年产6万吨环氧乙烷工艺设计

年产 6 万吨环氧乙烷工艺设计The Design of Producting Ethylene Oxide Process 60,000 t/a目录摘要 IAbstract .II引 言 .1第 1 章 国内外环氧乙烷的综述 .21.1 环氧乙烷在国民经济中的地位和作用 21.2 环氧乙烷在国内外的发展动向 21.2.1 生产技术 .21.2.2 技术发展动向 .31.3 环氧乙烷的市场需求状况 3第 2 章 工艺概述 .42.1 环氧乙烷的性质 42.1.1 环氧乙烷的物理性质 .42.1.2 环氧乙烷的化学性质 .42.2 环氧乙烷的生产方法的评述及选择 42.2.1 氯乙醇法 .42.2.2 氧气氧化法 .42.3 环氧乙烷的生产原理 52.3.1 氧化反应原理 .52.3.2 二氧化碳脱除原理 .62.4 工艺流程 6第 3 章 物料衡算 .83.1 物性数据 83.2 设计依据 83.3 循环系统的物料衡算 83.3.1 计算依据 .83.3.2 混合器(M-102) 93.3.3 反应器(R-101) .133.3.4 环氧乙烷吸收塔(T-201) .163.3.5 排放系统 .203.3.6 二氧化碳的吸收系统 .223.4 环氧乙烷解析塔(T-203) 233.5 环氧乙烷解析塔顶冷凝器(E-204) 253.6 环氧乙烷解析塔塔顶冷凝器(E-205) 293.7 脱轻组分塔（T-301） 30第 4 章 热量衡算 .334.1 设计依据 334.2 反应器(R-101) 334.3 产品第一冷却器(E-101) 344.4 应器进料-产品换热器(E-102) 36第 5 章 设备计算 .395.1 理论塔板计算 .395.2 实际塔板数的确定 405.3 塔径的计算 .415.3.1 精馏段 .415.3.2 提馏段 .425.4 塔高的计算 .435.5 塔板结构尺寸及溢流装置的确定 435.5.1 堰长 .435.5.2 溢流堰高 .445.5.3 弓形降液管的宽度和面积 .445.5.4 降液管底隙高度 .455.6 塔板的布置 455.6.1 塔板分布 .455.6.2 浮阀的数目与排列 .465.6.3 鼓泡区面积 .465.6.4 阀孔分布 .475.6.5 孔速及动能因数 .475.6.6 开孔面积和开孔率 .47第 6 章 安全、环保及能量利用 .496.1 工艺设备一览表 496.2 原料消耗表 496.3 能量消耗表 496.4 安全措施 506.5 三废处理 50结论 .51致谢 .52参考文献 .53I年产 6 万吨环氧乙烷工艺设计摘要： 本设计是对年产 6 万吨环氧乙烷工艺设计。采用乙烯在纯氧中直接氧化的方法制环氧乙烷，在实际生产理论的基础上，制定合理可行的设计方案。本设计主要阐述了环氧乙烷在国民经济中的地位和作用、工业生产方法、生产原理、工艺流程。并对对主要设备如：混合器、反应器、环氧乙烷吸收塔、二氧化碳吸收系统，环氧乙烷解析塔，冷凝器，脱轻组分塔等进行物料衡算，对环氧乙烷反应器，产品第一换热器，进料- 产品换热器，三个设备进行热量衡算。EO 精馏塔是环氧乙烷生产的重要设备，精馏塔采用 F1 型单溢流浮阀塔，溢流管为弓形降液管，设计确定全塔高度 21m，塔板总数为 31 块，塔顶温度可设为 45，塔釜温度可设为 146，精馏段塔径为 4m，塔板堰长 2.8m，板上液层高度 0.064m, 阀孔数为1403 个，相邻的两排中心孔距 0.08m；提馏段塔径为 3.2m，塔板堰长 2.24m，板上液层高度 0.083m, 阀孔数为 809 个，相邻的两排中心孔距 0.087m。关键词：环氧乙烷 工艺流程 反应器 物料衡算 热量衡算IIAnnual Output of 60,000 Tons of Ethylene Oxide Process DesignAbstract：This design is annual output of 60.000 ton of ethylene oxide process . by direct oxidation of ethylene in pure oxygen method of manufacturing ethylene oxide ,the feasible design scheme was set down according to the theory of practicality production. In this design, the position and the function in the national economy, the produce methods in industry, the principle of produce, process procedure. For the main equipment such as : mixtor, reactor, the absorb tower of epoxy ethane, the absorb system of carbon dioxide, the stripper of epoxy ethane, condenser, the dehydrogenation components of the tower etc. calculating of material balance were done , calculation of energy balance were carried on for the epoxy ethane reactor, heat exchanger, and condenser