环氧乙烷乙二醇车间环氧乙烷合成工段工艺设计

1、环氧乙烷/乙二醇车间环氧乙烷合成工段工艺设计内容摘要本设计对年产6.0万吨环氧乙烷合成工段进行工艺设计。并对环氧乙烷的生产方 法、生产原理、流程路线及主要设备等进行了论述和计算。环氧乙烷是乙烯的重要衍生物，主要用作有机合成的中间体和原料，用于制造乙 二醇、表面活性剂、洗涤剂、增塑剂以及树脂等。我国环氧乙烷生产能力有限，每年 都要大量进口环氧乙烷产品来满足国内市场的需求。本设计的工艺流程分为四个系统，分别为:反应系统、环氧乙烷吸收解吸系统、 二氧化碳吸收解吸系统和环氧乙烷精制系统。并以这四个系统为主线，对工艺流程进 行了叙述。采用aspen plus软件对主要设备如：混合器，反应器，环氧乙烷吸收

2、塔，二氧 化碳吸收系统，环氧乙烷解吸塔，冷凝器，脫轻组分塔等进行物料衡算，对环氧乙烷 反应器，进料产品第一换热器，冷却器等设备进行热量衡算，并对环氧乙烷反应器， 精制塔和换热器进行设备计算。关键词：环氧乙烷；反应器；换热器abstract目录abstract第一章引言1.1 环氧乙烷在国民经济中的地位和作用1.2 环氧乙烷生产技术发展动向1.2.1 催化剂1.2.2 工艺技术1.2.3 国内动向1.3 市场供需预测1.3国外市场1.3.2 国内市场1.4 结束语第二章工艺概述2.1环氧乙烷的性质2.1.1环氧乙烷的物理性质2.2环氧乙烷的化学性质2.2生产方法的评述及选择2.2.1氯醇法2.2

3、.2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2.3.2二氧化碳脱除原理2.4工艺流程叙述2.5工艺设备表第三章工艺计算3aspen plus 简介3.2物性数据3.3 aspen plus设计依据3.4 aspen plus软件数据输入3.4.1物料输入参数3.4.2设备输入参数3.5流程图3.6物料衡算表3.4混合器m101物料衡算结果表3.7热量衡算第四章设备计算4.1反应器r1014.2精制塔421塔径的计算的基础数据；4.2.2填料的选择4.2.3 塔径设计计算4.2.4填料层高度设计计算4.2.5精制塔附属设备的选型4.3换热器203第五章安全、环保、能量利用5.1原

4、料消耗表5.2能量消耗表5.3三废处理hi2426262626第一章引言1.1环氧乙烷在国民经济中的地位和作用环氧乙烷(简称e0),又称氧化乙烯，也称恶烷，是一种最简单的环瞇，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酯纤维和树脂。有13%的 环氧乙烷用于制造其它二醇类。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，乙二醇瞇类等。环氧乙烷也

5、用作熏蒸 消毒杀虫剂、杀菌剂以及医疗器械的消毒剂。1.2环氧乙烷生产技术发展动向1.2.1催化剂近年来，世界上环氧乙烷在催化剂、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、s862、s863,具有初始反应温度低(218225°c)、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%0sd和ucc在新催化剂开发方

6、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、氟和 或锡，固载银及含有碱金属、硫、氟和锢系金属助剂的催化剂，突破了以铢和过渡金 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222-255°cbt, 催化剂的环氧乙烷选择性可达81.9%84.6%oucc公司报道了一系列催化剂研制专利，包括含锂、钠、钾、钮、链、顿中至 少一种阳离子助剂，含硫化物、氟化物阴离子助剂和选自iiibvib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 酸钾和高猛酸钾溶液

7、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,猛质量分数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%o1.2.2工艺技术(1) 环氧乙烷反应器目前，工业用平均单台反应器产能已从20世纪50年代不到1万t/a增加至15 万t/a,在2005年世界计划建设的或者是待工业化的环氧乙烷生产装置中，平均单 台反应器产能已达24万t/a。shell公司和sd公司均拥有单台反应器环氧乙烷产能 24万t/a的设计能力，并正在沙特阿拉伯和其他地区使用这种技术建设48万t/a 规模的环氧乙烷装置。基于传统环氧乙烷生产存在能耗高、收率低的不足，国内外正在探

