資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除。課程設計說明書噸環(huán)氧乙烷固定床反應器設計1班武漢工程大學課程設計任務書系別化工與制藥學院 班級 有機一班 學生陳正飛一、設計名稱二、任務根據(jù)設計條件經(jīng)過物料衡算熱量衡算反應器的選型及尺寸的確定計算壓降、催化劑的用量等,設計出符合設計要求的反應器,并畫出設備的裝配圖。三、內(nèi)容1、概述2、環(huán)氧乙烷物化性質(zhì)3、設計方案4、設計條件5、工藝計算6、設計總結7、參考文獻四、計劃進度1、發(fā)題12、第一階段:1月6日～3、第二階段:1月13日～4、第三階段:1月19-日～1月20指導老師 楊昌炎 教研室主任 劉生鵬

目錄摘要 IAbstract II第一章 概述 1第二章環(huán)氧乙烷物化性質(zhì) 32.1物理性質(zhì) 32.2化學性質(zhì) 43.1環(huán)氧乙烷生產(chǎn)藝 73.2環(huán)氧乙烷生產(chǎn)的設計方案 83.3.2工藝參數(shù) 83.3.3環(huán)氧乙烷生產(chǎn)工藝流程 10第四章工藝計算 134.1設計條件 13反應原理 13原料組成 14反應器設計條件 144.2物料衡算 144.3熱量衡算 17第五章反應器的工藝參數(shù)優(yōu)化 215.1催化劑的用量 215.2確定氧化反應器的基本尺寸 255.3床層壓力降的計算 265.4傳熱面積的核算 27床層對壁面的給熱系數(shù) 27總傳熱系數(shù)的計算 28傳熱面積的核算 285.5反應器塔徑的確定 29第六章總結 31第七章安全生產(chǎn) 33第八章三廢治理與環(huán)境保護 37第九章資金核算 39第十章設計體會 41摘要環(huán)氧乙烷是乙烯的衍生物,是重要的基本有機化工原料,廣農(nóng)藥乳化劑等各種精細化學品。當前較先進的生產(chǎn)方法是用銀作催化劑,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(chǎn)環(huán)氧乙烷。本文主要介紹了生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的原理、工藝設計條件,經(jīng)過進行物料衡算、熱量衡算確定了反應器的尺寸、傳熱面積、塔徑等參數(shù)。同時,關注了安全生產(chǎn)、三廢處理等問題并提出了相應的解決措施。 關鍵詞環(huán)氧乙烷乙烯直接氧化固定床反應器

AbstractRacked-bedreactor概述乙烯是碳原子數(shù)最少的烯烴,由于它具有極其活潑的雙鍵結構,因而其反應能力很強,且成本低、純度高、易于加工利用,因此是有機化工中最重要的基本原料。經(jīng)過乙烯的聚合、氧化、鹵化、烷基化、水合、羰基化、齊聚等反應的實現(xiàn),能夠得到一系列極有價值的乙烯衍生物,如環(huán)氧乙烷、乙二醇、乙醛、醋酸、醋酸乙烯、乙苯、聚乙烯等,由乙烯出發(fā)還可生產(chǎn)溶劑、表面活性劑、增塑劑、合成洗滌劑、農(nóng)藥、醫(yī)藥等。環(huán)氧乙烷(Oxirane)又名氧化乙烯(EthyleneOxide),是最簡單的環(huán)狀醚,分子式C2H4O,分子量44.05。環(huán)氧乙烷是以乙烯為原料的主要石油化工產(chǎn)品之一。世界乙烯總產(chǎn)量的16％用來生產(chǎn)環(huán)氧乙烷,環(huán)氧乙烷是乙烯工業(yè)衍生物中僅次于聚乙烯的第二位重要化工產(chǎn)品。環(huán)氧乙烷還是重要的石油化工原料及有機和精細化工產(chǎn)品的中間體,主要用來生產(chǎn)乙二醇。隨著精細化工的發(fā)展,環(huán)氧乙烷已成為精細化工工業(yè)不可缺少的一種有機化工原料[1]環(huán)氧乙烷早期采用氯醇法工藝生產(chǎn),20世紀20年代初,UCC公司進行了工業(yè)化生產(chǎn),之后公司基于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(chǎn)環(huán)氧乙烷工藝。50年代末,Shell公司采用近乎純氧代替空氣作為生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的氧原料,推出氧氣法乙烯直接氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷工藝,經(jīng)過不斷改進,當前較先進的生產(chǎn)方法是用銀作催化劑,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(chǎn)環(huán)氧乙烷[25]。環(huán)氧乙烷是石油化學工業(yè)的重要產(chǎn)品,也是一種基本有機化工原料,用途很多,廣泛用于生產(chǎn)乙二醇、非離子表面活性劑、乙醇胺、乙二醇醚溶劑、醫(yī)藥中間體、油田化學品、農(nóng)藥乳化劑等各種精細化學品。環(huán)氧乙烷的工業(yè)化生產(chǎn)已經(jīng)有半個多世紀的歷史,最早的工業(yè)化生產(chǎn)方法是氯醇法,由于其存在腐蝕設備、污染環(huán)境和耗氯量大等一系列問題,現(xiàn)在己基本上被淘汰了,取而代之的是直接氧化法直接氧化法又分為空氣氧化法和氧氣氧化法,其主要區(qū)別在于乙烯的氧化劑各不相同。在環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)發(fā)展過程中,生產(chǎn)技術和工藝過程都有不斷的改進和革新,到當前為止,世界上幾乎所有的環(huán)氧乙烷都是用乙烯直接氧化法生產(chǎn)的。直接氧化法中,首先出現(xiàn)的是空氣氧化法,而后氧氣氧化法問世,二者并行:近幾十年來,許多廠家都采用氧氣氧化法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷,因為氧氣氧化法不需要空氣凈化系統(tǒng),而且氧氣氧化法的環(huán)氧乙烷收率高于空氣氧化法,乙烯單耗較低。由于用純氧作氧化劑,連系統(tǒng)的惰性氣體大為減少,未反應的乙烯基本上可完全循環(huán)使用。本設計采用氧氣直接氧化法,對原有的單元設備進行生產(chǎn)能力標定和技術經(jīng)濟評的選型及尺寸的確定,計算壓降、催化劑的用量等,設計出符合設計要求的反應器。

