年产2万吨的银催化氧化乙烯合成环氧乙烷的反应器设计

年产2万吨的银催化氧化乙烯合成环氧乙烷的反应器设计年产2万吨的银催化氧化乙烯合成环氧乙烷的反应器设计学院：化工与药学院班级:2012级化学工程与工艺1班学生姓名：肖畅学号:2012402010110指导教师:郭孝天完成日期：2016年1月3日指导教师评语：_______________________________________________________________________________________________________________________________________________成绩:教师签名:设计任务书一、设计题目和内容设计题目：年产2万吨的银催化氧化乙烯合成环氧乙烷的反应器设计设计条件：银催化氧化乙烯合成环氧乙烷。表1原料气的组成组分C2H4CO2O2N2含量（mol%)3.57.55.683.4生产规模：2万吨/年反应温度为240°C反应压力为1MPa空速为5000h-1选择性为65%；年工作时间7200小时二、设计方法和步骤1、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程、主要设备的型式以及数值积分计算等进行简要的论述。2、主要设备的工艺设计计算①反应的物料衡算、热量衡算②催化剂床层高度计算3、典型辅助设备的选型和计算:包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定4、制图：绘制主体设备图5、编写设计说明书三、设计成果的编制本课程的设计任务要求学生做设计说明书1份、图纸1张。各部分具体要求如下：（一）设计说明书的内容与顺序：1、封面（包括题目、学生班级、学生姓名、指导教师姓名等）2、设计任务书3、目录4、正文4.1绪论：工艺生产技术方法及进展，反应动力学概述、设计任务的意义、设计结果简述4.2设计方案简介4.3物料流程图及说明4.4设计计算说明书（包括装置的工艺计算：物料衡算、热量衡算，反应器床层计算）4.5设计结果概要4.6设计体会及今后的改进意见5、参考文献6、主要符号说明（必须注明意义和单位）说明书必须书写工整、图文清晰。说明书中所有公式必须写明编号。目录TOC\o"1-3"\h\u14856第1章绪论 127049第2章设计方案简介 215495第3章物流流程及说明 3480第4章设计计算说明书 536914.1反应器的物料衡算 5204044.2反应器的热量衡算 88459第5章反应器的设计 10203815.1催化剂床层体积和高度的计算 10300965.2确定氧化反应器的基本尺寸 11251965.3床层压力降的计算 12257715.4传热面积的核算 1252885.4.1床层对壁面的给热系数 12278945.4.2总传热系数的计算 13178965.4.3传热面积的核算 1313935.5反应器塔径的确定 14225055.6设备的壁厚计算 1573465.6.1釜体筒体壁厚计算 1529355.7附属设备计算 16293745.7.1支座的选择 1685345.7.2人孔 16109325.7.3接管及其法兰选择 16183925.7.4进料管 1768205.7.5温度计接管 17250285.7.6不凝气体排出管 1721323第6章设计结果汇总 1722958第7章设计评述与总结 1826256第8章符号说明 183325参考文献 20第1章绪论环氧乙烷的工业化生产已经有80多年的历史，20世纪20年代初，UCC公司首次采用氯醇法工艺生产环氧乙烷并建立了工业化生产装置，但由于其存在腐蚀设备、污染环境和耗氯量大等一系列问题。30年代后期，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。