8、索一种新型反 应器。例如华东理工大学正在探索一种新型三相鼓泡淤浆床反应器。在气一固相原颗 粒催化剂反应动力学研究的基础上，研究了采用细颗粒催化剂及高沸点抗氧化溶剂作 液相热载体，在180230°c、2mpa条件下在三相鼓泡淤浆床反应器中用乙烯催化氧 化合成环氧乙烷。反应结果显示，在上述工艺条件下、反应后系统内环氧乙烷质量分 数为1.5%时，选择性可达87.87%0(2) 乙烯回收技术美国膜技术回收乙烯专利技术已应用于我国上海石化股份有限公司等多套环氧 乙烷装置，乙烯回收率达到88%。除此之外，目前sd公司提出利用半渗透膜从循环 气体中选择抽出氫气，然后把分出氮气后的富乙烯气体循环回反

9、应器的新乙烯回收技 术，以减少乙烯损失。dow化学公司则提出用1个乙烯吸附和脱附的联合装置回收 乙烯，吸附剂为高相对分子质量有机液态，如nci2烷怪、n-cb烷怪。回收乙烯后的 放空气体中乙烯体积分数仅为0.1%1.0%o(3) 含氯抑制剂shell公司已改用一氯乙烷作抑制剂，这是因为与二氯乙烷相比，一氯乙烷具有加 入量较大，易于控制、毒性较小，在系统内形成氯化物杂质较少等优点，对设备尤其 是不锈钢设备的长期使用更有利，而且添加一氯乙烷工艺更简单，不需要泵或载气加 以输送，目前国内某些环氧乙烷装置也已采用一氯乙烷作抑制剂，并获得较好效果。(4) 催化剂装填技术惰性球对醛的生成具有促进作用，sh

10、ell公司为此提出了新的催化剂装填技术，即 在催化剂的顶部用催化剂代替惰性球。该技术还具有压力降易调节，催化剂装填所用 时间短，废旧催化剂回收时无需分离等优点。此外，在固定床反应工艺优化、防止反 应气异物化、新致稳剂使用方面也有新的进展。1.2.3 国内动向在引进技术消化吸收基础上，我国已在佳木斯石油化工厂自行设计1.0万t/a环 氧乙烷生产装置。在催化剂国产化方面，燕山石化研究院开发的ys系列催化剂已在 所有引进环氧乙烷装置上得到应用，并与shell高活性催化剂s-863性能相当，优于 sd的s-1105催化剂。最近该院研制的新型环氧乙烷银催化剂“ys8500"在通过中石 化集团公

11、司的鉴定之后，又成功地在北京东方化工厂环氧乙烷/乙二醇装置上实现了 工业应用。在连续72h考核中，各项指标均达到小试水平，其中选择性比“ys7"催化 剂(选择性为81.8%)高出12个百分点，产品质量符合用户要求。这是该院自1997年 研制开发成功“ys广型银催化剂，并相继在国内5套环氧乙烷/乙二醇生产装置上成 功应用后的又一重大科研成果。1.3市场供需预测1.3.1国外市场据斯坦福咨询公司2004年4月统计，2004年全球环氧乙烷总生产能力达到1706.5 万t/a,其中北美544.3万t/a,占31.9%;南美39.4万t / a,占2.3%;西欧295.5 万 t/a,占 17

12、.3%;东欧 95.0 万 t/d,占 5.6%;中东 233.2 万 t/a,占 13.7%;亚太 地区499万t/a,占29.2%o全球2003年环氧乙烷消费量为1593.4万t,比2002 年增长8.4%o1.3.2 国内市场(1) 环氧乙烷生产20世纪70年代，我国开始引进环氧乙烷/乙二醇联产装置，至今，我国已引进 11套装置。其中多数是环氧乙烷/乙二醇联产，仅吉林联合化工厂是单独生产环氧 乙烷而没有配套生产乙二醇，而中油吉化公司和独山子石化则全部用于生产乙二醇， 不生产商品环氧乙烷。(2) 环氧乙烷消费我国环氧乙烷主要用来联产乙二醇，商品环氧乙烷主要用作生产非离子表面活性 剂、乙醇胺