three equipment in all. EO distillation column is a important equipment for production of ethylene oxide. Distillation column use F1 the type single overflow tower. overflow pipe is arched downcomer. It was designed that the height of the full tower is 21m.,the total of the plates are 31,the top temperature could be set to 45 C and the temperature of reboiler can be set to 146 C,rectifying section of the tower diameter is 4m plate weir length 2.8m, The height of the on-board liquid layers is 0.064m, the total of the valve hole is 1403, the length of plates weir is 2.24m, the height of on-board liquid layers 0.083m, the total of the valve hole is 809,the pitch of two adjacent rows of center is 0.087m.Keywords: Ethylene Oxide ; Process ; Reactor ; Material Balance ; Heat Balance1引 言环氧乙烷是乙烯的衍生物，是重要的基本有机化工原料，主要用于生产聚酯产品及汽车用防冻剂的原料乙二醇。环氧乙烷还可衍生出一些重要的精细化工中间体， 应用范围遍及纺织、 洗染、 医药、 电子、 汽车等诸多领域。环氧乙烷早期采用氯醇法工艺生产，20 世纪 20 年代初，美国联合碳化合物公司(Union Carbide Corp 简称 UCC)进行了工业化生产，该法的优点是对乙烯的纯度要求不高，反应条件较缓和，但生产过程中消耗大量石灰和氯气，反应介质有强腐蚀性，腐蚀设备，且有大量含氯化钙的污水生成，污染环境，产品纯度低，现已被淘汰。之后公司基于Lefort 有关银催化剂的研究成果， 使用银催化剂， 推出空气法乙烯直接氧化生产环氧乙烷工艺。50 年代末（1958 年） ，美国壳牌化学公司（Shell Chemical Company 简称 Shell）公司有开发了氧气法，即乙烯直接氧化生产环氧乙烷的技术。由于直接氧化法与氯乙醇法相比具有工艺流程简单，无腐蚀性，无大量废料排放，废热可合理利用等优点，故得到迅速发展。 由于氧气直接氧化法技术先进，适宜大规模生产，生产成本低，产品纯度低，产品纯度可达 99.99%此外设备体积小，放空量少，排出的废气量只相当于空气氧化法的 2%，相应的乙烯损失少，另外氧气氧化法流程比空气氧化法短，设备少，用纯氧氧化剂可提高进料浓度和选择性，生产成本大约为空气氧化法的 90%；同时氧气氧化法比空气氧化法反应温度低，有利于延长催化剂的使用寿命。因此，近年来新建的大型装置均采用纯氧作氧化剂，逐渐取代了空气氧化而成为占绝对优势的工业生产。本设计采用乙烯直接氧化法，即乙烯、纯氧、致稳剂甲烷和抑制剂，通入列管式固定床反应器(银催化剂作填料)中，在复合型银作催化剂表面反应生成环氧乙烷。2第 1 章 国内外环氧乙烷的综述1.1 环氧乙烷在国民经济中的地位和作用环氧乙烷（简称 EO） ，又称氧化乙烯，也称恶烷，是一种最简单的环醚，是乙烯工业衍生物中仅此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用。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、二甘醇和三甘醇等） 。环氧乙烷的第二大销量是用于洗涤剂的乙氧基化物产品。其它环氧乙烷的衍生产品有乙醇胺、溶剂、乙二醇醚类等。环氧乙烷也用作熏蒸消毒杀虫剂、杀菌剂以及医疗器械的消毒剂。我国由氯乙醇法生产环氧乙烷始于 1960 年代，由于氯乙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，国内小规模的氯乙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改造为氧化法。1.2 环氧乙烷在国内外的发展动向1.2.1 生产技术1922 年 UCC（联碳公司）建成首套氯乙醇法工业生产装置，1938 年又建成了首套乙烯氧化法工业装置。1958 年 Shell（壳牌公司）建成首套乙烯氧化法工业装置。目前，全球环氧乙烷专利技术大 1部分为 Shell、美国 SD（科学设计公司）和 UCC 三家公司所垄断，这三家公司的技术占环氧乙烷总生产能力的 90%以上。Shell、SD 和 UCC 三家公司的乙烯氧化技术水平基本接近，但技术上各有特色。例如在催化剂方面，尽管载体、物理性能和略有差异，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、脱二氧化碳、环氧乙烷回收组成，但抑制剂选择、工艺流程上略有差异。目前国内外环氧乙烷生产厂家均采用乙烯氧化法生产技术，基本为引进技术。31.2.2 技术发展动向近年来，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。