1958年，Shell公司采用氧气代替空气作为生产环氧乙烷的氧原料，推出氧气法乙烯直接氧化生产环氧乙烷工艺，产品纯度可达99.99%。由于氧气氧化法比空气氧化法有明显的优越性，目前国内外环氧乙烷的生产几乎全部采用的生产方法是：以银作催化剂，在列管式固定床反应器中，用纯氧与乙烯反应，采用乙烯直接氧化生产环氧乙烷。目前全球环氧乙烷的生产由英荷Shell、美国SD(科学设计公司)和UCC三家公司所垄断，约占环氧乙烷总生产能力的90％以上。这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、物理性能和制备略有差异，但水平比较接近选择性均在80%以上。在工艺技术方面都由反应部分、脱CO2、环氧乙烷回收组成。但抑制剂选择、工艺流程上略有差异。我国由氯醇法生产环氧乙烷始于1960年代，由于氯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，国内小规模的氯醇法环氧乙烷装置已无生命力，于1993年下半年淘汰。早期引进的空气法环氧乙烷装置大多也改造为氧气法。目前我国的生产装置主要集中于上海石化，扬子石化，茂名石化和燕山石化等，基本上为引进技术。国内环氧丙烷用于聚醚多元醇的消费量占总消费量的85%，占据主导地位，PG/DMC%占8%。未来环氧丙烷消费中，聚醚仍然占主导地位，所占的比例有所上升。由于涂料、胶粘剂、密封剂、弹性体等产品市场快速增长，聚醚在该领域将会大有作为。随着我国汽车工业的发展，聚醚在车用聚氨酯部件中的需求迅速增加。由此可见，环氧丙烷的市场前景是十分广阔的。本设计采用氧气直接氧化法，对原有的单元设备进行生产能力标定和技术经济评定。在此基础上，查阅了大量资料，根据设计条件，通过物料衡算、热量衡算、反应器的选型及尺寸的确定，计算压降、催化剂的用量等，设计出符合设计要求的反应器。第2章设计方案简介目前，我国工业生产环氧乙烷的方法有氯醇法和乙烯氧化法两种，乙烯氧化法又分为乙烯空气氧化法及乙烯氧气氧化法。（1）氯醇法氯醇法环氧乙烷生产分两步进行：①氯气与水反应生成次氯酸，再与乙烯反应生成氯乙醇；②氯乙醇用石灰乳皂化生成环氧乙烷。（2）直接氧化法直接氧化法，分为空气法和氧气法两种。这两种氧化方法均采用列管式固定床反应器。反应器是关键性设备，与反应效果密切相关，其反应过程基本相同，都包括反应、吸收、汽提和蒸馏精制等工序。①空气氧化法：此方法用空气为氧化剂，因此必须有空气净化装置，以防止空气中有害杂质带入反应器而影响催化剂的活性。空气法的特点是有两台或多台反应器串联，即主反应器和副反应器，为使主反应器催化剂的活性保持在较高水平(63-75％)，通常以低转化率进行操作，保持在20-50％范围内。②氧气氧化法：氧气法不需要空气净化系统，而需要空气分离装置或有其它氧源。由于用纯氧作氧化剂，连续引入系统的惰性气体大为减少，未反应的乙烯基本上可完全循环使用。从吸收塔顶出来的气体必须经过脱碳以除去二氧化碳，然后循环返回反应器，不然二氧化碳浓度超过15％(mol％)，将严重影响催化剂的活性。环氧乙烷的生产方法各具特点。氯醇法生产工艺的严重缺点大致有：①消耗氯气，排放大量污水，造成严重污染；②乙烯次氯酸化生产氯乙醇时，同时副产二氧化碳等副产物，在氯乙醇皂化时生产的环氧乙烷可异构化为乙醛，造成环氧乙烷损失，乙烯单耗高；③氯醇法生产的环氧乙烷，醛的含量很高，约为5000-7000mg/m3，最低亦有2500mg/m3。氯醇法生产环氧乙烷，由于装置小、产量少、质量差、消耗高，因而成本也高，与大装置氧化法生产的高质量产品相比失去了市场竞争能力。采用氯醇法生产环氧乙烷的小型石油化工厂正在受到严重的挑战。故根据环保及成本的限制要求本实验采用直接空气氧化法。第3章物流流程及说明本次设计采用氧气氧化法进行环氧乙烷的生产，以氧气作为氧化剂，乙烯在1MPa、240℃下通过装有银催化剂的固定床反应器，直接氧化为环氧乙烷。