13、、乙二醇瞇、聚脱等，在医药、燃料、橡胶等领域也有应用。据统计，2004 年我国环氧乙烷消费量为114万t,其中乙二醇77.4万t,占67.9%;非离子表面活性 剂16.8万t,占14.8%;聚瞇5.5万t,占4.8%;医药1.8万t,占1.6%;乙醇胺4.0 万t,占3.5%;乙醇醴3万t,占2.7%;其他产品5.4万t,占4.7%。由于聚酯工业对乙二醇需求的大幅增长，所以2004年我国环氧乙烷需求量大幅 增加，表观消费量达到429万t左右，而产能仅109万t/a,其中商品量36.55万仁 尽管近年来我国当量环氧乙烷产能和产量有了较大的增加，但是仍然不能满足聚酯工 业需要。由于环氧乙烷不易长途

14、运输，所以国内环氧乙烷进口量非常少，环氧乙烷市 场巨大需求主要体现在以乙二醇为代表的下游产品上，而且近年来国内环氧乙烷主要 下游产品进口数量又呈现快速增长的局面。乙二醇进口量正在逐年递增，2004年仅国内乙二醇的进口量高达339.1万t,以 生产it乙二醇需环氧乙烷0.75t的单耗计算，折合成环氧乙烷约为270万t。环氧乙 烷的其他下游精细化工产品乙二醇瞇、乙醇胺和表面活性剂等进口量也有不同程度的 增长，这些下游产品根据其环氧乙烷单耗折合成环氧乙烷共约45万t,因而2004年 环氧乙烷下游产品进口量折合环氧乙烷总量已达315万to如我国环氧乙烷需求增长 速率与国民经济增长速率8%相同步，以此推

15、算，我国2010年的环氧乙烷表观需求量 将从2004年的429万t上升到680.8万to为满足市场需求，我国有多家企业计划建设规模化环氧乙烷生产装置，可以预计 未来几年我国环氧乙烷的生产能力将呈现迅速增加的势头。届时环氧乙烷供应情况将 得到改善，国内在建和规划建设的环氧乙烷/乙二醇装置产能达281万t/ao1.4结束语环氧乙烷是重要有机化工原料，为满足聚酯工业所需乙二醇和其它下游产品，我 国环氧乙烷生产必有较大幅度的增长。对此，提出如下设想和建议。(1) 在现有催化剂制备技术和反应器加工技术基础上，发展具自主知识产权的环 氧乙烷生产技术。(2) 继续开发大型环氧乙烷设备制造技术，并建设40万6

16、0万t/a犬型化生产装 置，提高环氧乙烷工业竞争力。(3) 加大下游精细化工产品的开发与应用，促进商品环氧乙烷的发展，从而使我 国环氧乙烷生产在满足国内市场需求的同时，生产技术也可望达到世界先进水平，成 为世界环氧乙烷生产大国。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又叫氧化乙烯，分子式c2h4o,分子量为44.05,是无色具有烯怪芳香味 的有刺激性气体，环氧乙烷是极易燃的，并与空气形成爆炸性混合物，即使在缺氧条 件下加热也可引起爆炸危险。在空气中爆炸极为3-100%,能以任何比例与水、乙醇、 84以及多数有机溶剂混合，沸点为10.6°c,在低于10.6°c

17、或压力下为无色液体，在流 动状态下易挥发，由于反应性很活泼，贮藏保管都要特别注意。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，分别生成乙二醇一甲瞇、乙二醇一乙醛、乙二醇一丁瞇。它们兼具醇和 瞇的性质，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

18、。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生产方法的评述及选择2.2.1氯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直接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

19、空气直接氧化法制环氧乙烷技术，1937 年美国ucc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%o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

20、可分为选择氧化（部分氧化）和深度氧化（完全氧化） 两种情况，乙烯分子中碳一碳双键c=c具有突岀的反应活性，在一定条件下可实 现碳一碳双键选择性氧化，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 生成目的产物一环氧乙烷的方向上，目前工业上乙烯直接氧化生成e0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：ch2-ch2c2h4 + -o2>/+ 24jkcal/mol(1)o另外，乙烯直接氧化还有副产物生成，其中c02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

21、成c02和水并伴随着许多寿命极短的部分氧化中间产物：c2h4 +3。2 t 2co2 +2h.o + 320 kcal /mol(2)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。c2h4t ch、cho(3)c2h4 + o2 t 2ch 2。(4)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?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co?和h2o。反应速度由eo 异构化控制。c2hao t ch 3o - cho(5)ch 3cho + 黑 o2 t 2co2 +2h?o(6)反应

