1、河北工業大學2011級畢業設計（論文）20000t/a環氧乙烷固定床反應器設計年 級: 河工大2011級 學 號: hgdhx11007 姓 名: 赫攀 專 業: 化學工程與工藝 指導老師: 程忠玲 題 目 20000t/a 環氧乙烷固定床反應器設計 指導教師 程忠玲評 語 指導教師 (簽章)評 閱 人評 語 評 閱 人 (簽章)成 績 答辯委員會主任 (簽章) 年 月 日 20000t/a環氧乙烷固定床反應器設計目 錄第一章 緒 論21.1環氧乙烷的性質及用途21.2 環氧乙烷的生產概況及其生產方法31.3環氧乙烷的生產原理4第二章 設計方案的確定52.1環氧乙烷的生產方法的確定52.2 催

2、化劑的選擇62.3 環氧乙烷生產工藝條件的確定72.3.1 反應溫度72.3.2 反應壓力82.3.3 空速82.3.4 原料配比和循環比8乙烯轉化率92.3.6 抑制劑9穩定劑的選擇102.4 環氧乙烷生產的工藝流程102.4 .1工藝流程概述10第三章 物料衡算133.1計算依據133.2反應物料衡算14第四章 熱量衡算164.1計算依據164.2反應熱量衡算18第五章 反應器的設計185.1 催化劑體積和床層截面積的計算195.2反應器基本尺寸的確定205.3 床層壓力降計算225.4傳熱面積的計算22床層對壁面的給熱系數22總傳熱系數的計算23傳熱面積的核算24第六章 結 論25致 謝

3、27參考文獻28內容提要本文簡述了環氧乙烷的性質、用途及生產方法。以年產2萬噸環氧乙烷的固定床反應器設計為例，敘述了采用乙烯直接氧化法合成環氧乙烷的方法及反應原理以及固定床反應器工藝計算和結構計算情況。根據設計條件和要求，通過物料恒算、熱量恒算及其他工藝計算設計出年產2萬噸環氧乙烷的固定床反應器，并確定反應器的選型和尺寸，計算壓降，催化劑用量等，設計出符合要求的反應器。關鍵詞環氧乙烷； 乙烯直接氧化法；固定床反應器；反應器設計AbstractThe nature use and production ways of ethylene oxide were simply introduced.

4、Introduced synthesis methods of Oxirane using the direct oxidation of ethylene，and its principle.With fixed-bed reactor for producing phthalic anhydride with the annual production capacity of 20000 tons as example，the cajculation situations of process of fixed-bed reactor were introduced.In this des

5、ign,we mainly calculated the process parameter and the size of the oxidized reactor. According to the design conditions and requirements，through constant calculate, heat material constant calculate and other process calculation designed the fixed-bed reactor with annual 20000 tons of ethylene oxide,

6、 and determined the reactor selection and size, calculate pressure drop, catalyst etc, designed to meet the requirements of the reactor.Keywords: phthalic anhydride , direct oxidation of ethylene,fixed-bed ,reactor design第一章 緒 論1.1環氧乙烷的性質及用途 環氧乙烷(Oxirane)又名氧化乙烯(Ethylene Oxide)，是最簡單的環狀醚。分子式C2H4O，分子量4

7、4.05。結構式為：，環氧乙烷在低溫下為無色液體，沸點10.4熔點-112.2蒸汽壓145.91kPa/20。相對密度(水)=1：0.87，相對密度(空氣)=1：1.52。在常溫下為無色氣體，低溫時為無色易流動液體，在空氣中的爆炸限體積分數為2.6%100%。它易與水、醇、氨、胺、酚、鹵化氫、酸及硫醇進行開環反應有乙醚的氣味，其蒸氣對眼和鼻粘膜有刺激性，有毒。環氧乙烷易自聚，尤其當有鐵、酸、堿、醛等雜質或高溫下更是如此。自聚時放出大量熱，甚至發生爆炸，因此存放環氧乙烷的貯槽必須清潔，并保持在0以下。由于環氧乙烷具有含氧三元環結構，性質非常活潑，極易發生開環反應。在一定條件下可與水、醇、氫鹵酸、

8、氨及氨的化合物等發生加成反應。其中與水發生水合反應生成乙二醇是制備乙二醇的主要方法。當用甲醇、乙醇、丁醇等低級醇與環氧乙烷作用時，分別生成乙二醇甲醚、乙二醇乙醚、乙二醇丁醚。它們兼具醇和醚的性質，是優良的溶劑，用途很廣泛，可溶解纖維酯如硝酸纖維酯、工業上稱為溶纖劑。環氧乙烷與氫鹵酸在室溫或更低的溫度下反應，生成鹵醇，可用于定量分析環氧乙烷及環氧乙烷型化合物。與氨反應可生成一乙醇胺、二乙醇胺和三乙醇胺。環氧乙烷本身還可開環聚合生成聚乙二醇。環氧乙烷是乙烯工業衍生物中僅次于聚乙烯和聚氯乙烯的重要有機化工產品，主要用于聚酯纖維、樹脂和防凍劑用單體乙二醇的生產，以及多元醇，例如二乙二醇、 三乙二醇和多