环氧乙烷的生产系统分为三部分：反应系统、回收系统和二氧化碳脱除系统，如图所示。图3-1银催化氧化乙烯合成环氧乙烷工艺流程(1)环氧乙烷的反应系统反应系统是以一种循环过程来操作的，以乙烯和氧气为原料使用甲烷致稳。从外界贮罐来的乙烯在过滤器中进行过滤，经换热器预热，然后按着一定的路线进入混合器，与从环氧乙烷吸收塔顶部通过分离器分离出的循环气进行混合，乙烯混合器中的循环气进入压缩机的吸入口并在氧气混合器之前，由压缩机进行压缩。从外界来的氧气进料通过过滤器之后在流量控制下进入氧气混合器。为了能在进料之后和开车期间可靠地对氧气混合器进行吹扫，一个高压氮气压缩机及氮气吹扫罐连接在紧靠氧气混合站上游的氧气进料线上。为控制循环气中的二氧化碳浓度，一股循环气的分支物流被送往二氧化碳脱除工段。从氧气混合器出来的含有乙烯和氧气的循环气，在换热器的管程进行加热后进入反应器。在反应器的壳程用石蜡油来移走反应热，以控制反应温度。含有环氧乙烷的氧化气进入附带的循环气/锅炉给水预热器，而后反应器出口全体流经循环器换热器的壳程，与反应器入口气体换热，被进一步冷却下来，之后循环气体进入循环气冷却器进行最后的冷却。本反应使用一种气相状态的抑制剂来控制反应活性，循环气在氧气进料混合器和循环气热交换器之间分叉转向压入装有液体二氯乙烷的贮罐，使这股循环气中的二氯乙烷浓度达到饱和，然后在乙烯进料混合器和循环气压缩机之间再次进入反应循环气中。反应进料不是绝对纯净，有必要依次从分离器下游定期排放惰性组分。(2)环氧乙烷的回收系统从冷却器出来的氧化气进入到环氧乙烷吸收塔底部，使用从环氧乙烷气提塔底部过来的乙二醇水溶液以及从泵过来的工艺水进行吸收，保证吸收液的浓度恒定在7.5％(wt％)，被吸收下来的环氧乙烷按一定的路线进到氧化物/水闪蒸罐进一步闪蒸出惰性气体，然后经换热器进入环氧乙烷气提塔使环氧乙烷和水进行分离。环氧乙烷蒸汽从塔顶出来经冷却器进行冷凝后收集在回流罐中，回流罐中的环氧乙烷用泵打出一部分返回到环氧乙烷气提塔顶部作回流用，另一部分送往排气塔中脱除二氧化碳，塔底用再沸器进行加热，塔底中不含二氧化碳的环氧乙烷经冷却器冷却后用泵送到环氧乙烷贮罐。环氧乙烷气提塔顶部冷凝器中的不凝气送到惰性气体洗涤塔中，同闪蒸罐中闪蒸出的惰性气体一起被洗涤后送往尾气压缩机吸入罐中，再进入尾气压缩机中压缩，经二氧化碳脱除系统进入环氧乙烷反应循环系统。在环氧乙烷吸收塔中未被吸收下来的环氧乙烷以及其它惰性气体经分离器进一步分离之后送往乙烯混合器中循环使用。(3)二氧化碳脱除系统来自尾气压缩机的一股气流和尾气压缩机出口的气流混合为一股，进入二氧化碳吸收塔的底部，与从塔顶向下流动的吸收剂在填料上充分接触完成吸收后，进入二氧化碳水洗塔，通过填料层和除雾器，除掉气流中夹带的微量的钾和矾的化合物微粒，以防止这些物质带入反应器造成催化剂中毒。这股气流冷却后返回到循环气流中，与其它物流混合。从二氧化碳吸收塔顶部流下的二氧化碳吸收剂，在与循环气接触完成二氧化碳的吸收之后，在二氧化碳吸收塔底部靠压差进入闪蒸罐中，这时的吸收剂被称为富吸收剂，富吸收剂在闪蒸罐中进行减压闪蒸，闪蒸出来的气体进入尾气压缩机，再吸入罐中，经尾气压缩机压缩后进入循环系统。闪蒸后的吸收剂流向二氧化碳再生塔的顶部，经再沸器加热后，被吸收的二氧化碳就释放出来，排入大气中。再生后的吸收剂被称为贫吸收剂，贫吸收剂集聚于再生塔的底部，被分为三股，一股经再沸器加热循环，一股经泵在过滤器中过滤存货使用，余下的进入贫吸收剂闪蒸罐中再次进行闪蒸后由贫吸收剂泵打回吸收塔中进行下一个循环。水洗塔有两个循环回路来移走气体物流中的微量钾和矾的化合物，用二氧化碳水洗塔下部循环泵把塔底的液体抽出来经一个冷却器送到下部填料段的顶部。用二氧化碳水洗塔上部的循环泵从上部填料段的底部抽出液体，循环到上部填料段的底部，抽出液体再循环到上部填料段的顶部。