22、器副产物中除co2和出0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 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：k2co3 + co2 + h2ot2khco3 + 6.4kcal/mol(7)应分五步进行：h2o=h+ + oh-(8)k2co3co32- + 2k+(9)h* 4- co32 =hco3_(10)+ hcof =khco3(11)co2 + oh=hco3_(12)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，排至大气。24工艺

23、流程叙述首先新鲜的乙烯、甲烷、氧气进入氧气混合喷嘴m101,在这里加入循环气。补 充抑制剂后，反应器进料气体在e101中被eo反应产品气体从53°c加热到148°c，被预 热的反应器进料气体进入列管式反应器(r101),在反应器中，乙烯和氧气在银催 化剂床层上发生反应生成e0;反应副产品有二氧化碳、水和微量的醛类。离开反应器 的产品气体温度为235°co反应产品气体经过三次冷却，在产品第一冷却器(e102)中， 通过产生中压蒸汽，反应产品气体被冷却到202°c,在进料/产品换热器(e101)中被 冷却到130°c,在产品第二冷却器(e203)中

24、被进一步冷却到51°co冷却后的反应产品气体进到eo吸收塔c203的急冷段，气体中的一些杂质，如轻 的有机酸、微量分解的抑制剂被碱性急冷循环液吸收(甲醛也在这里脱除)。急冷液 离开塔釜的温度为42°c,为脱除反应产生的水分，取一股物流到急冷排放解吸塔 c205o用泵p205把急冷液送到急冷冷却器e205冷却到42°c,然后再回到eo吸收塔的1 混合器2 反应器8脱轻组分塔厶口台台台台台厶口厶口急冷段，离开急冷段的气体与35°c的贫吸收液逆向接触吸收e0,苛性碱连续加到贫吸 收液中维持ph值在7.3-7.5之间，以确保脱除气体中残余的少量酸性化合物，富吸收

25、液 离开采料板的温度为42°c,为防止高压循环气串入压力较低的e0汽提塔，并由此排 至大气，在c203塔釜富吸收液管道上安装了快动阀(xv205)，液位低开关可引起此 阀动作。e0吸塔中被吸收下来的e0,在e0解吸塔c204内从富吸收液中解吸出来。富吸 收液离开eo吸收塔的温度为42°c,预热到101°c后进入eo汽提塔顶部，塔顶出料(eo/ 水)到轻组分脱除和eo精制部分。塔釜出料温度123.3°coeo解吸塔设计能力可使吸收的eo有99.95%解吸出来，其余0.05%的eo随同塔釜 出料离开。然而，在升温过程中，富吸收液中的eo会发生水合反应，同样随

26、着温度 的升高，塔板上滞留的eo会与水进一步水合成乙二醇和二乙二醇。为确保产品收率, 要把水合反应降到最低程度，可采用相对降低eo解吸塔的进料温度和操作压力来实 现。解吸eo所需的蒸汽一部分来自直接蒸汽，一部分来自间接蒸汽。蒸发速度要保 持稳定，由塔顶温度控制蒸汽的加入量，以获得所需的eo解吸效果。为了脱除循环 吸收液中的钠盐、乙二醇、二乙二醇，从上塔引出一小股送到eo解吸塔釜提浓段， 提浓段在eo解吸塔的底部。eo吸收塔塔顶气经气液分离罐v204进入循环气压缩机。气液分离罐液位高会导 致氧气停车系统动作，延迟一段时间后停循环气压缩机。从v204中排出一小股物流, 以便除去惰性组分，这股物流通

27、常被引入工艺放空炉f101中焚烧。如果罐的压力过高 时，v204的压力控制器会启动紧急放空阀使循环气管路泄压。循环气压缩机出口引 出一股较大的物流，去二氧化碳吸收塔脫除二氧化碳。净化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环氧乙烷反应系统。如果操作出现异 常情况，引起压缩机入口压力高或出入口的压差低都将启动氧气停车系统。eo解吸塔顶蒸汽大约含60%wt的eo和40%wt的水，先在e208中预热eo解吸塔的 进料，然后和轻组分塔顶物一起进到解吸塔塔顶冷却器e301中，温度从108°c被冷却 到30°co不凝物主要是二氧化碳、乙烯和eo, e302a/