9、乙二醇的合成上。其使用量約占環氧乙烷全球總生產量的751。此外，環氧乙烷還可用于生產非離子表面活性劑乙醇鹽(羥乙基鹽)類，生產乙氧基化合物、乙醇胺類以及乙二醇醚等。另外，環氧乙烷還可用于消毒一些不能耐受高溫消毒的物品。美國化學家Lloyd Hall在1938年取得以環氧乙烷消毒法保存香料的專利，該方法直到今天仍有人使用。環氧乙烷具有高效、廣譜、對消毒物品無損害等優點,目前國外廣泛用于醫療器械、纖維織物、塑料制品、毛皮制品、精密儀器和某些藥品等的消毒滅菌等2。并且，由于環氧乙烷自動分解時能產生巨大能量，亦可作為火箭和噴氣推進器的動力來源。2003年全球環氧乙烷消費量為1 5934萬t。 1998

10、-2003年年均消費增長率達到56，預計 20032008年和2008-2013年又分別以46和 34速率遞增，即2008年和2013年全球環氧乙烷需求量將分別達到l 9952萬t和2 3582萬t 3,目前，環氧乙烷的消費市場主要位于北美，西歐，中東及亞洲，約占全球總消費量的93.49%，其中美國的環氧乙烷的總消費量為3760萬t，是環氧乙烷主要的消費國家之一。隨著我國聚酯與表面活性劑等領域的迅猛發展，環氧乙烷的消費量呈現直線增長的趨勢，2004年總消費量已達350萬噸。1.2 環氧乙烷的生產概況及其生產方法1.2.1 環氧乙烷的生產概況環氧乙烷的工業化生產已經有80多年的歷史，20世紀20

11、年代初，UCC公司首次采用氯醇法工藝生產環氧乙烷并建立了工業化生產裝置，但由于其存在腐蝕設備、污染環境和耗氯量大等一系列問題。30年代后期，公司基于Lefort有關銀催化劑的研究成果，使用銀催化劑，推出空氣法乙烯直接氧化生產環氧乙烷工藝。1958年，Shell公司采用氧氣代替空氣作為生產環氧乙烷的氧原料，推出氧氣法乙烯直接氧化生產環氧乙烷工藝，產品純度可達99.99%。由于氧氣氧化法比空氣氧化法有明顯的優越性，目前國內外環氧乙烷的生產幾乎全部采用的生產方法是：以銀作催化劑，在列管式固定床反應器中，用純氧與乙烯反應，采用乙烯直接氧化生產環氧乙烷4-7。目前全球環氧乙烷的生產由英荷Shell、美國

12、SD(科學設計公司)和UCC三家公司所壟斷，約占環氧乙烷總生產能力的90以上。這三家公司的乙烯氧化技術水平基本接近，但技術上各有特色。例如在催化劑方面，盡管載體、物理性能和制備略有差異，但水平比較接近選擇性均在80%以上。在工藝技術方面都由反應部分、脫CO2、環氧乙烷回收組成。但抑制劑選擇、工藝流程上略有差異。我國由氯醇法生產環氧乙烷始于1960年代，由于氯醇法對乙烯質量要求不高，所以采用酒精發生乙烯和渣油裂解混合烯烴生產環氧乙烷在我國石油化工發展初期具有一定意義。隨著大規模引進環氧乙烷裝置的建成和投產，加上環保法規的日益嚴格， 國內小規模的氯醇法環氧乙烷裝置已無生命力，于1993年下半年淘汰

13、。早期引進的空氣法環氧乙烷裝置大多也改造為氧氣法。目前我國的生產裝置主要集中于上海石化，揚子石化，茂名石化和燕山石化等，基本上為引進技術。2004年我國EO生產能力僅為112.5萬噸，市場缺口達到240萬噸，遠不能滿足消費需求，因此有多家企業計劃建設規模化EO生產裝置，可以預計未來幾年我國EO的生產能力將呈現迅速增加的勢頭。其中北京燕山石化于2004年將已有的70kt/a的生產能力擴大到250kt/a左右；南京揚巴一體化工程9套核心裝置中含有一套240kt/a的EO裝置，于2004年建成投產；中海殼牌石化有限公司已在南海建設一套300kt/a EO生產裝置，2005年建成投產；上海石化已新建一