两个循环泵系统共用一台公用的备用泵。高压工艺水通过一流量控制器补充到上部的循环回路中，以便控制水洗塔中钾的浓度。用二氧化碳吸收剂罐和二氧化碳吸收剂池作为二氧化碳脱除系统运行的必要装置。不论是吸收剂罐还是吸收剂池都使用通入65kg/cm2压力蒸汽的蛇管进行加热，以防止环境温度下结冰上冻，用贫吸收剂过滤器循环泵和二氧化碳吸收剂池泵在系统和贮存器之间进行吸收剂的输送。第4章设计计算说明书4.1反应器的物料衡算（1）反应部分的工艺参数环氧乙烷生产能力：2万吨/年；年操作时间：7200小时进入反应器的温度：210℃；反应温度：240℃乙烯转化率：32％；选择性：65%反应空速：5000；生产过程安全系数：1.04反应产物分离后回收率：90%原料组成如表4-1所示：表4-1原料气的组成及各组分的分子量组分含量（mol%)3.57.55.683.4表4-2各组分的分子量组分分子量284432284418（2）反应部分的基础计算①以100kmol/h气体进料为基准，根据已知原料气的组成，计算出每小时进入反应器的各种气体组分的摩尔数，计算结果列于表4-3中。②根据反应方程式及已知数据，计算反应器出口的气体量。主反应：(4-1)副反应：(4-2)已知乙烯转化率为32％，选择性为65％，进入反应器的乙烯量为3.5kmol/h，所以：由式(4-1)有消耗乙烯量：3.5×0.32×0.65＝0.728kmol消耗氧气量：0.728×0.5＝0.364kmol生成环氧乙烷量：0.728kmol由式(4-2)有消耗乙烯量：3.5×0.32×(1-0.65)=0.392kmol消耗氧气量：0.392×3=1.176kmol生成二氧化碳量：0.392×2=0.784kmol生成水量：0.392×2=0.784kmol则可知未反应的乙烯量：3.5-0.728-0.392=2.38kmol未反应的氧气量：5.6-0.364-1.176=4.06kmol出反应器的二氧化碳量：7.5+0.784=8.284kmol出反应器的水量：0+0.784=0.784kmol氮气的量在反应过程中不发生变化，所以出口气体中各组分的量如表4-3所示。表4-3反应器入口和出口的气体量(kmol/h)组分入口3.57.55.683.400出口2.388.2844.0683.40.7280.784（3）实际装置每小时生产的环氧乙烷可折算为：综上所述，气体进料为100kmol／h时，可生产环氧乙烷0.728kmol/h。若要达到70.15kmol/h的环氧乙烷生产能力，则所需原料量为：为了保证所设计的装置能够达到所要求的生产能力，必须考虑到原料损失等因素，一般取安全系数为1.04则实际进料量为1.04×9636＝10021.4kmol/h（4）原料气与氧化气的组成计算根据基准气体进料为100kmol/h时的计算结果，可以折算出实际进料量为10021.4kmol/h时的物料衡算情况。如表4-4所示：表4-4实际原料气进料时的物料衡算组分kmol/hkg/hmol%wt%350.7598213.53.31561.1217955.845.66.06841.837039.27.512.58267.73231496.4483.478.1300000000合计10021.4296312.48100100表4-5氧化气的物料衡算组分kmol/hkg/hmol%wt%238.516678.282.382.26406.8713019.844.064.39829.7736509.888.2812.328357.85234019.883.479.9873.163219.040.731.0978.171407.060.780.47合计10021.4296312.481001004.2反应器的热量衡算反应器的热量衡算（基准温度取298.15K)反应热根据试验数据，在298.15K时的标准反应热为：。