28、b中被冷却到15°c,大部分eo 作为凝液回到解吸塔顶缓冲罐v301。解吸塔顶缓冲罐中的物料，由泵打入轻组分塔 c301,在轻组分塔中，二氧化碳、乙烯和其他溶解在eo水溶液中的轻组分和部分eo 蒸汽一起脱除。塔顶气体回到eo解吸塔顶冷却器中以回收e0。轻组分塔塔釜含有 58%wt的eo,用泵打到eo精制塔c302中。在eo精制塔c302中，eo从塔顶蒸出，塔 顶气被冷却到31.2°c,大部分eo塔顶冷凝液作为回流，一部分作为低纯度eo产品被 送到乙二醇反应器，这股物流含有微量杂质如二氧化碳和甲醛。eo精制塔塔釜主要 是含有乙二醇、乙醛和至少30%wt环氧乙烷的水溶液，送到乙

29、二醇反应器o 2.5工艺设备表 表2.1工艺设备表设备名称軽¥¥3 换热器4 冷却器5 e0吸收塔6 e0解吸塔3.1 aspen plus 简介aspen plus是一个通用的过程流程模拟系统，用于计算稳态过程的物料平衡及能 量平衡和设备尺寸，并可以对投资进行经济成本分析。aspen plus有一个公认的跟踪 记录，在一个工艺过程的制造的整个生命周期中提供巨大的经济效益，制造生命周期 包括从研究、开发到生产。aspen plus有50多个通用单元操作模型，为了计算相平衡、热力学性质和传递 性质，aspen plus提供了一个广泛的物性数据和模型库，它还有处理石油实验分析能

30、 力，建立产生石油馆分的物性常数的关联式。对于大型或小型的过程流程，自动流程 分析确定断裂流股及排序,其较好的收敛方法可解决多重流股循环和过程规定的任 务。本课题主要是基于aspen plus对环氧乙烷生产的工艺流程进行模拟，包括混合 器、反应器、换热器、吸收塔、解吸塔、精镭塔等。3.2物性数据表3.1物性数据表序号组分分子式分子量常压沸点°c1氮气n228.0134-195.82氮气ar39.9480-185.873氧气o231.9988-182.984甲烷ch416.0423-162.155乙烯c2h428.0530-103.716乙烷c2h630.06888&67二氧化

31、碳co244.0095 78.458环氧乙烷c2h4o44.052410.49乙醛ch3cho44.052420.410水h2o18.01521003.3 aspen plus设计依据1. 设计任务：年产6万吨环氧乙烷2. 年工作时间：8000小时3.4 aspen plus软件数据输入3.4.1物料输入参数表3.2物料输入参数表参数名称单位取值参数名称单位取值101流量kmol/h227.7888e205a压力mpa1.44102流量kmol/h237.356e205b温度°c45103流量kmol/h6.815k201压力mpa1.76101温度°c40c204压力mp

32、a0.2102温度°c30e207温度°c35103温度°c10e207压力mpa0.22101压力mpa2.75e208温度°c101102压力mpa2.55e208压力mpa0.21103压力mpa2.55p206压力mpa1.43r101压力mpa1.55e208b温度°c108r101温度°c235e208b压力mpa0.22c203压力mpa1.43e301温度°c30e101a温度°c130e301压力mpa0.22e101a压力mpa1.72v301温度°c30e101b温度°c1

33、30v301压力mpa0.22e101b压力mpa1.47v302温度°c15e102温度°c202v302压力mpa0.22e102压力mpa1.5e302温度°c15e203温度°c51e302压力mpa0.22e203压力mpa1.45c301压力mpa0.22e205a温度°c45c302压力mpa0.223.4.2设备输入参数表3.3设备参数表设备名称模型输出温度°c输出压力mpa组分m101mixer53.021.76气体e101aheater1301.72气体r101rstoic2351.55气体e102heater20

34、21.5气体e101bheater1301.47气体e203heater511.45气体c203radfrac35.18e205aheater451.44气体e205bflash2451.44气体b3fsplitk201compr55.041.76气体sc02sepc204radfrac105.81e208heater1010.21液体e207heater350.22液体p206pump1.21e208bheater1880.22气体e301heater300.22气液混合v301flash228.51304980.22液体v302radfrac150.22气液混合e302heater150.

