chǎn)品中的第三大品種，僅 次于聚乙烯和苯乙烯。主要用于水合生產(chǎn)乙二醇，其為聚酯樹脂和聚酯纖維的單體， 全球環(huán)氧乙烷產(chǎn)量的 60%都轉變?yōu)橐叶?。其次用于生產(chǎn)乙醇胺類、醚類、非離 子表面活性劑、防凍劑、增塑劑、添加試驗機劑、香料、高能試驗機燃料、推進劑。 環(huán)氧乙烷的滅菌應用 環(huán)氧乙

10、烷還是一種消毒滅菌效果較好的低溫化學消毒劑，對消毒物品的穿透力強， 可達到物品深部，可以殺滅多種病原微生物，包括細菌繁殖體、芽孢、病毒和真菌。 氣體和液體均有較強殺微生物作用，以氣體作用強，故多用其氣體。在醫(yī)學消毒和工 業(yè)滅菌上用途廣泛。常用于食料、紡織物及其他方法不能消毒的對熱不穩(wěn)定的藥品和 外科器材等，其多采用氣體熏蒸消毒，如皮革、棉制品、化纖織物、精密儀器、生物 制品、紙張、書籍、文件、某些藥物、橡皮制品等也采用氣體熏蒸消毒。大規(guī)模工業(yè) 化的集中高效消毒，用環(huán)氧乙烷滅菌更為有效和徹底。 環(huán)氧乙烷在軍事方面的應用 環(huán)氧乙烷在軍事方面也有著舉足輕重的作用。如美國在越南戰(zhàn)爭期間使用的 blu-

11、 -82 巨型炸彈內主要成分就是液態(tài)環(huán)氧乙烷，blu-82 巨型炸彈的殺傷力相當巨大， 相當于一次小型核爆，手段相當殘忍。在海灣戰(zhàn)爭期間，美軍使用同類型的巨型炸彈 gbu-28 攻擊伊拉克巴格達的一個防空洞，造成超過 1000 名平民喪生。 1.1.3 本設計的背景與規(guī)模 本設計是以北京燕山石化的乙烯氧氣氧化法制備環(huán)氧乙烷的工藝為背景，設計規(guī) 模為：60000t 環(huán)氧乙烷/年。 1.1. 2 2 環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)方法及比較環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)方法及比較 環(huán)氧乙烷的工業(yè)生產(chǎn)主要有兩種方法：氯醇法和乙烯直接氧化法3。 1.2.1 氯醇法 氯醇法是早期的生產(chǎn)方法，分兩步完成，首先由氯氣和水反應生成次氯酸，次

12、氯 酸與乙烯反應生成氯乙醇，然后氯乙醇與氫氧化鈣皂化生成環(huán)氧乙烷。總反應為. c2h4 + 2cl2 + ca(oh)2 = c2h4o + cacl2 + 2hcl + 2h2o (1-1) 此法的優(yōu)點是反應條件緩和，對原料乙烯純度的要求也不高，且乙烯利用率高， 但生產(chǎn)過程中消耗大量氯氣，且反應物氯氣和石灰及生成的鹽酸易對設備造成腐蝕， 副產(chǎn)物 cacl2處理難度大，污染環(huán)境，產(chǎn)品純度低4。 1.2.21.2.2 乙烯直接氧化法乙烯直接氧化法 乙烯在銀催化劑上氧化生成目的產(chǎn)物環(huán)氧乙烷，此反應為放熱反應5，主反 應為. c2h4 + 0.5o2= c2h4o (1-2) 與氯醇法相比，乙烯直接

13、氧化法制環(huán)氧乙烷更符合原子經(jīng)濟的理念。但在含有乙 烯和氧氣的體系中，上述反應進行的同時，還發(fā)生乙烯深度氧化生成副產(chǎn)物二氧化碳 和水的反應. c2h4 + 3o2= 2co2 + 2h2o (1-3) 工業(yè)上常用氯化物，如 1，2-二氯乙烷（edc）來抑制反應(1-3)的進行，與上述 兩個反應進行的同時，還可能發(fā)生平行副反應生成甲醛和乙醛等副產(chǎn)物，量較少。 乙烯直接氧化制環(huán)氧乙烷又分為空氣氧化法和氧氣氧化法6 。與空氣氧化法相 比，氧氣直接氧化法具有成本低，產(chǎn)品純度高的特點。此外設備體積小，放空量少， 氧氣氧化法排出的廢氣量只相當于空氣法的 2%，相應的乙烯損失也少。另外，氧氣氧 化法流程比空氣