第二章環(huán)氧乙烷物化性質(zhì)2.1物理性質(zhì)常溫下環(huán)氧乙烷為無色、具有甜醚味的氣體。在較低的溫度下環(huán)氧乙烷成為無色、透明、易流動的液體。易溶于水、醚和醇等有機溶劑。表1-1環(huán)氧乙烷的主要物理性質(zhì)物理性質(zhì) 數(shù)據(jù)10.8下限臨界溫度,℃ 195.8臨界壓力,Mpa 7.194臨界密度,kg/m3折射率,7D

3141.3597空氣中爆炸極限

2.6上限 10029.648蒸汽 71.13

液體 97.49熔解熱,kJ/kg 聚合熱,kJ/kg 2091580.581.96氣相分解熱,kJ/kg 1901著火點,K 702自燃點,K 64424.30.00012390℃ 0.3l10℃0.2810℃0.282.2化學性質(zhì)環(huán)氧乙烷的化學性質(zhì)非常活潑能與很多化合物進行反應其反應主要是環(huán)氧乙烷開環(huán)與其它化合物進行加成反應放出大量反應熱有的反應進行得非常劇烈甚至產(chǎn)生爆炸。許多反應產(chǎn)物是重要的有機化工及精細化工產(chǎn)品。1)分解反應4以及C2H6、C2H4、H2、、CH3CO等分解反應的第一步是環(huán)氧乙烷異構成乙醛環(huán)氧乙烷的分解反應還可以被引發(fā),且在一定條件下會在氣相中傳播,直到瞬時產(chǎn)生爆炸。2)加成反應環(huán)氧乙烷與含有活潑氫原子的化合物,如H2O、HX、NH3、2、R2、為烷基或芳基)。環(huán)氧乙烷與水反應生成乙二醇,這是工業(yè)上生產(chǎn)乙二醇的方法。C2H4OH2OCH2OH該反應為放熱反應,熱效應為96.3kJ/mol。反應過程不采用催化劑。生成的乙二醇能夠與環(huán)氧乙烷繼續(xù)作用生成二甘醇、三甘醇及多甘醇。環(huán)氧乙烷與醇反應生成醚,其反應的最終產(chǎn)品是至少含一個羥基的醚。CH2CH2HnC2H4O環(huán)氧乙烷XCH2CH2O)n1H可為鹵素氫羥等,在乙二醇生產(chǎn)中生成部分二甘醇三甘就是環(huán)氧乙烷進一步與乙二醇反應的產(chǎn)物。如果進一步反應能夠生成分子量更大的化合物。環(huán)氧乙烷與苯酚反應生成苯氧基乙醇。C2H4OC6H5OHC6H5OCH2CH2OH其酯類是香料的定香劑、殺菌劑和驅(qū)蟲劑。環(huán)氧乙烷能夠與氨反應生成一乙醇胺二乙醇胺和三乙醇胺這是工業(yè)上制造乙醇胺的方法該反應一般是在高壓較低溫度和液相下進行的三種產(chǎn)品的比例可經(jīng)過氨與環(huán)氧乙烷的摩爾比例來調(diào)節(jié),氨過量有利于一乙醇胺的生成。環(huán)氧乙烷可與有機酸、無機酸反應生成相應的酯。環(huán)氧乙烷與硝酸反應最為重要,生成的乙二醇二硝酸酯是能在低溫下引爆的炸藥。C2H4O2HNO3OCH2CH2O3)氧化還原反應在鈉汞齊及催化劑存在下環(huán)氧乙烷加氫還原生成乙醇此反應沒有工業(yè)意義環(huán)氧乙烷在鉑黑等催化劑存下能夠有控制地氧化成羥基乙酸,最終則被氧化成二氧化碳及水。4)異構化反應環(huán)氧乙烷在三氧化二鋁、磷酸、磷酸鹽等催化劑存在下可異構化為乙醛。C2H4OCH3CHO在一定的條件下銀催化劑也有此功能,這是乙烯氧化制環(huán)氧乙烷過程的副反應之一,要極力避免,因為醛的存在增加了環(huán)氧乙烷提存凈化的難度。5)與雙鍵進行加成反應環(huán)氧乙烷和以下一些含雙鍵的化合物可進行加成反應生成環(huán)狀化合物,例如6)與格利雅試劑反應環(huán)氧乙烷與格利雅試劑反應可生成比原來烷基多兩個碳原子的醇這是實驗室制備加長碳鏈醇的一種辦法,羥基在鏈的端部。7)齊聚反應環(huán)氧乙烷進行齊聚反應可生成冠醚催化劑為含氟的路易斯酸反應在室溫常壓下進行。8)與二甲醚反應在B3作用下環(huán)氧乙烷與二甲醚反應生成聚乙二醇二甲醚該反應在工業(yè)上用來生產(chǎn)低分子量的均聚物,其產(chǎn)品廣泛用作溶劑[7]。第三章3.1環(huán)氧乙烷生產(chǎn)藝當前中國工業(yè)生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的方法有氯醇法和直接氧化法兩種直接氧化法又分為乙烯空氣氧化法及乙烯氧氣氧化法。(1)氯醇法成氯乙醇;<2>氯乙醇用石灰乳皂化生成環(huán)氧乙烷。氯醇法生產(chǎn)工藝的嚴重缺點大致有<l>消氯氣排放大量污水造成嚴重污染;烷,醛的含量很高,約為,最低亦有2500 。氯氧化法生產(chǎn)的高質(zhì)量產(chǎn)品相比失去了市場競爭能力采用氯醇法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的小型石油化工廠正在受到嚴重的挑戰(zhàn)。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?？