高活性催化剂系列产品为S860、S861、S 862、S863，具有初始反应温度低(218-225)、初始选择性高(81%-83%)、活性和选择性下降速率慢等特点，该系列催化剂已应用于国内外 20 多家采用 Shell 技术或其他专利技术的环氧乙烷生产装置中。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%。SD 和 UCC 在新催化剂开发方面也取得许多进展，例如近期 SD 公司开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%84.6%。UCC 公司报道了一系列催化剂研制专利，包括含锂、钠、钾、铷、铯、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BB 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 天运行试验后，环氧乙烷选择性可高达 96.6%。1.3 环氧乙烷的市场需求状况我国最早以传统的乙醇为原料经氯醇法生产 EO。20 世纪 70 年代我国开始引进以生产聚酯原料乙二醇为目的产物的环氧乙烷联产装置，我国 EO 生产与应用已走上快速发展道路，至今已经引进十余套 EO 生产装置。2003 年我国 EO 生产能力约为 1200kt/a。随着我国聚酯与表面活性剂等领域的迅猛发展，EO 远不能满足市场需求，因此有多家企业计划建设规模化 EO 生产装置，可以预计未来几年我国 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/a EO 生产装置，2005 年建成投产；上海石化已新建一套 300kt/a EO 生产装置，2005 年建成投产；另外天津联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 2009 年我国 EO 的生产能力将激增至6640kt/a，在未来几年内国内 EO 生产能力将翻几番，可见我国 EO 工业市场需求与发展4前景之好。5第 2 章 工艺概述2.1 环氧乙烷的性质2.1.1 环氧乙烷的物理性质环氧乙烷 2（简称 EO） ，英文名称 epoxyethane，又被称为氧化乙烯，也称恶烷，分子式：C 2H4O，分子量：44.05，沸点：10.4，熔点：-112.2，蒸汽压：145.91kPa(293.15K)。相对密度 (水)=1：0.87，相对密度(空气)=1：1.52。在常温下为无色气体，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%。2.1.2 环氧乙烷的化学性质由于环氧乙烷具有含氧三元环结构，性质非常活泼，极易发生开环反应，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、乙二醇乙醚、乙二醇丁醚。它们兼具醇和醚的性质，是优良的溶剂，用途很广泛，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。环氧乙烷本身还可开环聚合生成聚乙二醇。2.2 环氧乙烷的生产方法的评述及选择环氧乙烷的工业生产方法有氯醇法和乙烯直接氧化法。2.2.1 氯乙醇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氧乙烷。1922 年 UCC(联碳公司) 建成首套氯醇法工业装置。尽管氯醇法乙烯利用率高，但生产过程中消耗大量氯气，腐蚀设备，污染环境，产品纯度低，现已基本被淘汰。2.2.2 氧气氧化法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烷技术，1937 年美国6UCC 公司首次采用此法建厂生产。1958 年 Shell(壳牌公司)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%。氧气氧化法与空气氧化法相比，工艺流程稍短，设备较少，建厂投资少；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和维持生产的平稳操作较为有利。通常氧气氧化法的生产成本比空气氧化法低 10左右。由于氧气氧化法比空气氧化法有明显的优越性，因此目前世界上的环氧乙烷生产装置普遍采用氧气氧化法。综上所述，本设计采用乙烯直接氧化法。2.3 环氧乙烷的生产原理2.3.1 氧化反应原理乙烯氧化过程，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，在一定条件下可实现碳碳双键选择性氧化，生成环氧乙烷。但在通常的氧化条件下，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。为使乙烯氧化反应尽可能的约束在生成目的产物环氧乙烷的方向上，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 3如下： 2Ag2420CH1CHO 催 化 剂 103.4kJ/molO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： 2422CH3OH1364.9kJ/mol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 自身也有一定的阻止进一步氧化的能力。 