14、套300kt/a EO生產裝置，2005年建成投產；另外天津聯化、獨山子石化等企業均計劃在未來幾年內建設規模化的EO生產裝置，在未來幾年內國內EO生產能力將翻一番，可見我國EO工業市場需求與發展前景之好。1.3環氧乙烷的生產原理乙烯氧化過程，按氧化程度可分為選擇氧化（部分氧化）和深度氧化（完全氧化）兩種情況，乙烯分子中碳碳雙鍵C=C具有突出的反應活性，在一定條件下可實現碳碳雙鍵選擇性氧化，生成環氧乙烷。但在通常的氧化條件下，乙烯的分子骨架容易被破壞，而發生深度氧化生成二氧化碳和水。為使乙烯氧化反應盡可能的約束在生成目的產物環氧乙烷的方向上，目前工業上乙烯直接氧化生成EO的最佳催化劑均采用銀催化

15、劑。在銀催化劑作用下的反應方程式如下： (1)另外，乙烯直接氧化還有副產物生成，其中CO2和水最多。實驗已證明這些副產物以兩條不同的路線生成的。首先，乙烯直接氧化生成CO2和水并伴隨著許多壽命極短的部分氧化中間產物：C2H4+3O2 2CO2+2H2O 1308.28kJ/mol (2)這一反應用氯化物來加以抑制，該氯化物為催化劑抑制劑即1， 2二氯乙烷（EDC），EO自身有也一定的阻止進一步氧化的能力。 (3) (4)在反應過程中如有堿金屬或堿土金屬存在時，將催化這一反應。CO2還由EO氧化而得，這時它首先被異構為乙醛，然后很快被氧化為CO2和H2O。反應速度由EO異構化控制。 (5) (6

16、)反應器副產物中除CO2和H2O以外還有微量的乙醛和甲醛。它們在精制單元中從EO和EG中分離掉，以上氧化反應均是放熱反應。第二章 設計方案的確定2.1環氧乙烷的生產方法的確定目前，我國工業生產環氧乙烷的方法有氯醇法和乙烯氧化法兩種，乙烯氧化法又分為乙烯空氣氧化法及乙烯氧氣氧化法。(1)氯醇法 氯醇法環氧乙烷生產分兩步進行：氯氣與水反應生成次氯酸，再與乙烯反應生成氯乙醇；氯乙醇用石灰乳皂化生成環氧乙烷。(2) 直接氧化法 直接氧化法，分為空氣法和氧氣法兩種。這兩種氧化方法均采用列管式固定床反應器。反應器是關鍵性設備，與反應效果密切相關，其反應過程基本相同，都包括反應、吸收、汽提和蒸餾精制等工序8

17、。空氣氧化法：此方法用空氣為氧化劑，因此必須有空氣凈化裝置，以防止空氣中有害雜質帶入反應器而影響催化劑的活性。空氣法的特點是有兩臺或多臺反應器串聯，即主反應器和副反應器，為使主反應器催化劑的活性保持在較高水平(6375)，通常以低轉化率進行操作，保持在2050范圍內。氧氣氧化法：氧氣法不需要空氣凈化系統，而需要空氣分離裝置或有其它氧源。由于用純氧作氧化劑，連續引入系統的惰性氣體大為減少，未反應的乙烯基本上可完全循環使用。從吸收塔頂出來的氣體必須經過脫碳以除去二氧化碳，然后循環返回反應器，不然二氧化碳濃度超過15(mol)，將嚴重影響催化劑的活性。(2)環氧乙烷的生產方法比較環氧乙烷的生產方法各

18、具特點。氯醇法生產工藝的嚴重缺點大致有：消耗氯氣，排放大量污水，造成嚴重污染；乙烯次氯酸化生產氯乙醇時，同時副產二氧化碳等副產物，在氯乙醇皂化時生產的環氧乙烷可異構化為乙醛，造成環氧乙烷損失，乙烯單耗高；氯醇法生產的環氧乙烷，醛的含量很高，約為50007000mg/m3，最低亦有2500mg/m3。氯醇法生產環氧乙烷，由于裝置小、產量少、質量差、消耗高，因而成本也高，與大裝置氧化法生產的高質量產品相比失去了市場競爭能力。采用氯醇法生產環氧乙烷的小型石油化工廠正在受到嚴重的挑戰。故根據環保及成本的限制要求本實驗采用直接空氣氧化法。2.2 催化劑的選擇環氧化法生產環氧乙烷是一個強放熱放應，為減少深