諝庋趸ù朔椒ㄓ每諝鉃檠趸瘎┮虼吮仨氂锌諝鈨艋b置以防止空氣中有害雜質(zhì)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(lián)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(63-75％)以低轉化率進行操作,保持在20-50％范圍內(nèi)。氧氣氧化法氧氣法不需要空氣凈化系統(tǒng)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(xù)引入系統(tǒng)的惰性氣體大為減少未反應的乙烯基本上可完全循環(huán)使用。從吸收塔頂出來的氣體必須經(jīng)過脫碳以除去二氧化碳,然后循環(huán)返回反應器,不然二氧化碳濃度超過根據(jù)環(huán)保及成本限制,本設計選用直接空氣氧化法。3.2環(huán)氧乙烷生產(chǎn)的設計方案3.2.1催化劑由于選擇性在反應過程中的重要性因此要選擇選擇性好的催化劑銀催化劑對乙劑由活性組分銀載體和助催化劑組成助催化劑主要有堿金屬堿土金屬稀土金屬化合物等其作用是提高活性增大穩(wěn)定性延長壽命抑制劑的作用是抑制非目標產(chǎn)烯氧化制環(huán)氧乙烷的特殊性要求載體比表面積低而且以大孔為主。3.3.2工藝參數(shù)環(huán)比、抑制劑等。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。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。(3)空速常見每小時每升或催化劑經(jīng)過的原料氣的升或m3)數(shù)來表示對于乙烯直接氧化過程實踐證明,難,動力消耗增加?？账僖膊灰颂?因此時雖然轉化率增加,但選擇性下降,生產(chǎn)能力也下降。另外空速小還要根據(jù)催化劑的活性及制造方法反應溫壓力和反氣體的組成等因素而定。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2.05—6.5％的乙烯濃度范圍內(nèi)氧含量不得大于71％實際生產(chǎn)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(chǎn)能力和經(jīng)濟性來看低氧高乙烯操作優(yōu)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(jīng)濟指標當乙烯含量接近5％時操作面影響因素,來確定最適宜的配料比。力消耗及其它工藝指標來確定適宜的循環(huán)比,一般為(5)抑制劑業(yè)上常見的抑制劑是等選擇致穩(wěn)劑需要根據(jù)生產(chǎn)安全性穩(wěn)定性和經(jīng)濟效益情況來確定當前世界上環(huán)氧乙烷專利商都先后將氮氣致穩(wěn)更新為甲烷致穩(wěn)它與氮氣致穩(wěn)相比不但增加了生產(chǎn)過程的穩(wěn)定性和安全性,而且有顯著的經(jīng)濟效益。3.3.3環(huán)氧乙烷生產(chǎn)工藝流程環(huán)氧乙烷生產(chǎn)裝置的主要設備有反應器、吸收塔、反應系統(tǒng)的氣-氣換熱器和循環(huán)氣冷卻器。此次設計生產(chǎn)能力為年產(chǎn)萬噸環(huán)氧乙烷固定床反應器,年工作時間為7200小時/年。本次設計采用氧氣氧化法進行環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)以氧氣作為氧化劑乙烯在Ma、250℃下經(jīng)過裝有銀催化劑的固定床反應器,直接氧化為環(huán)氧乙烷。環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)系統(tǒng)分為三部分:反應系統(tǒng)、回收系統(tǒng)和二氧化碳脫除系統(tǒng)。下面逐一進行介紹。1)環(huán)氧乙烷的反應系統(tǒng)反應系統(tǒng)是以一種循環(huán)過程來操作的以乙烯和氧氣為原料使用甲烷致穩(wěn)從外界貯罐來的乙烯在過濾器中進行過濾,經(jīng)換熱器預熱,然后按著一定的路線進入混合器,與從環(huán)氧乙烷吸收塔頂部經(jīng)過分離器分離出的循環(huán)氣進行混合乙烯混合器中的循環(huán)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經(jīng)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(huán)氣中的二氧化碳濃度一股循環(huán)氣的分支物流被送往二氧化碳脫除工段[8]。從氧氣混合器出來的含有乙烯和氧氣的循環(huán)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(huán)氧乙烷的氧化氣進入附帶的循環(huán)氣鍋爐給水預熱器,而后反應器出口全體流經(jīng)循環(huán)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(huán)氣體進入循環(huán)氣冷卻器進行最后的冷卻。