14、氧化法短，設備少，建廠投資少，考慮裝置的投入，使用純氧做氧化 劑可提高進料濃度和選擇性，有利于延長催化劑的壽命?？諝夥ㄟm用于小規(guī)模生產(chǎn)， 乙烯單耗低，安全性較氧氣法高，因此，近年來新建的大型裝置大多采用純氧做氧化 劑，成為逐漸取代空氣法占絕對優(yōu)勢的乙烯工業(yè)生產(chǎn)方法7 。 2 2 流程簡述流程簡述 本設計的范圍包括：氧化反應過程、環(huán)氧乙烷的吸收、二氧化碳的吸收和解吸等 單元，具體地，如圖 2.1 所示： 工藝流程說明：新鮮原料乙烯和含致穩(wěn)劑的致穩(wěn)氣及氧氣與來自分離罐的循環(huán)氣 混合，經(jīng)加熱器加熱后,進入由導熱油進行傳熱的反應器反應，一段時間后，反應產(chǎn) 物環(huán)氧乙烷、未反應的乙烯和氧氣、氬氣及產(chǎn)生的二

15、氧化碳和水經(jīng)冷卻器冷卻，然后 進入由水做吸收劑的環(huán)氧乙烷吸收塔，將大部分的環(huán)氧乙烷吸收。吸收后的氣體和少 量的環(huán)氧乙烷一同進入分離罐將少量的環(huán)氧乙烷分離，從分離罐底分離出來的環(huán)氧乙 烷溶液同環(huán)氧乙烷吸收塔釜的液體混合進行進一步的回收精制；從該分離罐頂部出來 圖 2.1 工藝流程圖 乙烯 5 二二 氧氧 化化 碳碳 解解 吸吸 塔塔 二 氧 化 碳 冷卻水 直接蒸汽 環(huán)環(huán) 氧氧 乙乙 烷烷 吸吸 收收 塔塔 3%環(huán)氧乙烷水溶液 4 7 馳放氣 補充致穩(wěn) 劑 氧氣 6 反反 應應 器器 導熱油進 導熱油出 器前換熱 器 器后冷卻 器器 分分 離離 罐罐 分分 離離 罐罐 二二 氧氧 化化 碳碳 吸

16、吸 收收 塔塔 的氣體，部分馳放，部分壓縮。經(jīng)壓縮的氣體一部分與新鮮乙烯反應，另一部分經(jīng)管 道進入二氧化碳吸收塔中，用碳酸鉀水溶液吸收大部分的二氧化碳，脫除二氧化碳后 的氣體經(jīng)過塔頂冷凝器進入分離罐。從罐底分離的少量二氧化碳經(jīng)二氧化碳吸收塔塔 釜溶液吸收后，進入二氧化碳解吸塔進行解吸，解吸后的碳酸鉀溶液將再次進入吸收 塔循環(huán)使用；從罐頂出來的分離氣體作為循環(huán)氣與新鮮原料混合再次參加反應。純凈 的二氧化碳從解吸塔頂排空，二氧化碳解吸塔所需要的熱量由直接蒸汽加熱提供。 由于環(huán)氧乙烷在水中的溶解度較其他溶劑的大、易得，能夠降低成本且吸收效果 好，故環(huán)氧乙烷吸收塔用水做溶劑。為了目的產(chǎn)物的收率和轉化率

17、恒定，維持系統(tǒng)內 惰性氣體的含量是很必要的，故要進行馳放。二氧化碳解析塔頂要將部分二氧化碳排 空是由于副反應不斷生成二氧化碳，如果不排放一定的二氧化碳維持系統(tǒng)內平衡，會 造成目的產(chǎn)物的產(chǎn)率下降，同時，從安全角度考慮，也會對系統(tǒng)造成一定影響。 3 3 物料、熱量衡算物料、熱量衡算 3.3. 1 1 物料衡算物料衡算 3.1.1 設計規(guī)模及條件 設計規(guī)模 年產(chǎn) 6 萬噸環(huán)氧乙烷，年生產(chǎn)時間 8000 小時環(huán)氧乙烷計算，則每小時生產(chǎn)的環(huán) 氧乙烷 60000/8000=7.5t，折合環(huán)氧乙烷產(chǎn)量 170.45kmolh-1。 設計條件 乙烯的單程轉化率為 13%；乙烯對環(huán)氧乙烷的選擇性為 80%；只考

18、慮如下主、副 反應： 主反應：c2h4 + 0.5o2 = c2h4o 副反應：c2h4 + 3o2 = 2co2 + 2h2o 出環(huán)氧乙烷吸收塔 10%除二氧化碳后進入反應器；環(huán)氧乙烷吸收塔輸出 3%wt 的環(huán) 氧乙烷水溶液。已知的物料組成見表 3.1（edc 含量很低，忽略其對過程的影響） 。 表 3.1 物料組成 組成（mol%） 物流 c2h4o2co2arn2edc 反應器進口 20%6.8%8%8.5%56.7% 6 103 . 0 新鮮氧氣 0.9995- 新鮮乙烯 -0.996- 3.1.23.1.2 反應器的物料衡算反應器的物料衡算 反應器入口物質量的確定 由環(huán)氧乙烷的產(chǎn)量、