24231CO2H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。CO 2 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。7243CHOC3225HO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。2.3.2 二氧化碳脱除原理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：2323KCO HKCO 267.891kJ/mol应分五步进行： 2 233H CO33K2 速度由第五步控制，在接近大气压下，用蒸汽汽提富碳酸盐液，将 CO2 从系统中解析出来，输送到二氧化碳储罐，解析的化学式为： 32322KHCO+HO2.4 工艺流程工艺流程 4概述，循环气首先与新鲜乙烯、甲烷经脱硫床下游的乙烯过滤器 S-101 混合，然后进入氧气混合喷嘴 M-101，氧气经过滤器 S-102 除掉固体颗粒后在这里加入循环气中。补充抑制剂后，反应器进料气体在 E-102 中被环氧乙烷反应产品气体从 78加热到 152。被预热的反应器进料气体进入列管式环氧乙烷反应器 R-101，在反应器中，乙烯和氧气在银催化剂床层上进行反应，主要生成环氧乙烷；副产品有二氧化碳、水和微量的醛类。反应产品气体经过两次冷却，在产品第一冷却器 E-101 中，通过产生中压蒸汽，反应产品气体被冷却到 207，在进料/产品换热器 E-102 中被继续冷却。冷却后的反应产品气体进到环氧乙烷吸收塔 T-201。用纯水洗涤以回收环氧乙烷。在环氧乙烷吸收塔中吸收的环氧乙烷，在环氧乙烷解吸塔 T-204 内从富吸收液中解吸出来。富吸收液离开环氧乙烷吸收塔的温度为 78，然后进入环氧乙烷解析塔顶部，塔顶出料8进入塔顶冷凝器，然后进入脱轻组分塔和环氧乙烷精馏塔。环氧乙烷解吸塔设计能力可使吸收的环氧乙烷有 99.95%解吸出来，其余 0.05%的环氧乙烷随同塔釜液离开。解吸环氧乙烷所需的蒸汽一部分来自汽提段，一部分来自为冷却反应釜所产生的中压蒸汽。环氧乙烷吸收塔塔顶物经气液分离罐 V-201 进入循环气压缩机。如果 V-201 罐的压力过高，罐的压力控制器也会启动紧急放空阀使循环气管路快速泄压。气液分离器 V-201 出口引出一股较大的物流去二氧化碳吸收塔脱除二氧化碳。处理后的气体离开二氧化碳脱除系统，与没有处理的循环气体重新混合后进入到环氧乙烷反应系统。循环气中的二氧化碳用碳酸钾溶液吸收脱除。为了减少二氧化碳吸收塔中吸收液的冷却及二氧化碳解吸塔中加热吸收剂所需的蒸汽，在环氧乙烷吸收塔塔顶气体进入二氧化碳解析塔之前应使其保持较高温度。二氧化碳吸收塔塔顶气体出塔时的温度为 110，已被水饱和。在气液分离罐中 V-202，这股气体经气体和液体分离，分离罐 V-202 温度为51，分离的气体进入循环气中回到反应部分，分离的液体进入二氧化碳解析塔管线。V-202 底部出口管线上有一个大的排泄阀，通往二氧化碳解吸塔的集水管。当罐 V-202 的液位降到正常值时，阀门自动关闭。二氧化碳解析塔解析出的气体在 E-201 中冷却后，进入气液分离罐 V-203 中，冷凝液体靠重力流入二氧化碳解吸塔。来自气液分离罐 V-203的液体和二氧化碳吸收塔塔底富液在二氧化碳解吸塔 T-203 中，用再沸器使之解吸，操作压力接近于大气压。分离罐 V-203 中的二氧化碳气体输送到二氧化碳储罐。环氧乙烷解吸塔顶蒸汽大约含 60%的环氧乙烷和 40%的水，和脱轻组分塔顶物一起进到解吸塔塔顶冷却器 E-204 中，温度从 79被冷却到 47。不凝物主要是二氧化碳、乙烯和环氧乙烷。在解吸塔顶冷却器 E-205 中被冷却到 15，大部分环氧乙烷作为凝液回到缓冲罐 V-204 中。缓冲罐中的物料，经泵打入脱轻组分塔 T-301。在脱轻组分塔中，二氧化碳、乙烯和其他溶解在环氧乙烷水溶液中的轻组分和部分环氧乙烷蒸汽一起脱除。塔顶气去环氧乙烷回收装置以回收环氧乙烷。在环氧乙烷精制塔 T-302 中,环氧乙烷从塔顶蒸出，塔顶气冷凝并过冷后，大部分凝液作为回流，一部分作为低纯度环氧乙烷产品进乙二醇反应器，这股物流含有微量杂质如二氧化碳和甲醛。高纯度环氧乙烷产品侧线采出，经 E-303 进高纯度环氧乙烷贮罐。环氧乙烷精馏塔塔釜主要是含有乙二醇、醛和至少 30%wt 环氧乙烷的水溶液，也送到乙二醇反应器。9第 3 章 物料衡算3.1 物性数据表 3.1 物性数据 5表Table3.1 property data sheet序号 组分 分子式 分子量 常压沸点1 氮气 N2 28.0134 -195.82 氩气 Ar 39.948 -185.873 氧气 O2 31.9988 -182.984 甲烷 CH4 16.0423 -162.155 乙烯 C2H4 28.053 -103.716 乙烷 C2H6 30.0688 -88.67 二氧化碳 CO2 44.0095 -78.458 环氧乙烷 C2H4O 44.0524 10.49 甲醛 CH3CHO 44.0524 20.410 水 H2O 18.0152 10011 乙二醇 C2H6O2 62.0676 197.33.2 设计依据设计任务：年产 6 万吨环氧乙烷合成工艺年工作时间：8000 小时高纯环氧乙烷收率：30%乙烯单程转化率：10%环氧乙烷的选择性：19.8%乙醛的选择性：0.2%环氧乙烷的吸收率：99.6%排空气体比率：0.18%3.3 循环系统的物料衡算3.3.1 计算依据原料氧气的摩尔组成（%）：N2：0.005 Ar：0.195 O2：99.8原料乙烯的摩尔组成（%）：CH4：0.05 C2H4：99.85 C2H6：0.1原料甲烷的摩尔组成（%）：10N2：2.0 CH4：96.9 C2H4：0.5 CO2：0.6环氧乙烷吸收塔的液气比：2.00二氧化碳的吸收率：18.0%主反应： 2Ag24201CHOC 催 化 剂 103.4kJ/molO副反应： 24223H6.9J/l物料衡算图图 3.1 物料衡算图Figure3.1 the map of material balanceF1-氧气进料； F2-乙烯进料；F 3-甲烷进料；F- 混合器物料；MF-反应器进料；RF-反应器出料；W-排放产物； R-循环物料3.3.2 混合器(M-102)循环气体的温度：79.0，压力 1.76MPa；混合气出料温度： 76.0，压力1.76MPa。