反应器的热量衡算，设原料气带入的热量为Q1，氧化气带出的热量为Q2，反应热为Qr，反应器的撤热量为Q，当忽略热损失时，有：Q1+Qr=Q2+Q各组分的比热①由《化工设计》在热量衡算中可知，在工程计算中，常使用物质的平均定压摩尔热容CPf。假如物质在T1到T2范围内的CP-T关系为一直线，可以证明，此温度范围内的平均定压热容CPf等于温度下物质的热容，也等于T1到T2温度下物质热容CP1和CP2的算术平均值，一般来说，物质的CP-T关系不是直线，但他的曲率并不大，只要计算时温度范围不大，常把曲线关系当做直线关系来近似处理，所以上述平均热容的办法可行。在《物理化学》书中差得不同温度下的比热容，如下表：组分298.15K时（J／molK)483.15K时（J／molK)513.15K时（J／molK)乙烯43.7261.8262.688氧气29.35530.9030.058氮气29.1229.5228.512二氧化碳37.1144.0443.421环氧乙烷47.9174.813水33.57734.061由计算得平均热容如下表组分（298.15K-483.15K）的（J／molK)(298.15K-513.15K)的（J／molK)乙烯52.7753.204氧气30.1329.71氮气29.3228.816二氧化碳40.5740.266水33.819环氧乙烷61.362由热量计算式(1)气体原料带入的热量的计算(2)反应后气体产物带走热量的计算(3)反应热的计算(4)传给导生油的热量的计算按热量衡算原理（忽略散热损失）反应前后热量守恒则则传热量为第5章反应器的设计在物料衡算和热量衡算的基础上，可以对反应部分主要设备的工艺参数进行优化计算。这一部分主要是反应器的工艺参数优化。设计生产能力：2万吨/年；生产过程安全系数：1.04；年操作时间：7200小时；本设计采用两台反应器并联进行反应。已知：(1)每小时输入的原料气量总为10021.4kmol/h；(2)以银为催化剂，颗粒为球形，d=5mm，空隙率；(3)反应温度为240℃，操作压力为1MPa，空速为5000h-1；(4)反应器列管规格为32×3.5mm；(5)反应热用油撤走，导出液进口温度230℃，导出液出口温度235℃；(6)原料气进口温度为210℃，氧化气出口温度为240℃。5.1催化剂床层体积和高度的计算催化剂总体积是决定反应器主要尺寸的基本依据，其计算公式如下所示（由《化工设计手册》可查）：（5-1）式中--原料气流量，；—空速，进入反应器的气体总流量为10021.4kmol/h，空速为S=5000，则反应器中催化剂的装填体积为：由于气体进料则PV=nRT可计算V=固定床反应器采用两套并联计算公式如下所示（5-2）假设每根管长为6m，反应器内催化剂填充高度为管长95%床层高度为故5.2确定氧化反应器的基本尺寸对于列管式固定床反应器，首先应根据传热要求选定选择32×3.5mm的不锈钢管作为反应器的反应管规格，再求出反应管根数n。反应管内径：di=32-3.5×2=25mm=0.025m(根据《化工原理（上）》附表7.2<热轧无缝钢管>GB8163-87选择)反应管根数（5-3）由公式(5-10)可得根经圆整可得，反应管根数为3017根。5.3床层压力降的计算由《基本有机化学工程》(下册)可查得如下计算公式（5-4）式中△P——床层压力降，H——催化剂床层高度，m：G——质量流速，kg/m2.s——气体密度，kg/m3；g——重力加速度，m/s2；——固定床空隙率；——催化剂颗粒当量直径/m；——气体粘度，Pa·S或(kg/m·s)；本次设计所选用的催化剂为d=5mm的球型，计算其直径为由式5-4得故符合5.4传热面积的核算5.4.1床层对壁面的给热系数对于氧化反应器，催化剂床层是被冷却的。