19、乙烯的轉化率和環(huán)氧乙烷的收率確定乙烯在反應器中單位時 間消耗量，再由原料乙烯的組成確立反應器單位時間處理的氣體總量，并由反應器入 口的組成確立輸入反應器的各物質量。 c2h4單位時間消耗量： 1 94.1638 %80%13 45.170 hkmol 反應器單位時間處理的氣體總量： 1 7 . 8194 %20 94.1638 hkmol 其中氧氣的量為：，同理求得反應器入口其它各物 1 24.557%8 . 6 7 . 8194 hkmol 質的量，見表 3.2。 反應器出口各物質量的確定 以反應器為體系，通過對進、出反應器的各物質進行物料衡算確定反應器出口各 物質的量。 乙烯的衡算 單位時

20、間輸出反應器的量=單位時間輸入反應器的量單位時間反應的量 = 1638.94-1638.940.13=1425.88（kmolh-1） 氧氣的衡算 單位時間輸出反應器的量= 557.24-1638.940.130.800.5- 1638.940.130.203 = 344.18（kmolh-1） 二氧化碳的衡算 單位時間輸出反應器的量=單位時間輸入反應器的量+單位時間反應生成的量 =655.58+1638.940.130.202 =740.80（kmolh-1） 水的衡算 單位時間輸出反應器的量=單位時間輸入反應器的量+單位時間反應生成的量 =1638.940.130.202 =85.22（k

21、molh-1） 致穩(wěn)劑氮氣及氬氣不參與反應，根據(jù)衡算結果將輸出反應器的各物質的量匯總于 表 3.2。 表 3.2 反應器進出口物質的摩爾流量及組成 3.1.33.1.3 環(huán)氧乙烷吸收塔的物料衡算環(huán)氧乙烷吸收塔的物料衡算 出反應器的物流經(jīng)換熱后進入環(huán)氧乙烷吸收塔，只有環(huán)氧乙烷被吸收，出分離罐 頂部時，各物質的摩爾流量及百分含量見表 3.3。 表 3.3 出環(huán)氧乙烷吸收塔的各物質的摩爾流量及百分含量 物流點 3 出口物流 c2h4o2co2arn2 單位時間物質的量 （） 1 hkmol 1425.8344.18740.80696.554646.4 百分含量（mol%） 18.24.389.438

22、.8759.2 各物質總量（ ） 1 hkmol7853.8 3.1.4 環(huán)氧乙烷分離罐及馳放量的物料衡算 由流程可知，出分離罐的氣體部分馳放，其組成與出分離罐氣體組成相同，即馳 放氣組成為、。由于系統(tǒng)中要保持恒定，所以設為 x 42h c 2 o 2 coar 2 narar .則由馳放氣的組成知：（按進出反應器氧平衡計算并作圖 2） 1 hkmol 的摩爾流量為： 42h cx05 . 2 % 2 . 18 %87 . 8 x 的摩爾流量為： 2 ox494 . 0 %38 . 4 %87 . 8 x 據(jù)圖 2 進出環(huán)氧乙烷反應器的氧平衡列方程： 成分 c2h4o2co2arh2on2c2

23、h4o 總量 進口物質的量 （） 1 hkmol 1638.9557.24655.58696.55-4646.4-8194.7 反應器進口組成 （mol%） 206.88.08.5-57-100 出口各物質的量 （） 1 hkmol 1425.9344.18740.80696.5585.2204646.4170.458109.5 反應器出口組成 （mol%） 17.64.249.138.581.055.732.10100 249x+34.418+344.18-0.494x-34.418=557.24 解得： x=0.857 得馳放氣的摩爾流量列表 3.4。 表 3.4 馳放氣的組成及摩爾流量

24、馳放氣組成 （物流點 4 的組成） c2h4o2co2arn2 馳放量（） 1 hkmol1.760.8570.4230.9085.72 馳放總量 （） 1 hkmol 9.668 圖 3.2 進出反應器氧的摩爾流量框圖 3.1.5 其他物流點的物料衡算 與原料氣混合的循環(huán)氣體量的計算 其循環(huán)氣量是出環(huán)氧乙烷吸收塔的量減去馳放量與出環(huán)氧乙烷吸收塔 10%除二氧 化碳后進入反應器的量之和的差值。則： c2h4的摩爾流量：1425.8-1.76=1424.1kmolh-1 co2的摩爾流量：740.80-0.908-74.988=664.90kmolh-1 其他循環(huán)量計算同上，整理反應器循環(huán)氣量見