19、度氧化的副反應，提高選擇性，催化劑的選擇非常重要。雖然大多數金屬和金屬氧化物催化劑都能使乙烯發生環氧化反應，但是生成環氧乙烷的選擇性很差，氧化結果主要生成二氧化碳和水。研究表明，只有在銀催化劑催化下乙烯的環氧化反應才有較高的選擇性，是乙烯氧化生成環氧乙烷的最佳催化劑。工業上使用的銀催化劑是由活性組分，載體和助催化劑所組成。載體 載體的主要功能是分散活性組分和防止銀微晶的半熔和燒結，使其活性保持穩定。由于乙烯環氧化過程存在平行副反應和連串副反應的競爭，又是一強放熱反應，故載體的表面結構及其導熱性能，對反應的選擇性和催化劑顆粒內部溫度的分布有顯著的影響。載體表面積大，活性比表面積大，催化劑活性高但

20、也有利于乙烯完全氧化反應的發生，甚至生成的環氧乙烷很少。載體如有空隙，由于反應物在細空隙中的擴散速度慢，產物環氧乙烷在空隙中濃度比主體濃度高，有利于連串副反應地進行。工業上為了控制反應速度和選擇性，均采用低比表面積無孔隙或粗空隙惰性物質作為載體，并要求有較好的導熱性能和較高的熱穩定性。工業上常用的載體有碳化硅，氧化鋁和含有少量氧化硅的氧化鋁等。助催化劑 所采用的助催化劑有堿金屬類，堿土金屬類和稀土元素化合物等。堿土金屬類中，用得最廣泛的是鋇鹽。在銀催化劑中加入少量鋇鹽，可增加催化劑的抗熔結能力，有利于提高催化劑的穩定性，延長其壽命，并可提高活性。據研究兩種或兩種以上的助催化劑起到協同作用，可提

21、高選擇性。2.3 環氧乙烷生產工藝條件的確定環氧乙烷的生產受反應溫度、反應壓力、空間速度與空管線速度、原料配比和循環比、抑制劑等工藝條件的制約。2.3.1 反應溫度溫度直接影響化學反應速度，在工業生產中，應根據反應過程的具體情況，采取相應措施，使反應溫度控制在適宜范圍之內，以期獲得較高的收率。乙烯直接氧化生產環氧乙烷和其它多數反應一樣，反應速度隨溫度升高而加快。乙烯直接氧化過程的主、副反應都是強放熱反應，且副反應(深度氧化)放熱量是主反應的十幾倍，因此，對反應過程的溫度控制要求十分嚴格。當反應溫度高時，一是轉化率增加，這意味著乙烯氧化的總速率提高，二是生產環氧乙烷的選擇性降低，即更多的乙烯轉化

22、成二氧化碳和水，因此，這時反應熱量的急驟增加，不是使更多的乙烯被氧化，而是使反應過程的選擇性降低，副反應增加是更重要的原因。可見，當反應溫度升高時，反應熱量就會不成比例的驟然增加，產生“飛溫”現象，所以在生產中，對于氧化操作，一般均設有自動保護裝置，預防萬一。此外，在催化劑使用初期，其活性較高，宜采用較低的操作溫度。2.3.2 反應壓力乙烯直接氧化反應過程，主反應是體積減少的反應，副反應(深度氧化)是體積不變的反應。因此，采用加壓操作有利。因主、副反應基本上都是不可逆反應，故壓力對主、副反應的平衡沒有太大影響。目前，工業生產上采用加壓操作不是出于化學平衡的需要，其目的是提高乙烯和氧的分壓，加快

23、反應速率，提高反應器單位容積的產率，以強化生產。但應看到，由于提高反應壓力，反應速度加快，相應就要提高反應器的換熱速率，這樣對反應器的結構就提出更高的要求。2.3.3 空速空間速度簡稱空速，所謂空速是指單位時間內，通過單位體積催化劑的反應物的體積數量。通常用每小時每升(或m3)催化劑通過的原料氣的升(或m3)數來表示。對于乙烯直接氧化過程，實踐證明，提高空速，轉化率會略有下降，而選擇性將有所上升，在一定范圍內提高空速可提高設備的生產能力。但空速也不宜太高，因此雖然產量提高，然而環氧乙烷在反應氣體中的含量很低，造成分離困難，動力消耗增加。空速也不宜太低，因此時雖然轉化率增加，但選擇性下降，生產能

24、力也下降。另外，空速大小還要根據催化劑的活性及制造方法、反應溫度、壓力和反應氣體的組成等因素而定。2.3.4 原料配比和循環比 原料中乙烯與氧的配比對反應過程影響很大，其值主要決定于原料混合氣的爆炸極限。在混合氣體中乙烯的爆炸下限是2.05，在2.056.5的乙烯濃度范圍內氧含量不得大于71。實際生產中一種是選取低氧高乙烯配比，另一種是高氧低乙烯配比。從裝置的生產能力和經濟性來看，低氧高乙烯操作優于高氧低乙烯操作，因此，在可能的體積下，應盡量采用低氧高乙烯操作。在確定適宜的配料比時，還應注意到，提高乙烯含量可能會導致尾氣中乙烯損失過多而影響經濟指標。當乙烯含量接近5時，操作不易控制，反應溫度增