此时催化剂床层与反应器内壁的给热系数，可用下式(见《环氧乙烷与乙二醇生产》)进行计算：（5-5）式中—床内气体的给热系数，；—反应管内径，m；—催化剂颗粒直径，m；—通过床层的气体的导热系数，,—气体的粘度，kg/m·s；—气体的线速度，m/s;—通过床层的气体的密度，。气体的线速度可由公式（5-6）得由公式5-5得5.4.2总传热系数的计算以管外表面为基准，不锈钢反应管导热系数取。其计算公式如下：（5-7）参见《化工原理（上）》式6-117由公式(5-7)可得5.4.3传热面积的核算对数平均温差公式为（《化工原理》上）（5-8）换热介质采用逆流，则由5-15得（5-9）则有又（5-10）则有即实际传热面积大于按传热计算所需的传热面积，所以设计符合要求。5.5反应器塔径的确定查化工工艺设计手册有（5-9）式中D—壳体内径，m；t—管中心距，m；—横过管中心线的管数；—管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离；一般取，取管子按正三角形排列如下图则（5-10）由公式5-10，可得所以，由公式5-9可得本反应器取最小壁厚为20mm，故外径为。经圆整后反应器外径为2800mm。5.6设备的壁厚计算5.6.1釜体筒体壁厚计算根据工作条件，P=1MPa为设计内压。筒体的设计厚度：=式中：δd——圆筒设计厚度，mm；Di——圆筒内径，mm；P——内压设计压力，MPa；Φ——焊接接头系数，考虑到夹套的焊接取0.8；C2——腐蚀裕量，取1mm；[σ]t——材料许用应力：[σ]250=147MPa。考虑到钢板负偏差，初选C1=0.8mm所以，内压计算筒体壁厚：12.96+0.8=13.76mm，圆整后取14mm.校核筒体及封头水压实验，根据式式中δe=δn-C=14-1-0.8=12.2mmPT=1.25P[σ]/[σ]t=1.5MPa则1.5×（3200+12.2）/(2×12.2)=197.47MPa0.9Φσs=0.9×0.8×345=248MPa>σT，故满足要求。——压力试验温度下的材料的许用应力——正常工作温度下的材料的许用应力——容器的设计压力则筒体外径DN=2828mm根据筒体由化工制图查得封头H=785mm,壁厚取12mm.塔高：H0=2H+L=6000+2×785=7570mm5.7附属设备计算5.7.1支座的选择反应釜总重：Q=Q1+Q2+Q3+Q4式中：Q1——筒体与夹套筒体总重Q2——封头与夹套封头总重Q3——料液重，按水压试验时充满水计Q4——附件重筒体质量：每米质量q1=2555.5kg/mQ1=q1×L=2555.5×6=15333kg封头质量：每米质量q2=3950kg/mQ2=0.785×2×3950=6912.5kg充液质量：按水压试验进行计算，取水密度1000kg/m3体积按封头与筒体之和进行计算：V=V封+V筒=71.39m3Q3=71.39×1000=71390kg附件质量：人孔按200kg,其他接管总和按300kg，则Q4为500kgQ=Q1+Q2+Q3+Q4=15333+6912.5+71390+500=94136kg故选用裙式支座5.7.2人孔选用长圆型回转盖快开人孔人孔PN0.6，400×300JB579-79-15.7.3接管及其法兰选择道生油进口管：Φ108×4，L=200mm，10号钢法兰：PN0.6DN100HG20592-97道生油出口管：Φ108×4，L=200mm，10号钢法兰：PN0.6DN100HG20592-975.7.4进料管进料流量：V=296312.48/（3600×7.17×4）=2.87m3/s管径：d=[4×2.87/(3.14×25)]=146.24mm圆整后取160mm,故取Φ160×20考虑到出料流量与进料流量相似，故出料管选取规格与进料管相似，也取Φ160×205.7.5温度计接管φ45×2.5，L=100mm，无缝钢管法兰：PN0.2