25、表 3.5， 表 3.5 與原料氣混合的循環(huán)氣體量 物流點 5 的組成 c2h4o2co2arn2 單位時間物質的 量（） 1 hkmol 1424.1343.76664.90695.694640.7 557.24 原料 344.1810%=34.418 344.18-0.494x- 34.418 249x 馳放氣 co2 二氧化二氧化 碳吸收碳吸收 塔、解塔、解 吸塔吸塔 環(huán)氧乙烷環(huán)氧乙烷 反應器反應器 環(huán)氧乙環(huán)氧乙 烷吸收烷吸收 塔塔 分分 離離 罐罐 物流點 6 的各量計算 由于要保持系統(tǒng)平衡，在馳放多少氮氣就應該補充多少，即補充的致穩(wěn)劑的量為： 5.72kmolh-1。 的脫除量即為出

26、反應器的的量的 10%與馳放氣中的馳放量之和，即 2 co 2 co 2 co 為：740.8010%+0.908=74.988kmolh-1 3.3. 2 2 熱量衡算熱量衡算 3.2.1 確定各股物流的進出口溫度 進反應器器前換熱器的氣體物流的溫度的確定 進反應器器前換熱器的氣體物流的溫度、流量及組成見表 3.5。 表 3.5 換熱器的氣體物流的溫度、流量及組成 物流單位時間物流量 （） 1 hkmol 組成總量 （） 1 hkmol n25.71620.0132 c2h4214.820.495 物流點 6 （新鮮進料） 298k o2213.400.492433.94 c2h4142.5

27、80.201 o234.4180.0484 n2464.640.653 物流點 5 （分離罐出的循 環(huán)氣） 314k ar69.6550.0979711.30 c2h41281.50.182 o2309.340.0439 n24176.10.592 co2655.800.0930 物流點 4 （循環(huán)氣） 343k ar626.040.08887048.8 c2h41638.90.200 o2557.160.0680 n24646.40.567 co2655.800.080 混合后各物質的物流量 ar696.550.0858194.9 進反應器器前換熱器的氣體物流的溫度的確定方法是：設其為絕熱過

28、程，見圖 3.3。 圖 3.3 氣體物流的溫度的確定示意圖 由示意圖 3.3 知：q=q1+q2+q3=0 各股物流從 314k 降到 298k 所放出的熱量 q1 1 314 298 25 hk2 .10275310651 . 3 11967 . 0 84.11588.142 4242 jdttttcnq phchc 1 oo hk44.16535 22 jtcnq p 同理： 1 n h216605.88k 2 jq 1 ar h21870.97k jq 1 naro1 hk5 .357765q 2242 jqqqq hc 各股物流從 343k 降到 298k 所放出的熱量 q2 1 34

29、3 298 25 hk 9 . 12051078310651 . 3 11967. 084.11588.142 4242 jdttttcnq phchc 1 oo hk 5 . 18862128 22 jtcnq p 同理： 1 co 1 n 1 ar hk6 .51562799 hk 7 . 470788862 hk69.63254912 2 2 jq jq jq 1 ncoaro2 hk 7 . 10318668q 22242 jqqqqq hc t 值的確定 -1 p 213 h8kj10676434.1tcv)(qqq 物流點 4（t）+物流點 5（t）+物流點 6（t） 物流點 4

30、（343k）+物流點 5 （314k）+物流點 6 （298k） 物流點 4（298k）+物流點 5（298k）+物流點 6（298k） q1 q2 q3 q 即： dt t 298 6- 1005 . 9 -0.0315t24.3688194.89810676434.1 整理得： 3-62 t103.017-0.016tt368.2430.9883 通過 vb 語言編程計算上式方程（編程代碼見附錄 4） ，得 t=336k 各股物流進出口溫度的確定見表 3.6。 表 3.6 各股物流進出口溫度 換熱器進口溫度（k）出口溫度（k） 反應器后冷卻器 537500 反應器前換熱器 336474 二

31、氧化碳吸收塔頂冷卻器 380314 根據(jù)熱量衡算結果匯總各設備進出口溫度，見表 3.7. 表 3.7 各設備的進出口溫度 進口溫度(k)出口溫度(k) 反應器 474537 冷流體 453453 器后換熱器 熱流體 537298 冷流體 336465 器前換熱器 熱流體 500375 eo 吸收塔 375307 二氧化碳吸收塔 373380 壓縮機 343- 冷流體 298303 塔后換熱器 熱流體 380 314 第 2 個分離罐上 314 314 新鮮物料 298- 3.2.2 各裝置的熱負荷 反應器的熱負荷 1 34153515 05 . 0 1 )474 5 . 477(604 . 2

32、 3560000 1 hkj tcm q poil 反 反應器后冷卻器的熱負荷 1 500 537 31023 2 11884151 05. 01 dtt1076 . 4 t1047 . 1 t00744 . 0 606 . 5 18 . 4 48.8109 1 1 hkj tcn q p e 反應器前換熱器的熱負荷 1 474 336 26 1 40911137 05 . 0 1 dtt1005. 9t0315. 0368.2486.8194 1 2 hkj tcn q p e 二氧化碳吸收塔頂冷卻器的熱負荷 1 314 380 26 5 1606239 05. 01 dtt10952. 7