25、加很快，易產生飛溫。因此，必須根據具體情況，綜合考慮各方面影響因素，來確定最適宜的配料比。循環比是指循環到主反應器的循環氣占主吸收塔頂排出氣體總量的百分數。在生產操作中，可通過正確掌握循環比來嚴格控制氧含量。在工藝設計中，循環比直接影響主、副反應器生產負荷的分配。提高循環比，主反應器負荷增加。反之，副反應器負荷增加。生產中，應根據生產能力、動力消耗及其它工藝指標來確定適宜的循環比，通常為85-90左右。2.3.5乙烯轉化率單程轉化率的控制與氧化劑的種類有關，用純氧作氧化劑時，單程轉化率一般控制在12%15%，選擇性可達75%84%或更高。用空氣作氧化劑時，單程轉化率一般控制在30%35%，選擇

26、性可達70%左右。單程轉化率過高時，由于放熱量大，溫度升高快，會加快深度氧化，使環氧乙烷的選擇性明顯降低。因為工業上采用循環流程，所以單程轉化率也不能太低，否則會因循環氣量過大而耗能增加。 抑制劑乙烯直接氧化制環氧乙烷是一個平行串聯反應過程，在乙烯環氧化過程中，伴隨發生乙烯的深度氧化，并且生成的環氧乙烷也有少部分發生深度氧化。這不僅降低了環氧乙烷的產率，增加了乙烯的定額消耗，而且發生深度氧化的放熱量很大，直接影響操作的穩定。生產中除采用優良的催化劑，控制適宜的轉化率及有限移出反應熱等措施外，在反應系統中還使用適量的副反應抑制劑。工業上常用的抑制劑是l,2-二氯乙烷。在催化劑的預處理階段，l,2

27、-二氯乙烷的用量要多一些，而在加壓循環反應系統中，用量要少一些。穩定劑的選擇世界上生產環氧乙烷的專利很多，使用的致穩劑有：氮氣、甲烷、二氧化碳、乙烷等。選擇致穩劑需要根據生產安全性、穩定性和經濟效益情況來確定。目前世界上環氧乙烷專利商都先后將氮氣致穩更新為甲烷致穩。它與氮氣致穩相比，不僅增加了生產過程的穩定性和安全性，而且有顯著的經濟效益。2.4 環氧乙烷生產的工藝流程環氧乙烷生產裝置的主要設備有反應器、吸收塔、反應系統的氣-氣換熱器和循環氣冷卻器。其設計生產能力為年產20000噸環氧乙烷，設計運轉時間為300天年。2.4 .1工藝流程概述 本次設計采用氧氣氧化法進行環氧乙烷的生產，以氧氣作為

28、氧化劑，乙烯在1MPa、250下通過裝有銀催化劑的固定床反應器，直接氧化為環氧乙烷。環氧乙烷的生產系統分為三部分：反應系統、回收系統和二氧化碳脫除系統，如圖所示。 圖2-1 銀催化氧化乙烯合成環氧乙烷工藝流程(1)環氧乙烷的反應系統反應系統是以一種循環過程來操作的，以乙烯和氧氣為原料使用甲烷致穩。從外界貯罐來的乙烯在過濾器中進行過濾，經換熱器預熱，然后按著一定的路線進入混合器，與從環氧乙烷吸收塔頂部通過分離器分離出的循環氣進行混合，乙烯混合器中的循環氣進入壓縮機的吸入口并在氧氣混合器之前，由壓縮機進行壓縮。從外界來的氧氣進料通過過濾器之后在流量控制下進入氧氣混合器。為了能在進料之后和開車期間可

29、靠地對氧氣混合器進行吹掃，一個高壓氮氣壓縮機及氮氣吹掃罐連接在緊靠氧氣混合站上游的氧氣進料線上。為控制循環氣中的二氧化碳濃度，一股循環氣的分支物流被送往二氧化碳脫除工段。從氧氣混合器出來的含有乙烯和氧氣的循環氣，在換熱器的管程進行加熱后進入反應器。在反應器的殼程用石蠟油來移走反應熱，以控制反應溫度。含有環氧乙烷的氧化氣進入附帶的循環氣/鍋爐給水預熱器，而后反應器出口全體流經循環器換熱器的殼程，與反應器入口氣體換熱，被進一步冷卻下來，之后循環氣體進入循環氣冷卻器進行最后的冷卻。本反應使用一種氣相狀態的抑制劑來控制反應活性，循環氣在氧氣進料混合器和循環氣熱交換器之間分叉轉向壓入裝有液體二氯乙烷的貯