35、22气液混合c301flash28.90916801c302dstwu31.333.5流程图(1) 流程框图(图3.1)(2) aspen plus 流程图(图 3.2,图 3.3,图 3.4)混合气体图31流程框图210216c104>scto216d03216_103w2105b216b106 a321a图3.2流程图第一部分222222a12307310215225-_3l_301304305v302302图3.4303311312流程图第三部分3.6物料衡算表3.4 混合器m101物料衡算结果表组分氧气进料乙烯进料甲烷进料循环气氧气混合喷嘴岀料kmol/hmol%kmol/hmo

36、l%kmol/hmol%kmol/hmol%kmol/hmol%氮气0.4441880.00195000.1363680.02001264.42430.040488265.00480.037842氫气0.0113895.00e-0500004.5736730.00074.5850620.000655氧气227.33320.99800001069.5040.1637591296.8370.185185甲烷000186780.00056.6037350.9692734.1860.4186492740.9090.391394乙烯002370.99850.0335980.004931961.6070.

37、3003542198.640.31396乙烷000.2373560.0010094.07460.01440494.311960.013467二氧化碳00000.0412990.00606372.23640.056995372.27770.05316环氧乙烷0000000000乙醛0000000000水00000030.374440.00465130.374440.004337总流量227.78881237.35616.81516530.9817002.941由aspen plus软件计算所得反应器r101物料衡算结果表如下: 表3.5反应器r101物料衡算结果表组分反应器进料反应器出料kmol

38、/hmol%kmol/hmol%氮气265.00480.037842265.00480.038351氮气4.5850620.0006554.5850620.000664氧气1296.8370.1851851071.9710.155133甲烷2740.9090.3913942740.9090.396659乙烯2198.640.313961968.7720.284917乙烷94.311960.01346794.311960.013649二氧化碳372.27770.05316460.22330.066603环氧乙烷00185.78510.026886乙醛000.1099321.59e-05水30.3

39、74440.004337118.320.017123总流量7002.9416909.9921由aspen plus软件计算所得环氧乙烷吸收塔c203物料衡算结果表如下:表3.6环氧乙烷吸收塔c203物料衡算结果表组分吸收塔进料吸收塔塔底出料吸收塔塔顶进料吸收塔塔顶出料kmol/hmol%kmol/hmol%kmol/hmol%kmol/hmol%氮气265.00450.0387330.0791995.36e-0600264.92530.039989氫气4.5850490.000670.0027881.89e-07004.5822610.000692氧气1071.9680.156680.6004

40、784.07e-05001071.3680.161719甲烷2740.9010.4006121.5766520.000107002739.3250.413491乙烯1968.7560.2877553.5467590.00024001965.210.296641乙烷94.311690.0137850.0605474.10e-060094.251140.014227二氧化碳460.19910.0672635.4177480.00036700454.78130.068648环氧乙 烷184.59120.02698184.59120.0125007.38e-33e-36乙醛0.1089981.59e-

41、050.1089987.38e-06009.14e-411.38e-44水51.351130.00750614571.310.98672814550.39130.431310.004593总流量6841.778114767.3114550.3916624.8731由aspen plus软件计算所得环氧乙烷解吸塔c204物料衡算结果表如下:表3.7环氧乙烷解吸塔c204物料衡算结果表组分解吸塔塔底出料解吸塔进料蒸汽量kmol/h mol%解吸塔塔顶出料kmol/hmol%kmol/hmol%kmol/hmol%氮气000.0791995.36e-06000.0791990.000159氫气000

42、.0027881.89e-07000.0027885.59e-06氧气000.6004784.07e-05000.6004780.001204甲烷001.5766520.000107001.5766520.00316乙烯1.14e-887.83e-933.5467590.00024003.5467590.007109乙烷000.0605474.10e-06000.0605470.000121二氧化碳8.87e-686.11e-725.4177480.000367005.4177480.010859环氧乙烷4.23e-102.91e-14184.59120.012500184.59120.37乙

43、醛1.97e-081.35e-120.1089987.38e-06000.1089980.000218水14528.071.00e+0014571.310.986728259.66581302.91080.607163总流量14528.07114767.31259.66581498.89521由aspen plus软件计算所得脱轻组分塔c301物料衡算结果表如下表3.8脱轻组分塔c301物料衡算结果表组分轻组分塔进料轻组分塔塔顶出料轻组分塔塔底出料kmol/hmol%kmol/hmol%kmol/hmol%氮气0.003993& 24e-060.0039930.0004121.09e-