33、t0284 . 0 613.23 3 . 711 1 3 hkj tcn q p e 4 4 主要設備的工藝計算及選型主要設備的工藝計算及選型 4.4. 1 1 反應器的計算反應器的計算 反應過程選燕山石化生產(chǎn)的型氧化鋁載銀催化劑,7 孔環(huán)柱狀顆粒，外形尺7ys 寸，中央孔直徑，孔邊直徑，活性溫度范圍在 200以上。mm89mm9 . 1mm5 . 1 由于主副反應均為放熱反應，而副反應的活化能及熱效應均很大，所以過程溫度的控 制非常重要，應該低于 300要及時移出反應放出的熱量，為此選擇外冷列管式反應 器。根據(jù)反應器的溫度控制范圍，選擇導熱油撤熱。 為了保證床層內有盡可能小的徑向溫差，選擇較

34、細列管，內徑不大于 25 mm?；?于此反應器的設計計算選擇一維平推流模型，即只考慮反應組分及反應器溫度和導熱 油溫度隨床層高度的變化。 4.1.1 催化劑的動力學模型（分別為環(huán)氧乙烷和二氧化碳的生成速率） 21 rr、 選擇 ys-5 型，針對該催化劑測定的宏觀動力學模型8 。 32 /oalag （4-1） edck1 1 ppkpk1 ppk r edc,1 oh 2 1 oococo ohc1 1 22222 242 （4-2） edck1 1 ppkpk1 ppk r edc,2 oh 2 1 oococo 0.728 ohc2 2 22222 242 r1、r2環(huán)氧乙烷和二氧化碳的

35、生成速率 trg 10.0931 30.78expk trg 10171 . 8 02.26expk 5 2 4 1 為主副反應的速率常數(shù) trg 101.176 24.60-expk trg 105.374 12.45-expk 5 o 4 co 22 為二氧化碳和氧氣的吸附平衡常數(shù) edck1 1 edc,1 edck1 1 edc,2 分別為抑制劑對主副反應速率的影響，在 edc 的濃度為 ppm 級時，趨向于 1，本設計 忽略該項。 4.1.2 動力學方程式的變換 在不考慮其它副反應的情況下，過程有兩個獨立反應，對應存在兩個關鍵組分， 考慮到乙烯及環(huán)氧乙烷的重要性，本設計選擇二者為關鍵

36、組分。為了方便隨后的計算， 首先對動力學方程進行變換，將動力學方程轉化為只含有乙烯和環(huán)氧乙烷的摩爾分數(shù)， 即、的函數(shù)。 42h c y ohc y 42 氣體壓力的、函數(shù)表達式 i p 42h c y ohc y 42 由于動力學方程式（4-1） 、 （4-2）中存在各種氣體物質的壓力，可利用各物質的 分壓將動力學方程式中的壓力用各物質在混合氣體的含量及總壓表示，各 ii yp 總 p 物質的含量又是、的函數(shù)（在此次設計中，考慮初始狀態(tài)沒有目的產(chǎn)物生 42h c y ohc y 42 成，則初始狀態(tài)=0） 。 ohc y 42 分別用 nt0和 nt表示初始狀態(tài)及某一瞬間氣體總的摩爾流量，則由

37、方程式（4- 1）和（4-2）知：進行反應時體積將減少 0.5，而減少的 0.5 是由方程式（4-1）產(chǎn)生 的，其變化量為總的摩爾的變化量即，則， ttohct nnyn 0, 42 5 . 0 ohc t t y n n 42 5 . 01 0, 則各物質的含量又是、的函數(shù)變換如下： 42h c y ohc y 42 ohchcohchcoo t ohcthcthctohcto t o o yyyyyy n ynynynynn n n y 4242424222 4242424222 2 5 . 23)5 . 01)(3( )(35 . 0 0,0, 0,0,0, 整理得： 532. 0234

38、 . 2 3 42422 ohchco yyy ohchcco yyy 42422 76 . 1 248 . 0 得：同上式計算方法，整理 ohchcoh yyy 42422 8 . 124 . 0 各物質氣體壓力是、的函數(shù)，整理得： 42h c y ohc y 42 )76. 1248 . 0 ( 42422 ohchcco yypp 0.532)- 2.234y3( 424222 coohhco ypypp )8 . 124 . 0( 42422 ohchcoh yypp 方程式的變換 將以上推導的物理量代入動力學方程式（4-1） 、 （4-2） ，即得以乙烯和環(huán)氧乙烷 的摩爾百分含量、表