进料气体被环氧乙烷产品气体从 78加热到 152，而产品气体从 207被冷却到 138。环氧乙烷吸收塔吸收率（%）氮气：0.005 氩气：0.001 氧气：0.01 甲烷：0.01 乙烯：0.05 乙烷：0.002 二氧化碳：1.30 环氧乙烷：99.6 乙醛：100 水：65.294 乙二醇：100混合器物料衡算图11图 3.2 混合器物料衡算图Figure3.2 the map of the mixer material balance计算过程计算新鲜乙烯原料的量 6设 计 任 务新 鲜 乙 烯 原 料 中 乙 烯 的 物 质 的 量 =开 工 率 环 氧 乙 烷 的 摩 尔 质 量 环 氧 乙 烷 的 收 率610567.0kmol/h84.23%.5%0.284kmol/h9.8新 鲜 乙 烯 原 料 中 甲 烷 的 量 16新 鲜 乙 烯 原 料 中 甲 烷 的 量新鲜乙烯原料的量=新鲜乙烯原料中乙烯的量+ 新鲜乙烯原料中甲烷的量+ 新鲜乙烯原料中乙烷的量即： 2F567.0.2840.5168.32kmol/h反应器的进料量为 MF；新鲜甲烷原料量为 F3；针对混合器列甲烷和乙烯的物料衡算方程得：反应器进料的乙烯量=循环气中乙烯的量+ 新鲜乙烯原料中乙烯的量+ 新鲜甲烷原料中乙烯的量 3MF30%10%.510.8%567.0F.5%反应器进料的甲烷量=循环气中甲烷的量+ 新鲜乙烯原料中甲烷的量+ 新鲜甲烷原料中甲烷的量F5010.10.8+.2496.联立以上两式解得：MF=18530.9439kmol/h F3=17.8743kmol/h循环气中环氧乙烷的量为 REO；进反应器中环氧乙烷的量为 MFEO；环氧乙烷的摩尔分率 yEO ；针对混合器列环氧乙烷的物料衡算方程得：循环气中环氧乙烷的量=进反应器的环氧乙烷的量：12EOEO RMFy 进反应器环氧乙烷的量： 24EOEOCHMFy0.18%0.961.08联立以上两式得： 24CH.968解得： EOy0.1新鲜氧气原料的量为 F1；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222O1OMyFRy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 2224 24OOCH CHRyMFy0.18.02.5Fy0.198310. 10.8即： 1F.32%9.8MF.32%0.180.2.5MF0.01.8解得 F1=556.1392kmol/h环氧乙烷吸收塔的二氧化碳的吸收率为 ；二氧化碳吸收塔二氧化碳的吸收率为2CO2CO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=新鲜甲烷原料进料中二氧化碳的量+循环气中的二氧化碳的量： 222CO3CCOMFyRy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-二氧化碳吸收塔吸收的二氧化碳的量，即： 2224 2COCOCH CORyFy0.198210.81 13即： 2 2CO3COMFy0.6%MFy30%.198210.81.8 解得： =0.05002C新鲜乙烯原料量为 ；乙烷的吸收率为 ，针对混合器列乙烷的物料衡算方程2F26CH得：反应器中的乙烷的量=新鲜乙烯原料中的乙烷的量+循环气中的乙烷的量， 262626CHCHCMFyRy10.10.826循 环 气 中 乙 烷 的 量 =即： .0126 26CHCHFy58.3.%+解得： 2601氮气的吸收率为 ；针对混合器列氮气的物料衡算方程得：2N反应器中的氮气的量=新鲜氧气原料中氮气的量+ 新鲜甲烷原料中氮气的量+ 循环气中氮气的量 222N3NMFyFyR21=20.182N循 环 气 中 氮 气 的 量即： 2 2N NMFy=56.1390.5%+17.843Fy0.10.8解得 2氩气的吸收率为 ，针对混合器列物料衡算方程得：Ar反 应 器 中 氩 气 的 量 新 鲜 氧 气 原 料 中 氩 气 的 量 +循 环 气 中 氩 气 的 量Ar1rArMFy=Ry即： Ar rMFy=56.13920.5%0.10.8解得： r014水的吸收率 ；循环气中水的摩尔分率为 ，针对混合器列水的物料衡算方程2HO2HOy得：循环气中水的量=反应器中水的量+ 反应生成水的量即： 2224 2HOHOCHHOMFy=+MF0.19810.18 反应器中水的摩尔分率： 24242262HOCHOCHNArEO1-y-y.503.8.56030.1.4又有： ，即12FRF123F解得： 85.946.39258.7.418.692 即： 2HOy=MF0.0.1.920.5410.8解得： 2.67计算结果见表 3.2表 3.2 混合器物料衡算结果表Table3.2 the sheet