本反應使用一種氣相狀態(tài)的抑制劑來控制反應活性循環(huán)氣在氧氣進料混合器和循環(huán)氣熱交換器之間分叉轉向壓入裝有液體二氯乙烷的貯罐使這股循環(huán)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(huán)氣壓縮機之間再次進入反應循環(huán)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(huán)氧乙烷的回收系統(tǒng)從冷卻器出來的氧化氣進入到環(huán)氧乙烷吸收塔底部使用從環(huán)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％(t％)吸收下來的環(huán)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(jīng)換熱器進入環(huán)氧乙烷氣提塔使環(huán)氧乙烷和水進行分離環(huán)氧乙烷蒸汽從塔頂出來經(jīng)冷卻器進行冷凝后收集在回流罐中回流罐中的環(huán)氧乙烷用泵打出一部分返回到環(huán)氧乙烷氣提塔頂部作回流用另一部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(huán)氧乙烷經(jīng)冷卻器冷卻后用泵送到環(huán)氧乙烷貯罐。環(huán)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(jīng)二氧化碳脫除系統(tǒng)進入環(huán)氧乙烷反應循環(huán)系統(tǒng)。在環(huán)氧乙烷吸收塔中未被吸收下來的環(huán)氧乙烷以及其它惰性氣體經(jīng)分離器進一步分離之后送往乙烯混合器中循環(huán)使用。3)二氧化碳脫除系統(tǒng)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經(jīng)過填料層和除霧器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(zhì)帶入反應器造成催化劑中毒這股氣流冷卻后返回到循環(huán)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(huán)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(jīng)尾氣壓縮機壓縮后進入循環(huán)系統(tǒng)閃蒸后的吸收劑流向二氧化碳再生塔的頂部經(jīng)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(jīng)再沸器加熱循環(huán)一股經(jīng)泵在過濾器中過濾存貨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(huán)[9]。水洗塔有兩個循環(huán)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(huán)泵把塔底的液體抽出來經(jīng)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(huán)泵從上部填料段的底部抽出液體循環(huán)到上部填料段的底部抽出液體再循環(huán)到上部填料段的頂部兩個循環(huán)泵系統(tǒng)共用一臺公用的備用泵高壓工藝水經(jīng)過一流量控制器補充到上部的循環(huán)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(tǒng)運行的必要裝置不論是吸收劑罐還是口出物產(chǎn)環(huán)氧乙烷浸漬塔水業(yè)工再吸收塔環(huán)氧乙烷解析塔機縮壓環(huán)循環(huán)氧乙烷洗滌塔接觸塔碳化氧二再生塔烯口出物產(chǎn)環(huán)氧乙烷浸漬塔水業(yè)工再吸收塔環(huán)氧乙烷解析塔機縮壓環(huán)循環(huán)氧乙烷洗滌塔接觸塔碳化氧二再生塔烯乙氣氧氧化反應器統(tǒng)系醇二乙去乙二醇進料解析塔鉀酸氧化反應器統(tǒng)系醇二乙去乙二醇進料解析塔鉀酸碳第四章工藝計算工藝參數(shù)優(yōu)化包括物料衡算和熱量衡算兩部分。物料衡算以質(zhì)量守恒定律為基礎,主要計算所需物料量和產(chǎn)品量還能夠算出物料的組成確定物料中各組分在化學反應過程中的定量轉化關系,并經(jīng)過衡算求得原料的定額消耗。其計算依據(jù)是工藝流程圖、在工廠采集的數(shù)據(jù)及設計時要求的和查得的各種參數(shù)1012]。熱量衡算以能量守恒定律及物料衡算為基礎計算傳入傳出的熱量從而確定公用工程的能耗以及傳熱面積。其計算依據(jù)與物料衡算相同13]。4.1設計條件反應原理(1)乙烯和氧氣在銀催化劑上,于一定溫度和壓力下,直接氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷,反應方程式可表為:主反應:

C2H4

1C2H4O2

的熱量。

反應(4-1)為放熱反應,在250℃時,每生成一摩爾環(huán)氧乙烷要放出25.19KJ副反應:

CH2CH22H2O

(4-2)的熱量。原料組成表4-1原料氣的組成組分C2H4N83.3反應器設計條件原料進入反應器的溫度為210℃反應溫度為250℃反應壓力為乙烯轉化率為5000h年工作時間7200小時,年產(chǎn)量噸反應產(chǎn)物分離后回收率為90%反應器內(nèi)催化劑填充高度為管長95%,每根管長6米采用間接換熱方式導出液進口溫度230℃出口溫度235℃,導出液對管壁的給熱系數(shù)為2·K0.8在下反應氣體導熱系數(shù)為0.0304W/m2K,粘度為4.26×10度為7.17kg/m3。4.2物料衡算1)反應部分的工藝參數(shù)環(huán)氧乙烷生產(chǎn)能力: 1.5萬噸/年; 年操作時間:7200小時進入反應器的溫度:210℃; 反應溫度:250℃乙烯轉化率:21.0％; 選擇性:67.6%反應空速:5000h1; 生產(chǎn)過程安全系數(shù):1.04反應產(chǎn)物分離后回收率:90%原料組成如表4-1所示。

表4-1原料氣的組成組分C2H4N83.3各組分的分子量如表4-2所示:(均取自《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》)[4]表4-2各組分的分子量組分C2H4N2C2H4OH2O分子量28.05444.01031.99928.01344.05418.0152)反應部分的基礎計算器的各種氣體組分的摩爾數(shù),計算結果列于表4-3中。1主反應:

CH2CH2＋

O2C2H4O2

副反應:

CH2CH23O22H2O2CO2

(4-2)由式(4-1)有 ×0.21×0.676=0.4827kmol消耗氧氣量:0.4827×0.5＝0.2414kmol由式(4-2)有 可知 氮氣氬氣和甲烷的量在反應過程中不發(fā)生變化因此出口氣體中各組分的量如表4-3所示。表4-3組分C2H4N2C2H4OH2O入口83.300出口2.724.6828.162483.30.44880.46241.5107

/h720044.0540.90綜上所述,氣體進料為100kmol/h時,可生產(chǎn)環(huán)氧乙烷0.4827kmol/h。若要達到35.03100/h0.4488為了保證所設計的裝置能夠達到所要求的生產(chǎn)能力,必須考慮到原料損失等因素,3)原料氣與出口氣的組成計算根據(jù)基準氣體進料為時的計算結果,能夠折算出實際進料量為表4-4實際進料時的物料衡算(a)組分kg/hC2H428.054384.88010797.4243.43.2444.010633.91920284.7745.66.0831.999871.63938360.8327.7N228.0139429.553264150.06883.379.18C2H4O44.0540000H2O18.0150000合計333593.098100100(b)組分kg/hC2H428.0546203.022.692.59344.010528.512154.824.685.08131.999105.7429157.518.1812.189N228.0139429.4189425.5983.579.185C2H4O44.05454.21605.770.480.671H2O18.01551.95671.240.460.281合計11292.7239217.951001004.3熱量衡算反應器的熱量衡算參照《環(huán)氧乙烷與乙二醇生產(chǎn)》的步驟進行[1417]。設原料氣帶熱損失時,有1)各組分的比熱