44、822.30e-85氮气0.0003627.48e-070.0003623.74e-056.97e-571.47e-59氧气0.0759090.0001570.0759090.0078341.76e-553.71e-58甲烷0.6200850.001280.6200850.0639964.82e-161.02e-18乙烯2.1158490.0043671.9498110.2012320.1660380.00035乙烷0.0397038.20e-050.0295610.0030510.0101422.14e-05二氧化碳2.8320270.0058462.831980.2922774.78e-0

45、51.01e-07环氧乙烷175.81970.3629124.169770.430344171.64990.361536乙醛0.1066640.000220.0005485.66e-050.1061160.000224水302.85460.6251270.0073590.000759302.84720.637869总流量484.468919.6893781474.77951由aspen plus软件计算所得精制塔c302物料衡算结果表如下 表3.9精制塔c302物料衡算结果表精致塔进料精致塔塔顶出料 精制塔塔底出料kmol/hmol%kmol/hmol%kmol/hmol%氮气1.09e-82

46、2.30e-850000氮气6.97e-571.47e-590000氧气1.76e-553.71e-580000甲烷4.82e-161.02e-180000乙烯0.1660380.000350.1660380.0009762.11e-266.93e-29乙烷0.0101422.14e-050.0101425.96e-056.56e-262.15e-28二氧化碳4.78e-051.01e-074.78e-052.81e-074.43e-191.45e-21环氧乙烷171.64990.361536169.93340.9989521.7164990.005634乙醛0.1061160.0002240

47、.0021221.25e-050.1039940.000341水302.84720.63786900302.84720.994025总流量474.77951170.11181.00e+00304.667713.7热量衡算由aspen plus软件所得热量衡算结果表（1）如下:表3.10热量衡算表（1）设备名称换热器e101a反应器r101换热器e102换热量e203组分气体气体气体气体进料热量watt-6.9 x107-6.1 x107-7.4 x107-8.4 x107出料热量watt6. ix 心7.4x107-7.7 x 1079.1x107进料温度°c53.011482351

48、30进料压力mpa1.761.721.551.47出料温度°料压力mpa1.721.551.501.45进料焙值j/kmol-3.5 x107x107-3.9 x107-4.4 x107出料焙值j/kmol-3.1 x107-3.9 x107-4.0 x107-4.7 x107进料烦值j/kmol-k-59932.6-48788.2-40621.4 51147.7出料爛值j/kmol-k-48788.2-40621.4-43661.6-61235.1进料密度kg/cum16.7744212.404499.32098411.25635出料密度kg/cum12.

49、404499.3209849.66788714.14614进料平均摩尔质量kg/mol24.9213924.9213925.2566125.25661出料平均摩尔质量kg/mol24.9213925.2566125.2566125.25661由aspen plus软件所得热量衡算结果表（2）如下:表3.11热量衡算表（2）设备名称换热器e207换热量e208换热量e301组分液体液体液体进料热量 watt-1 1.23x 108-1 1.56x 1082.32x107出料热量watt 11.51x108 11.37x108-2.82 x107进料温度°c120.3042108进料压力

50、mpa0.221.430.22出料温度°c3510130出料压力mpa0.220.210.22进料恰值j/kmol-2.78 x108-2.8 x108-1.67x108出料焙值j/kmol-2.85 x108-2.7 x108-2.03 x108进料嫡值j/kmol-k-1.41 x105-1.59x105-0.67 x105出料丈商值j/kmol-k-1.60x105-1.45 x105-1.68x105进料密度kg/cum892.3931974.03741.9895出料密度kg/cum983.3439222.670821.6012进料平均摩尔质量kg/mol18.0152818.3533628.02240出料平均摩尔质量kg/mol0152818.3533628.02240第四章设备计算4.1反应器r101(1) 要求年产高纯度环氧乙烷6吨，采用氧气氧化法，根据工业装置现场数据， 采用以下数据估算反应器的尺寸。(2) 反应器内进料温度为148°c,反应温度为235°c,出料温度235°c,反应压力 为1.55mpa,转化率为10%,选择性为80%,空速为4000/ho