for the result of mixer material balance输入物料原料氧气 原料乙烯 原料甲烷 循环气输出物料组分 摩尔流量kmol/h摩尔分数(%)摩尔流量kmol/h摩尔分数(%)摩尔流量kmol/h摩尔分数摩尔流量kmol/h摩尔分数摩尔流量kmol/h摩尔分数N2 0.0278 0.005 0.3575 0.0200 209.13760.0120 209.52290.0112Ar 1.0845 0.195 597.46500.0344 598.54950.0323O2 555.026999.80986.74760.0567 1541.77450.0832CH4 0.2842 0.0050 17.32020.9690 9247.86920.5318 9265.47360.5000C2H4 567.5060.99.850.0894 0.0050 4991.85160.2871 5559.44700.3000C2H6 0.5648 0.10 310.75150.0179 311.31990.0168CO2 0.1072 0.0060 926.43990.0533 926.54710.0500C2H4O 1.8531 0.0001 1.8531 0.0001CH3CHO0.0000 0.0000 0.0000 0.0000H2O 116.50370.0067 116.50370.0064C2H6O20.0000 0.0000 0.0000 0.0000合计 556.1392100.0 568.3112100.00 17.87431.0000 17388.61921.0000 18530.99131.00003.3.3 反应器(R-101)反应器的物料衡算图15图 3.3 反应器物料衡算图Figure3.3 tha map of the reactor material balance对反应器进行物料衡算：反应器出口乙烯的量 24CHMFy1乙 烯 的 单 程 转 化 率18530.9.0%kmol/h反应器出口环氧乙烷的量 24CH=Fy MFyEO乙 烯 的 单 程 转 化 率 环 氧 乙 烷 的 选 择 性 +18530.9.108530.94.1=446.5957kmol/h反应器出口二氧化碳的量 24 2CH CO=MFy +Fy18530.9.10%9.821530.94.56kmol/h乙 烯 的 单 程 转 化 率 二 氧 化 碳 的 选 择 性反应器出口乙醛的量 24CH=Fy18530.9.10.2kol/h乙 烯 的 单 程 转 化 率 乙 醛 的 选 择 性反应器出口水的量 224HOCH=MFy+ 218530.9.618530.9.10%9.874kmol/h乙 烯 的 单 程 转 化 率 二 氧 化 碳 的 选 择 性反应器出口氧气的量16224 2424OCH CHCH=MFy 0.5MFy0.5MFy3乙 烯 单 程 转 化 率 环 氧 乙 烷 的 选 择 性乙 烯 的 单 程 转 化 率 乙 醛 选 择 性 乙 烯 单 程 转 化 率 二 氧 化 碳 的选 择 性1850.94.821530.94.10%8.5130.94.%2 3.6kmol/h反应器出口氮气、氩气、甲烷、乙烷的量因为在反应器中这些气体没有参与化学反应，所以其量等于进口的量即：氮气的量=2095229kmol/h 氩气的量=598.5495kmol/h甲烷的量=9265.4736kmol/h 乙烷的量=311.3199kmol/h17表 3.3 反应器物料衡算结果表Table3.3 the sheet for result of the reactor material balance输入物料组分 分子量 摩尔流量(kmol/h) 摩尔分率 质量流量(kg/h) 质量分数N2 28.0134 209.5229 0.0112 5869.4488 0.0134Ar 39.9480 598.5495 0.0323 23910.8554 0.0549O2 31.9988 1541.7745 0.0832 49334.9339 0.1131CH4 16.0423 9265.4736 0.5000 148639.507 0.3409C2H4 28.0530 5559.447 0.3000 155959.1667 0.3577C2H6 30.0688 311.3199 0.0168 9361.0158 0.0215CO2 44.0095 926.5471 0.0500 40776.8746 0.0935C2H4O 44.0524 1.8531 0.0001 81.6335 0.0002CH3CHO 44.0524 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000H2O 18.0152 116.5037 0.0064 2098.8375 0.0048C2H6O2 62.0676 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000合计 18530.9913 1.0000 436032.2732 1.0000输出物料组分 分子量 摩尔流量(kmol/h) 摩尔分数 质量流量(kg/h) 质量分数N2 28.0134 209.5229 0.0114 5869.4488 0.0134Ar 39.9480 598.5495 0.0327 23910.8554 0.0549O2 31.9988 988.6259 0.0540 31634.8425 0.0726CH4 16.0423 9265.4736 