PC0ACT23P

(4-4)上式中的各項系數(shù)值如表4-5所示。將各項系數(shù)代入上式,即可求得原料氣中各組表4-5各組分的定壓比熱系數(shù)值組分A58C2H45.7037321.438947-6.7284751.17919426.0082－0.234106－0.056194423.056660.5687698－3.1828150.6387703N229.47170－0.04765011.270622－0.4793994H2O32.415020.003422141.285147－0.4408350C2H4O2.223796－12.604382.612272p210℃,氧化氣溫度為250℃.在此條件下各組分的C0值如表4-6所p示p表4-6各組分的C0p組分C2H4N2原料氣60.831.143.829.6組分C2H4N2H2OC2H4O氧化氣64.331.445.029.835.578.0由《化工熱力學》可查得真實氣體與理想氣體的比熱之間關系的計算式0 0 0 1CpCpCpCpCpCp

(4-5)而和與的關系可在《化工熱力學》的圖3-10中查出。原料氣的溫度為P為P為查表計算,各項計算結果如表4-7、4-8所示。比熱的單位為表4-7原料氣中各組分定壓比熱的壓力校正參數(shù)組分C2H4N2/K282.4154.6304.2126.2pc/5.0365.0467.3763.3943.1251.5883.8280.1990.1980.1360.2950.0850.0210.2250.0400/Jmol-1Kp0.6900.1590.5230.142C1/JKp0.6700.0240.5440C/JKp61.54731.26044.44529.742表4-8出口氣中各組分定壓比熱的壓力校正參數(shù)組分C2H4N2C2H4OH2O282.4154.6304.2126.2647.3469pc5.0365.0467.3763.39422.057.1941.8533.3841.7204.1450.8080.1990.1980.1360.2950.0450.1390.0850.0210.2250.0400.3440.2000p0.5650.1300.4061.6751.130C1p0.4190.0080.50203.1404.187Cp64.90131.53045.51929.91380.77537.4672)熱量衡算①原料氣帶入的熱量Q1原料氣的入口溫度為483.15niCpi)(kJ/h)i

(4-6)計算結果列于表4-9中。

表4-9原料氣帶入的熱量組分XniXniCpiC2H461.5980.0342.09331.2340.0561.75144.4730.0773.422N229.7570.83324.775合計-1.0032.041由計算結果可知

NXniCpit入

(4-7)77

kJ/h(2) 在操作條件下,主副反應的熱效應分別為主反應:

CH1O

CHO25.19kcal/

2 4 2 2 2 4副反應:

C2H42H2O315.9kcal/

(4-2)(以上兩式均由《環(huán)氧乙烷與乙二醇生產(chǎn)》查得)。主反應的放熱量為:Q21

384.880.20.6625.191034.18865.765106/h副反應的放熱量為:Q22

384.880.20.34315.91034.18863.465107/h總反應熱為:Q2

Q21

Q22

(0.57651074.042107/h(3) 氧化氣出口溫度為523.15niCpi)(kJ/h)J (4-8)i計算結果列于表4-10中。表4-10出口氣帶出的熱量組分XniXniCpiC2H464.8570.02691.74631.5630.04681.47645.5350.08183.723N229.9030.835024.977C2H4O79.7280.00480.388H2O38.0510.00460.172合計-1.0032.482由計算結果可知

NXniCpi出

(4-9)則=11292.7×32.482×250=9.171×10-7kJ/h(4) Q4(4-3)可得反應器的換熱量2.488×107kJ/h第五章反應器的工藝參數(shù)優(yōu)化在物料衡算和熱量衡算的基礎上能夠?qū)Ψ磻糠种饕O備的工藝參數(shù)進行優(yōu)化計算。這一部分主要是反應器的工藝參數(shù)優(yōu)化18]。設計生產(chǎn)能力:1.5萬噸/年;生產(chǎn)過程安全系數(shù):1.04;年操作時間:7200小時;操作壓力:1Mpa;本設計采用一臺反應器進行反應?？障堵?.8;-1;(5本反應器采用間接的換熱方式反應熱用油撤走導出液進口溫度230℃,導出液出口溫度235℃,導出液對管壁的給熱系數(shù)為650W/m2(6原料氣進口溫度為210℃氧化氣出口溫度為250℃250℃1Mp下反應氣體導熱系數(shù)為0.0304W/m2Kg/m3。5.1催化劑的用量催化劑總體積VR