30、罐，使這股循環氣中的二氯乙烷濃度達到飽和，然后在乙烯進料混合器和循環氣壓縮機之間再次進入反應循環氣中。反應進料不是絕對純凈，有必要依次從分離器下游定期排放惰性組分。(2)環氧乙烷的回收系統從冷卻器出來的氧化氣進入到環氧乙烷吸收塔底部，使用從環氧乙烷氣提塔底部過來的乙二醇水溶液以及從泵過來的工藝水進行吸收，保證吸收液的濃度恒定在7.5(wt)，被吸收下來的環氧乙烷按一定的路線進到氧化物/水閃蒸罐進一步閃蒸出惰性氣體，然后經換熱器進入環氧乙烷氣提塔使環氧乙烷和水進行分離。環氧乙烷蒸汽從塔頂出來經冷卻器進行冷凝后收集在回流罐中，回流罐中的環氧乙烷用泵打出一部分返回到環氧乙烷氣提塔頂部作回流用，另一部

31、分送往排氣塔中脫除二氧化碳，塔底用再沸器進行加熱，塔底中不含二氧化碳的環氧乙烷經冷卻器冷卻后用泵送到環氧乙烷貯罐。環氧乙烷氣提塔頂部冷凝器中的不凝氣送到惰性氣體洗滌塔中，同閃蒸罐中閃蒸出的惰性氣體一起被洗滌后送往尾氣壓縮機吸入罐中，再進入尾氣壓縮機中壓縮，經二氧化碳脫除系統進入環氧乙烷反應循環系統。在環氧乙烷吸收塔中未被吸收下來的環氧乙烷以及其它惰性氣體經分離器進一步分離之后送往乙烯混合器中循環使用。(3)二氧化碳脫除系統來自尾氣壓縮機的一股氣流和尾氣壓縮機出口的氣流混合為一股，進入二氧化碳吸收塔的底部，與從塔頂向下流動的吸收劑在填料上充分接觸完成吸收后，進入二氧化碳水洗塔，通過填料層和除霧器

32、，除掉氣流中夾帶的微量的鉀和礬的化合物微粒，以防止這些物質帶入反應器造成催化劑中毒。這股氣流冷卻后返回到循環氣流中，與其它物流混合。從二氧化碳吸收塔頂部流下的二氧化碳吸收劑，在與循環氣接觸完成二氧化碳的吸收之后，在二氧化碳吸收塔底部靠壓差進入閃蒸罐中，這時的吸收劑被稱為富吸收劑，富吸收劑在閃蒸罐中進行減壓閃蒸，閃蒸出來的氣體進入尾氣壓縮機，再吸入罐中，經尾氣壓縮機壓縮后進入循環系統。閃蒸后的吸收劑流向二氧化碳再生塔的頂部，經再沸器加熱后，被吸收的二氧化碳就釋放出來，排入大氣中。再生后的吸收劑被稱為貧吸收劑，貧吸收劑集聚于再生塔的底部，被分為三股，一股經再沸器加熱循環，一股經泵在過濾器中過濾存貨

33、使用，余下的進入貧吸收劑閃蒸罐中再次進行閃蒸后由貧吸收劑泵打回吸收塔中進行下一個循環。水洗塔有兩個循環回路來移走氣體物流中的微量鉀和礬的化合物，用二氧化碳水洗塔下部循環泵把塔底的液體抽出來經一個冷卻器送到下部填料段的頂部。用二氧化碳水洗塔上部的循環泵從上部填料段的底部抽出液體，循環到上部填料段的底部，抽出液體再循環到上部填料段的頂部。兩個循環泵系統共用一臺公用的備用泵。高壓工藝水通過一流量控制器補充到上部的循環回路中，以便控制水洗塔中鉀的濃度。用二氧化碳吸收劑罐和二氧化碳吸收劑池作為二氧化碳脫除系統運行的必要裝置。不論是吸收劑罐還是吸收劑池都使用通入65kg/cm2壓力蒸汽的蛇管進行加熱，以防

34、止環境溫度下結冰上凍，用貧吸收劑過濾器循環泵和二氧化碳吸收劑池泵在系統和貯存器之間進行吸收劑的輸送。乙烯催化氧化法制環氧乙烷的工藝需注意以下兩點1、保障安全性對此工藝，由于副反應為強放熱反應，溫度的控制尤為重要，若反應熱未及時移走，就會導致溫度難于控制，產生飛溫現象。由于是氧氣做氧化劑，還存在爆炸極限的問題，所以反應氣體的混合至關重要。可借用多孔噴射器對著混合氣流的下游將氧高速噴射入循環氣和乙烯的混合氣中，使它們迅速進行均勻混合。為控制氧氣、乙烯的濃度在爆炸極限以內，也為使反應不致太劇烈，需采用惰性致穩氣，可采用N2或CH4作致穩氣。152、保障經濟性對化工行業的生產工業來說，經濟性是應首先考