39、達的動力學方程式。 42h c y ohc y 42 4.1.3 建立一維平推流模型(a-,b-) 42h cohc 42 隨床層高度 l 變化的微分方程 a y 選長度為 dl 的微元段反應器進行物料衡算，關鍵反應物乙烯為衡算對象。微元 衡算示意圖見圖 4.1。 nt0 初始總的物質的量（單位：kmolh-1） ca0 初始乙烯的濃度（單位：moll-1） 堆密度 =620kgm-3 raaa dvrrdnnn62010) 2 1 ()( 3 21 a b t ata y y n ynn )5.01( 0, dlnddvr 2 4 0, 32 21 62010 4 ) 2 1 ()5 . 0

40、1 ( : t b a n ndrry dl dy 即 反應器溫度 t 隨床層高度 l 變化的微分方程 選長度為 dl 的微元段反應器進行熱量衡算，微元衡算示意圖見圖 4.2。 nana+dna nt0 ca0 圖 4.1 微元衡算示意圖 dl 圖 4.2 微元衡算示意圖 主反應放出的熱量 1r h)( 1 molkj單位： 副反應放出的熱量 2r h)( 1 molkj單位： k傳熱系數(shù))( 11 2 molmhkj單位： ni某物質的物質的量流量（單位：kmolh-1） cpi某物質的比熱容（單位：j（mol-1k-1） ） dattkdvhrr dvhrrtdttcttc ar rpip

41、i )(620)( 2 1 620)()(n)(n0 22 11ii基基 dlndda pi a c ndttkdnhrrhrr dl dt i 2 2211 n )(620 4 ) 2 1 ( : 即 隨床層高度 l 變化的微分方程 b y 同中選長度為 dl 的微元段反應器進行物料衡算，關鍵反應物環(huán)氧乙烷為衡算對 象。 rbbb dvrdnnn62010)(0 3 1 b b t btb y y n ynn )5 . 01 ( 0, 0 , 32 1 2 62010 4 )5 . 01 ( : t b b n ndry dl dy 即 導熱油溫度隨床層高度 l 變化的微分方程ta t t+

42、dt nt0 ca0 dl 導熱油沒有化學變化但是有溫度變化,選整個反應器為研究對象，對導熱油溫度微 元變化作熱量衡算。導熱油進入反應器后的溫度隨床層高度 l 變化的模型如圖ta 4.3。 圖 4.3 熱量衡算示意圖 attktttncttn p d)()d()(0 aaaaaa 基基 ldadnd 即 p cn dttk l t a aa n)( d d ： 4.1.4 確立相應的參數(shù) 通過確定、t、與床層高度 l 的四階微分方程中各個參數(shù)，以及給定 a y b y a t 、t、的初值，進行計算機編程來實現(xiàn)對反應器長度的計算，從而確定反應 a y b y a t 器的大小。所以確定相應的參

43、數(shù)是一個必不可少的環(huán)節(jié)。確定本設計內容中的設計參 數(shù)總結如下表所示表 4.1。 表 4.1 設計參數(shù)總表 反應器的列管數(shù) 8000 反應器的列管直徑(mm)25 反應器總壓()mpa 2.1 反應器的進口溫度（k） 474 熱油的進口溫度（k） 474 熱油的流量（） 13 hkg3560000 熱油的熱容（） 11 kgkj2.604 熱油的密度（） 3 mkg931 導 熱 油 反應物 ta ta+dta 反應器的總傳熱系數(shù)的確定 反應器的總傳熱系數(shù)的確定：根據(jù)燕山石化年產(chǎn) 8 萬噸環(huán)氧乙烷的實際工藝設計 方案及參數(shù)，反算反應器的總傳熱系數(shù) k。已知數(shù)據(jù)列表 4.2。 表 4.2 反應器的

44、總傳熱系數(shù)的確定的已知數(shù)據(jù) 反應器的列管數(shù) 13500 反應器的列管長度（m） 7.7 反應器的實際傳熱溫度（） 280-266 熱油的進出口溫度（） 254-259 熱油的流量（） 13 hm 5100 熱油的密度（kgm-3） 931 熱油的熱容 （） 11 kgkj 2.68 反應器的列管直徑 25 根據(jù) mmm tt: p cvskq 14 266259 280254 ln )266259(280254 ln )( 22 11 2211 tt tt tttt tm 2 7344%907.713500%90mddnls 1 63624540)254259(68.29315100 hkjq

45、 ktskq m 147344 解得： 121 656 kmhkjk 反應器中各物質的熱容值的確定 由相關文獻查找各物質的熱容關聯(lián)式( 9 ， 2 ctbtacp 11 kmolj 其對應的系數(shù)列表 4.3。 表 4.3 物質熱容系數(shù) a ab bc c c2h411.840.119670.00003651 o228.17 0.0062970.0000007494 co226.75 0.0422580.00001425 ar20.770.000032060.00000005141 n227.32 0.006226 0.0000009502 h2o 29.160.01449 0.00000202