(m3)是決定反應器主要尺寸的基本依據(jù),其計算公式如下所示:SRV(5-1)SRv總式中Vm3/h;總Sv—空速,hVpVb

a1Tb)

(5-2)22.5a0.42748Rpcb0.08664pc

(5-3)(5-4)方程中參數(shù)a和b常采用混合規(guī)則:n namyiyjaij

(5-5)i1

jni1

(5-6)交叉項

(aiaj

)0.5k)

(5-7)ij其中kij0ij和T由表4-7知各物質(zhì)的T

c和pc

表5-1原料氣的計算組分C2H4N2a/P.m60.5moli a7.86341.74036.46571.5577b/m3mol×105i4.03932.20692.97082.6784表5-2原料氣交叉項的計算組分C2H4N2C2H47.86343.69927.13043.49981.74033.35441.64646.46573.1735N21.5577由計算結果可知am=1.902bm=2.721×10-5查化工熱力學,可知RK方程的直接迭代方程為(5-2)代入式(5-2)有以

bm=2.721×10-5環(huán)迭代的結果如表5-3表5-3V4.0169103m3Z2Z14.026759103m37.7270610-64.026801103m3有V總

4.026801m345583.351m3/h因此,由公式(5-1)得m2計算公式如下所示:床層高度為H=6×95%=5.7m故

5.2確定氧化反應器的基本尺寸對于列管式固定床反應器首先應根據(jù)傳熱要求選定選擇32×3的不銹鋼管作為反應器的反應管規(guī)格再求出反應管根數(shù)n反應管內(nèi)徑di=2-3×2=26=0.026m反應管根數(shù)n4

d2iH

Ad2i4

(5-10)由公式(5-10)可得n

1.5990.02624

3011.7根經(jīng)圓整可得,反應管根數(shù)為3012根。氧化反應器裝置簡圖及列管的排列方式見下:圖5.1氧化反應器的裝置簡圖圖5.2列管的排列方式5.3床層壓力降的計算由《基本有機化學工程下冊》可查得如下計算公式

G 1[151)1.75G]

3H g3

gdp dpkg/m2;H——催化劑床層高度,m:G——質(zhì)量流速,kg/m2·s;3g——氣體密度,/m;3g——重力加速度,m/s2;——固定床空隙率;dpdH5.7m

0.8

Gm333593.098Kg/h57.95Kg/(m2s)-5A 1.599m23600-53g=7.173

dp=0.005m

57.95 7.179.80.005

10.80.83

4.2610(0.005

1.75

57.95)

5.737338.580kg/m25.4傳熱面積的核算床層對壁面的給熱系數(shù)1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(nèi)壁的給熱系數(shù)1,可用下式(見《環(huán)氧乙烷與乙二醇生產(chǎn)》)進行計算:1di

du dp g)0.7exp(4.6 p)

(5-12)g g di2式中1—床內(nèi)氣體的給熱系數(shù),W/(m2

K);di—反應管內(nèi)徑,0.026m;dpg—經(jīng)過床層的氣體的導熱0.0304W/(m

K);mu3g—經(jīng)過床層的氣體的密度,7.17kg/m。3氣體的線速度可由公式A

(5-13)得

u45583.3517.919m/s36001.146總傳熱系數(shù)的計算以管外表面為基準,不銹鋼反應管導熱系數(shù)取/(mC),壁面污垢熱21.76102

K/W,能夠忽略。其計算公式如下

K 11d2d2lnd21

1 2

2參見《化工原理上冊》K 1 1 320.032ln321 802.271 26

217.97

26 650/(m2K)傳熱面積的核算對數(shù)平均溫差公式為

tm

t2lnt2

(5-15)(250(235tm

ln250230235210

又

Ktm

(5-16)則有 A

2.488107

103

1004.479m2需 3600307.01922.41又dLn

(5-17)則有

3.140.032630121815.875m2可知A實>A需即實際傳熱面積大于按傳熱計算所需的傳熱面積因此設計符合要求。5.5反應器塔徑的確定Dt(nc

2b'

(5-18)t—管中心距,m;t1.368d21.3680.0320.043776m;—橫過管中心線的管數(shù);b'—管束中心線最外層管的中心至殼體內(nèi)壁的距離一般取b'

1.5)d2

,取b'

1.3d21.30.0320.0416m管子按正三角形排列,則1.1n

因此,由公式(5-18)可得D0.04377620.04162.71m本反應器取最D'2710402750mm。公稱直徑曲面高度直邊高度壁厚內(nèi)表面積F容積v質(zhì)量GDgh1h2mmm2m3Kgmmmmmm280070040108.823.12694.11283414973.4161115.1181256.350208.913.811411.7221555.6241692.3261842.9281987.3橢圓封頭公稱直徑為2800mm,壁厚20mm時,曲面高度為700mm,直邊高度為50mm,H=L+2(h1+h2)=6000+2×(700+50)=7500mm