35、慮的重要因素。為滿足此要求，應想辦法使反應的選擇性提高，催化劑的研究開發決定著反應的選擇性，故應采用性能良好的催化劑，并用二氯化物來抑制副反應的發生。還應考慮能量的利用率，想辦法利用生產流程中各種位能的熱量，充分節約資源，降低生產成本。第三章 物料衡算物料衡算的準則就是質量守恒定律，即“進入一個系統的全部物料必等于離開這個系統的全部物料，再加上過程損失量和在系統中積累量”。依據質量守恒定律，對研究系統作物料衡算，可由下式表示9：3.1計算依據（1）技術指標 年工作300天，年產20000噸，回收率為90%。（2）原料氣組成及反應各組分分子量 表3-1 原料氣組成組分C2H4CO2O2N2含量（

36、mol%）3.47.75.683.3表3-2 各組分的分子量組分分子量28.05444.01031.99928.01344.05418.015（3）反應器操作條件 進料溫度210°C、反應溫度250°C、反應壓力1.2Mpa、空速需查5000h-1；轉化率20%，選擇性65% 。（4）催化劑 球形催化劑（以銀為催化劑）DP =5mm，空隙率=0.6（5）反應器形式 采用列管式固定床反應器，采用熱軋無縫鋼管，管徑為38mm×3mm,管長6m,催化劑充填高度5.7m。（6）換熱條件 采用間接換熱方式：載熱油進口溫度230°C，出口溫度235°C,導

37、出液對管壁的給熱系數為800W/m2·K在250°C，1.2MPa下反應氣體導熱系數為0.0304W/m2K,粘度為4.26×10-5Pa.s,密度為7.17kg/m33.2反應物料衡算根據設計任務環氧乙烷年產量20000t，可得到環氧乙烷每小時的產量為：以100kmol/h氣體進料為基準，根據已知原料氣的組成，計算出每小時進入反應器的各種氣體組分的摩爾數，計算結果列于表3-3中。表3-3反應器入口和出口的氣體量(kmol/h)組分入口3.47.75.683.300出口2.728.1764.66583.30.4420.476根據反應方程式及已知數據，計算反應器出口

38、的氣體量。 主反應： (3-1) 副反應： (3-2)已知乙烯轉化率為20，選擇性為66，進入反應器的乙烯量為3.4kmol/h，所以由式(3-1)有 消耗乙烯量：3.4×0.2×0.650.442kmol 消耗氧氣量：0.442×0.50.221kmol 生成環氧乙烷量：0.442kmol由式(3-2)有 消耗乙烯量：3.4×0.2×(1-0.65)=0.238kmol 消耗氧氣量：0.238×3=0.714kmol 生成二氧化碳量：0.238×2=0.476kmol 生成水量：0.238×2=0.476kmol

39、則可知 未反應的乙烯量：3.4-0.442-0.238=2.72kmol 未反應的氧氣量：5.6-0.221-0.714=4.665kmol 出反應器的二氧化碳量：7.7+0.476=8.176kmol 出反應器的水量：0+0.476=0.476kmol 氮氣、氬氣和甲烷的量在反應過程中不發生變化，所以出口氣體中各組分的量如表3-3所示。綜上所述，氣體進料為100kmolh時，可生產環氧乙烷0.442kmol/h。若要達到70.06kmol/h的環氧乙烷生產能力，則所需原料量為.為了保證所設計的裝置能夠達到所要求的生產能力，考慮到原料損失等因素，應增加原料輸入量5，故實際需要原料量為1.05&

40、#215;15850.6816643.21kmol/h根據基準氣體進料為100kmol/h時的計算結果，可以折算出實際進料量為16643.21kmol/h時的物料衡算情況。如表3-4所示表3-4實際原料氣進料時的物料衡算組分kmol/hkg/hmol%wt%565.8715874.923.43.24932.0229823.715.66.081281.5356400.137.711.5013863.79388360.3583.379.1800000000合計16643.21490459.11100100表3-5 實際原料氣出料時的物料衡算組分kmol/hkg/hmol%wt%431.141209