0.5061 148639.507 0.3409C2H4 28.0530 5003.3549 0.2733 140359.1150 0.3219C2H6 30.0688 311.3199 0.0171 9361.0158 0.0215CO2 44.0095 1146.6948 0.0626 50465.4648 0.1157C2H4O 44.0524 446.5958 0.0244 19673.6168 0.0451CH3CHO 44.0524 1.1119 0.0001 48.9819 0.0001H2O 18.0152 338.7457 0.0184 6102.5715 0.0139C2H6O2 62.0676 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000合计 18309.9949 1.0000 436065.3565 1.00003.3.4 环氧乙烷吸收塔(T-201)该塔用纯水作吸收剂，吸收塔的温度为 47，压力为 1.45MPa。各组分的吸收率(%)：氧气：0.0005 氩气：0.001 氧气：0.01 甲烷：0.01 乙烯：0.05 乙烷：0.002 二氧化碳：1.30 环氧乙烷：99.6 乙醛：100 水：65.294 乙二醇：100环氧乙烷吸收塔液气比为：2.0环氧乙烷吸收塔物料衡算结果图18图 3.4 环氧乙烷吸收塔物料衡算图Figure3.4 the map of the EO absorbor material balanceS-去排放系统和二氧化碳吸收系统的量 H-加入水的量 RF-环氧乙烷吸收塔的进气量 P-进入环氧乙烷解析塔的量计算过程（y 表示 RF 中的摩尔分率， 为吸收率）气体中各组分的量出口环氧乙烷的量 1=进 入 吸 收 塔 的 环 氧 乙 烷 量 环 氧 乙 烷 的 吸 收 率EOERF146.598.6%7kmol/h出口乙烯的量 1进 入 吸 收 塔 的 乙 烯 量 乙 烯 的 吸 收 率2424CHC=RF1503.90.58kol/h出口的二氧化碳的量 1=进 入 吸 收 塔 的 二 氧 化 碳 的 量 二 氧 化 碳 的 吸 收 率22COCRF146.98.30%37kmol/h出口的氧气的量 1进 入 吸 收 塔 的 氧 气 的 量 氧 气 的 吸 收 率1922O=RF198.650.%7kmol/h出口的甲烷的量 1进 入 吸 收 塔 的 甲 烷 的 量 甲 烷 的 吸 收 率44CHC=RF19265.730.kol/h出口的乙烷的量 1进 入 吸 收 塔 的 乙 烷 的 量 乙 烷 的 吸 收 率2626CHC=RF13.90.%7kmol/h出口的氮气的量 1进 入 吸 收 塔 的 氮 气 的 量 氮 气 的 吸 收 率22N=RF109.50.54kol/h出口的氩气的量 1进 入 吸 收 塔 的 氩 气 的 量 氩 气 的 吸 收 率Arr=RF1598.40.%2kmol/h出口的水蒸气的量 1进 入 吸 收 塔 的 氧 气 的 量 氧 气 的 吸 收 率22HO=RF138.7456.94kol/h吸收剂的用量 H（采用纯水作吸收剂）,环氧乙烷吸收塔液气比为 L/V=2.0塔内气体的平均流率 V2进 料 量 塔 顶 气 体 量塔内液体的平均流率 HL吸 收 剂 量 +吸 收 剂 量 被 吸 收 的 量即： /2 吸 收 剂 的 用 量 进 料 量 塔 顶 气 体 出 口 气 体 量 液 气 比 被 吸 收 的 量20得： 解18309.41762.31809.41762.3/ 吸 收 剂 的 用 量 =得： H359.6kmol/h富液中各组分的量环氧乙烷的量 进 入 吸 收 塔 环 氧 乙 烷 的 量 环 氧 乙 烷 的 吸 收 率EO=RF46.598.%kol/h0ml/乙烯的量 进 入 吸 收 塔 的 乙 烯 的 量 乙 烯 的 吸 收 率2424CH=RF503.9.5kol/h17l/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22CO=RF146.98.30%kmol/h7l/氧气的量 进 入 吸 收 塔 的 氧 气 的 量 氧 气 的 吸 收 率2O=RF98.650.1kol/hml/甲烷的量 进 入 吸 收 塔 的 甲 烷 的 量 甲 烷 的 吸 收 率44CH=RF9265.730.1%kol/hl/乙烷的量 进 入 吸 收 塔 的 乙 烷 的 量 乙 烷 的 吸 收 率2626CH=RF31.90.%kmol/hl/氮气的量 =进 入 吸 收 塔 的 氮 气 的 量 氮 气 的 吸 收 率2122N=RF09.5.%kmol/h1l/氩气的量 进 入 吸 收 塔 的 氩 气 的 量 氩 气 的 吸 收 率Arr=RF598.40.1kol/h6ml/k水蒸气的量 2HORF-17.56+=384391.658kmol/h.kmol/h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 量计算结果如表 3.4表 3.4 环氧乙烷吸收塔物料衡算结果表Table3.4 the sheet for the result of the EO absorber material balance输入物料 输出物料进料气 进料吸收剂 塔顶出口气体 塔釜出口吸收液组分 摩尔流量(kmol/h)摩尔分数摩尔流量(kmol/h)摩尔分数摩尔流量(kmol/h)摩尔分数摩尔流量(kmol/h)摩尔分数N2 209.5229 0.0114 0.0000 0.0000 