46、2 查找部分物質的熱容關聯(lián)式( )，其對 32 dtctbtacp 11 kmolcal 應的系數(shù)列表 4.4。 表 4.4 物質熱容系數(shù) ohcohc 42242 2 1 主反應： 32 1 dtctbtacp 24242 5 . 0 ohcohc aaaadcb、同理： 據(jù)表 4.4 數(shù)據(jù)得： 31026 10567.24810178.61070.0081.26 1 tttcp 副反應：oh223 22242 coohc 2 2 ctbtacp 24222 3-22 chohcoo aaaaacb 、同理： 據(jù)表 4.3 數(shù)據(jù)得： 263 10214 . 6 10065.2547.15 2

47、 ttcp 反應器中主副反應溫度由 298k 升到 t 時的焓變的確定 21rr hh、 標準反應焓變的計算 在相關文獻中查找各物質在 298k10列表 4.5。 f h 表 4.5 各物質在 298k f h 成分 c2h4c2h4oco2h2on2o2ar （） f h 1 molkj 52.26-52.63 - 393.509 -241.818000 a ab bc cd d c2h4-7.520222.062e-03-125.595e-06259.182e-10 c2h4o3.798156.498e-03-834.666e-07175.615e-10 o229.526-0.00893.

48、81e-05-3.3e-08 1 1 89.10426.5263.525 . 0 2 4242 molkjhhhh o hcohc fff r 1 ffff 2 914.132226.52241.818)509.393(2 322 2 o 42 c 2 h 2 co molkj hhhhh hor 由 298k 升到 t 時的焓變)( 1 21 molkjhh rr 單位：、 493825 1 298 11 1059 . 2 10039 . 2 105 . 30261 . 0 735.99: 1 tttth dtchh r t prr 代入數(shù)據(jù)得 3-92-5 2 t102.07t101.25

49、3-t0155 . 0 -71.1328- r h同理： 熱油流量估算 根據(jù)燕山石化年產(chǎn) 8 萬噸環(huán)氧乙烷的實際工藝設計方案及參數(shù)中可知其熱油的質 量流量為 5100931=4748100，則估算年產(chǎn) 6 萬噸環(huán)氧乙烷工藝設計中熱油的 1 hkg 質量流量為 474810068=3560000。 1 hkg 4.1.5 反應器長度的計算 編程序解微分方程組，確立催化床的長度及床層的溫度分布 、 、反應器溫度、導熱油溫度隨床層高度 l 變化的微分方程，可利用 a y b yta 四階龍格-庫塔（runge-kutta）法解一階常微分方程組（程序見附錄 2） ，利用 vb 語言編程代碼（見附錄 3

50、） 。顯示結果記錄見表 4.6。 表 4.6 結果顯示表 l(m)t(k)ta(k)yayb 04744740.20 0.1475.38475.00260.19970.000227 0.2476.69474.01110.19940.000469 0.3477.91474.02530.19920.000724 0.4479.08474.04470.19890.000994 0.5480.19474.06910.19860.001277 0.6481.26474.09830.19830.001573 0.7482.28474.1320.19790.001882 0.8483.27474.170.1

51、9760.002204 0.9484.23474.21210.19720.002538 1485.17474.25830.19680.002885 輸出結果 1.1486.08474.30840.19640.003243 1.2486.98474.36230.1960.003614 1.3487.86474.41990.19560.003996 1.4488.73474.48110.19510.004391 1.5489.6474.54590.19470.004797 1.6490.46474.61430.19420.005216 1.7491.32474.68620.19370.005646

52、 1.8492.19474.76160.19320.006009 1.9493.06474.84050.19220.006544 2493.94474.9230.19170.007013 2.1494.84475.0090.19110.007494 2.2495.76475.09870.190.00799 2.3496.7475.19210.19050.0085 2.4497.68475.28940.18990.009025 2.5498.69475.39060.18930.009567 2.6499.75475.49590.18870.01012 2.7500.87475.60560.188

53、0.0101 2.8502.05475.71990.18740.0113 2.9503.32475.83910.18670.011923 3504.7475.96360.18590.01256 3.1506.2476.09380.18520.01324 3.2507.87476.23050.18430.01395 3.3509.75476.37430.18350.0147 3.4511.9476.52640.18260.0155 3.5514.41476.6880.18160.01635 3.6517.43476.8610.18050.01728 3.7521.18477.04790.1793

54、0.01831 3.8526.0247.25270.17790.0194 3.9532.69477.48140.17630.02083 由表 4.6 數(shù)據(jù)可知，反應器列管長度為 3.9 m 即可達到相應的乙烯轉化率要求， 考慮到催化劑在使用過程中活性會有所下降，實際列管選 3.91.14.3 m。 反應管進口段無催化劑，此時不進行反應即不放熱，對于殼程，由于移熱油 管進口稍靠下，進油管口前段便可看作是殼程的死區(qū)，油的溫度基本不變?yōu)橛偷倪M口 溫度，由以上分析可把此段過程做如下簡化：溫度不變的熱流體熱油 475k 加熱冷流 體物料由 465k 加熱到 474k。 熱量衡算 )/( 5 . 5048