41、5.202.722.59739.4323661.024.6655.071295.9557034.768.17612.2113203.62369873.0183.379.1870.063086.420.4420.6675.451359.230.4760.29合計15850.68467109.64100100第四章 熱量衡算4.1計算依據設進料氣帶入的熱量為Q1，出料氣帶出的熱量為Q2，反應熱為Q3，反應器傳出熱量為Q4。當忽略熱損失時，有 Q1+Q3=Q2+Q4 (4-1)反應器的熱量衡算（基準溫度取298K) 反應熱根據試驗數據，在298K時的標準反應熱為(1)各組分的比熱在物理化學書中差得不

42、同溫度下的比熱容，如下表組分298K時/（JmolK)483K時/（JmolK)523K時/（JmolK)乙烯43.7261.8265.30氧氣29.35530.9031.31氮氣29.1229.5229.70二氧化碳37.1144.0445.23環氧乙烷47.9177.93水33.57735.48由計算得平均熱容如下表組分（298K-483K）的（JmolK)(298K-523K)的（JmolK)乙烯52.6954.43氧氣30.1330.33氮氣29.3229.41二氧化碳40.5841.17水34.53環氧乙烷62.924.2反應熱量衡算（1）進料氣帶入的熱量Q1的計算原料氣的入口溫度為

43、483.15 K，以273.15 K為基準溫度，則 （4-2） = 9.55107kJ/h（2）出料氣帶走熱量的計算=1.10108kJ/h（3）反應熱計算=103.38565.870.20.65103+1323.1565.870.20.35103=6.00107kJ/h（4）反應器傳出熱 反應器的傳出熱Q4=Q1+Q3Q29.55107+6.00107-1.10108=4.55×107kJ/h這部分熱量將傳給載熱油。第五章 反應器的設計在物料衡算和熱量衡算的基礎上，可以對反應部分主要設備的工藝參數進行優化計算。這一部分主要是反應器的工藝參數優化。 設計生產能力：2萬噸/年；生產過程

44、安全系數：1.05；年操作時間：7200小時；采用兩臺固定床反應器并聯反應。已知：(1)每小時輸入的原料氣量總為16643.21kmol/h； (2)以銀為催化劑，顆粒為球形，DP =5mm，空隙率=0.6；催化劑床層高度5.7m； (3)反應溫度為250，操作壓力為1.2MPa，空速為5000h-1； (4)反應器列管規格為38×3mm； (5)反應載熱油進口溫度230，出口溫度235； (6)原料氣進口溫度為210，出料溫度為250。5.1 催化劑體積和床層截面積的計算催化劑總體積是決定反應器主要尺寸的基本依據，其計算公式如下所示10 （5-1） 式中-原料氣流量，； 空速，。進

45、入反應器的氣體總流量為16643.21kmol/h，空速設為S=5000,則反應器中催化劑的裝填體積為：由于氣體進料則PV=nRT可計算 V= 固定床反應器采用兩套并聯計算公式如下所示 （5-2）床層高為H=5.7m 故 5.2反應器基本尺寸的確定（1）反應管根數的確定對于本設計的列管式固定床反應器，根據傳熱要求選定38×3mm的熱軋無縫鋼管作為反應器的反應管規格11，再求出反應管根數n。反應管內徑：d=38-3×2=32mm=0.032m反應管根數可得根，采用正三角形排列時，經圓整可得n=2445根（2）反應器內徑的確定管子按正三角形排列如下圖圖5-1 反應器列管排列示意

46、圖按三角形排列，取管心距t=1.4d0 0.0532m，最外端管心與反應器的器壁距離e=60mm，則管排總截面積為反應器內經D為反應器內經D為取反應器的內徑D為2.90m5.3 床層壓力降計算查得如下計算公式10 （5-3）式中P床層壓力降，； H 催化劑床層高度，m： G 質量流速，kg/m2.s； 氣體密度，kg/m3； g重力加速度，m/s2； 固定床空隙率； 催化劑顆粒當量直徑，m； 氣體粘度，Pa·S或(kg/m·s)；本次設計所選用的催化劑為d=5mm的球型，計算其直徑為 由式5-3得5.4傳熱面積的計算5.4.1床層對壁面的給熱系數對于氧化反應器，催化劑床層是被冷卻的。此時催化劑床層與反應器內壁的給熱系數，可用下式進行計算11： (5-4)式中床內氣體的給熱系數，； 反應管內徑，m； 催化劑顆粒直徑，m； 通過床層的氣體的導熱系數，； 氣體的粘度，kg/m·s： 氣體的線速度，m/s；通過床層的氣體的密度，。氣體的線速度可由公式 得 由公式得 5.4.2總傳熱系數的計算以管外表面為基準，反應管導熱系數取。其計算公式如下11 （5-5）可得 5.4.3傳熱面積的核算 對數平均溫差公式11為 （5-6）換熱介質采用逆流，則由5-6得 又 （5-7）則有 又 （5-8）則有可知A實>A需，即實際傳熱面積大于按傳熱計算所需