209.5124 0.0118 0.0105 0.0000Ar 598.5495 0.0327 0.0000 0.0000 598.5435 0.0340 0.0060 0.0000O2 988.6259 0.0540 0.0000 0.0000 988.5270 0.0561 0.0989 0.0000CH4 9265.4736 0.5061 0.0000 0.0000 9264.5471 0.5257 0.9265 0.0000C2H4 5003.3549 0.2733 0.0000 0.0000 5000.8532 0.2838 2.5017 0.0001C2H6 311.3199 0.0171 0.0000 0.0000 311.3137 0.0177 0.0062 0.0000CO2 1146.6948 0.0626 0.0000 0.0000 1131.7878 0.0642 14.9070 0.0004C2H4O 446.5958 0.0244 0.0000 0.0000 1.7864 0.0001 444.8094 0.0123CH3CHO 1.1119 0.0001 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 1.1119 0.0000H2O 338.7457 0.0184 35591.6518 1.0000 117.5651 0.0066 35812.8324 0.9872C2H6O2 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000小计 18309.9949 1.0000 35591.6518 1.0000 17624.4362 1.0000 36277.2105 1.0000合计 输入物料总量（Kmol/h）53901.6467 输出物料总量（Kmol/h）53901.64673.3.5 排放系统排放比：0.18%排放系统的物料衡算图22图 3.5 排放系统物料衡算图Figure3.5 the map of the drainage system material balance计算过程（其输入物料=吸收塔的塔顶出料）物料的排放量物料的排放量= ，所以：输 入 排 放 系 统 的 物 料 量 (W)排 放 比氮气排放量= 209.514.80.371kmol/h输 入 排 放 系 统 的 氮 气 量 排 放 比同理可得：氩气排放量= =排 放 比输 入 排 放 系 统 氩 气 量 .34l/氧气的排放量= =1.7793 kmol/h98.5270.18甲烷的排放量= =16.6762 kmol/h64乙烯的排放量= =9.0015 kmol/h.3.乙烷的排放量= =0.5604 kmol/h17018二氧化碳的排放量= =2.0372 kmol/h 环氧乙烷的排放量= =0.0032kmol/h64乙醛的排放量=0.0000 kmol/h 水的排放量= =0.2116 kmol/h17.930.18乙二醇的排放量=0.0000 kmol/h二氧化碳吸收系统的进料量二氧化碳吸收系统的进料量=排放系统进料量-排放量，所以：二氧化碳吸收系统的氮气的进料量=排放系统氮气的进料量-氮气排放量=209.5124-0.3771=209.1353 kmol/h同理可得：氩气的进料量=598.5435-1.0774 =597.4661kmol/h氧气的进料量=988.5270-1.7793=986.7477 kmol/h甲烷的进料量=9264.5471-16.6762=9247.8709 kmol/h乙烯的进料量=5000.8532-9.0015=4991.8517 kmol/h乙烷的进料量=311.3137-0.5604 =310.7533kmol/h二氧化碳的进料量= 1131.7878-2.0372=1129.7506 kmol/h23环氧乙烷的进料量=1.7864-0.0032=1.7832kmol/h乙醛的进料量=0.0000 kmol/h水的进料量=117.5651-0.2116=117.3535 kmol/h乙二醇的进料量=0.0000 kmol/h计算结果见表 3.5表 3.5 排放系统的物料衡算结果表Table3.5 the sheet for the result of the drainage system material balance输出物料输入物料二氧化碳吸收系统进料排放物料组分 摩尔流量(kmol/h)摩尔分数 摩尔流量(kmol/h)摩尔分数 摩尔流量(kmol/h)摩尔分数N2 209.5124 0.0118 209.13530.0118 0.3771 0.0118Ar 598.5435 0.0340 597.46610.0340 1.0774 0.0340O2 988.5270 0.0561 986.74770.0561 1.7793 0.0561CH4 9264.54710.5257 9247.87090.5257 16.6762 0.5257C2H4 5000.85320.2838 4991.85170.2838 9.0015 0.2838C2H6 311.3137 0.0177 310.75330.0177 0.5604 0.0177CO2 1131.78780.0642 1129.75080.0642 2.0372 0.0642C2H4O 1.7864 0.0001 1.7832 0.0001 0.0032 0.0001CH3CHO 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.000