55、766 474 465 0hmolkjcpdtnqt 換熱的對數(shù)平均溫度 ctm 0 91 . 3 選取傳熱系數(shù)經(jīng)驗值為 k0=450/(m-20c-1) 2 0 0 797m tk q s m m dn l s 3 . 1 0 由于催化劑有惰性物質支撐，取其長度為 0.4。 綜上，反應器長度為 6.0m。 給出反應器的簡圖見圖 4.4。 圖 4.4 反應器簡圖 4.1.6 床層阻力降的校核 反應器中氣體混合物黏度的確定 通過查找相關書籍，得氣體混合物中各物質的黏度11見表 4.7。 表 4.7 氣體混合物中各物質的黏度 成分黏度（）spa 3 10成分黏度（）spa 3 10 c2h40.0

56、17h2o0.0156 c2h4o0.016n20.0273 co20.0247o20.031 ar0.0355- 根據(jù)上表及反應器進出口組成，據(jù)其反應物各物質組成與其黏度乘積之和即為氣 體混合物的黏度，即 入=0.02610-3pas，出=0.02610-3pas 則氣體混合物的黏度：=0.02610-3pas 當量直徑的確定 s d 本設計中，催化劑采用,7 孔環(huán)柱狀顆粒，外形尺寸，中 32 /7oalagys mm89 央孔直徑，孔邊直徑mm9 . 1)5 . 4(5 . 1見簡圖mm 37222 1001. 40015 . 0 60019 . 0 009 . 0 008 . 0 785

57、 . 0 mvp 0015 . 0 60019 . 0 009 . 0 008. 00015 . 0 60019 . 0 009 . 0 785 . 0 2 222 p a 24 106m m a v d p p s 3 4 7 1001 . 4 106 1001 . 4 6 6 9.0mm 8.0mm 圖 4.5 催化劑示意圖 的確定re 選床層平均溫度，床層空隙率 =0.4712 ，混合氣體摩爾質量kt508 ,混合氣體黏度。 1 73.30 kmolkgmspa 3 10026 . 0 流體的密度： 3 36 28.15 508314. 8 101073.301 . 2 mkg rt p

58、m f 流體的平均流速： 1 2 0 17 . 1 025 . 0 785 . 0 800028.153600 73.30 7 . 8194 sm g u 屬完全湍流 10005202 47 . 0 110026. 0 17 . 1 28.151001 . 4 1 1 re 3 3 0 t s ud 壓強降的校核p （修正摩擦系數(shù)） 9 3 2 0 1 l d u fp s t m 75 . 1 75 . 1 re 150 m f 1 . 2%102 . 0 47. 01001 . 4 3 . 447 . 0 117 . 1 28.1575 . 1 1 75 . 1 33 2 3 2 0 mp

59、l d u p s t 由于在床層校核中，床層空隙率取最小值，且實際裝填催化劑時靠近壁面的空隙 較大，實際的床層孔隙率較所取值大，即，實際的壓強降較所計算的理論壓降小，以 上所計算的理論壓降為極大值，且小于所給壓強降的 10%。 反應器床層符合設計要求 綜上計算我們可以得出反應器的最終計算結果：反應器內反應管的長度是 4.3 m. 4.4. 2 2 環(huán)氧乙烷吸收塔的計算環(huán)氧乙烷吸收塔的計算 由圖 2.1 知從壓縮機出來的氣體一部分進入混合器參加循環(huán)，另一部分從環(huán)氧乙 烷吸 收塔底進入，從塔頂進入的純水（x2=0）吸收環(huán)氧乙烷后，質量分數(shù)為 3%的 環(huán)氧乙烷水溶液（摩爾分數(shù)為 0.0125）從塔

60、底出，將進入環(huán)氧乙烷解吸塔；從塔頂出 的含微量環(huán)氧乙烷氣體的混合氣將進入分離罐進行氣液分離，設其氣體中環(huán)氧乙烷的 摩爾含量為 10-5。 出口環(huán)氧乙烷水溶液摩爾百分比： 01266 . 0 0125 . 0 1 0125. 0 1 1 1 1 x x x 入口混合氣環(huán)氧乙烷摩爾百分比：y1=0.02145 惰性氣體的流量：=8109.48-170.48-85.12=7853.81kmolh-1 vn q , 根據(jù)單位時間進出吸收塔的物質的量相等，則有： （4-3） 1,1, xqyq lnvn 解（4-3）式得： 1 , 8 .13306 hkmolq ln 4.2.1 相關數(shù)據(jù)的確定 平衡常