第六章總結參數(shù)名稱單位數(shù)值反應器進口溫度℃210反應溫度℃250反應壓力1.0導出液進口溫度℃230導出液出口溫度℃235乙烯轉化率21.0%選擇性67.6%空速小時15000年工作時間小時7200年產(chǎn)量萬噸1.5回收率90%催化劑總體積m39.117反應器床層截面積Am21.599反應器床層高度m5.7反應管長m6床層空隙率0.8反應管數(shù)目3012床層壓力降0.367床層對壁面的給熱系數(shù)W2/m2·K802.435導出液對管壁的給熱系數(shù)W2/m2·K650總傳熱系數(shù)KW2/m2·K307.019所需傳熱面積A需m21004.479實際傳熱面積A實m21815.875反應器塔徑D'2800

第七章安全生產(chǎn)氧氣氧化法制環(huán)氧乙烷工藝中,乙烯氧化反應單元氧化反應器易發(fā)生”飛溫”,而導致火災爆炸等重大事故的原因:主副反應均為放熱反應;副反應為完全氧化反應,反應熱為主反應的十幾倍;溫度升高將導致反應選擇性下降,速率加快,系統(tǒng)進入”自熱”狀況,進而導致熱失控,甚至引發(fā)火災爆炸事故。溫度控制是保證氧氣氧化法制環(huán)氧乙烷生產(chǎn)安全的關鍵,建議工業(yè)生產(chǎn)中采用改進反應器結構、改良催化劑、改進換熱方式、加入抑制劑以及采用比熱容更大的甲烷氣致穩(wěn)、用沸水汽化代替徹熱、采用小管徑、分段冷卻法等控溫措施。1反應器結構的改進可經(jīng)過擴大反應管的直徑、減少反應管根數(shù)或串聯(lián)多個反應器的方法減弱反應狀態(tài)的差異,降低局部飛溫發(fā)生的可能性。2催化劑的改進可經(jīng)過在原料氣中帶入微量抑制劑,使催化劑部分毒化,降低催化性能;在原料氣入口附近反應管上層放一定高度的惰性載體稀催化劑,或放一定高度已部分老化催化劑,降低入口附近反應速率以降低放熱速率;選用傳熱性能好的環(huán)形載體催化劑,環(huán)形可克服球形載體催化劑氣體走短路的缺點,氣體攪動激烈,傳質(zhì)傳熱速率快,有利于熱量的移出。3換熱方式的改進增大換熱面積及合理選擇載熱體以增大換熱系數(shù)。一般反應溫度在240℃以下宜采用加壓熱水作載熱體。反應溫度在250～300℃可采用揮發(fā)性低的礦物油或聯(lián)苯醚混合物等有機載熱體。反應溫度在300℃以上則需用熔鹽作載熱體。4抑制劑的加入在原料乙烯氣體混合物中加入微量二氯乙烷抑制劑,可提高催化劑的選擇性,減少反應放熱量,降低熱點溫度。5采用甲烷代替N2致穩(wěn)甲烷比熱容是氮氣比熱容的1.35倍,因而有利于反應熱被循環(huán)氣帶出。在相同負荷下,甲烷致穩(wěn)與氮氣致穩(wěn)相比,EO的反應溫度可降低2～3℃,選擇性提高1%,因而反應熱效應減少。甲烷致穩(wěn)時:乙烯控制在25%,氧小于8%(摩爾分數(shù))。6.用沸水汽化代替徹熱沸水汽化徹熱的特點是反應熱易帶走,基本上能維持殼層恒溫,反應器列管具有均勻的溫度分布。7.采用小管徑 熱油徹熱管徑越細,徑向溫差越小;反之管徑越粗,徑向溫差越大。8、采用分段冷卻法改變除熱速率,使與放熱速率盡可能平衡。1、氧化反應器乙烯與純氧的氧化反應在氧化反應器中進行,反應產(chǎn)物是環(huán)氧乙烷。由于乙烯、環(huán)氧乙烷都是易燃易爆物質(zhì),且又有氧存在,因此如果控制不好,就可能發(fā)生爆炸事故。

a.嚴格控制好乙烯、純氧、致穩(wěn)甲烷的混合比例。

b.嚴格控制反應溫度不超過290℃,反應壓力不超過2.0MPa。

c.聯(lián)鎖控制系統(tǒng)要處于完好狀態(tài)。

d.定期用高溫測厚儀對反應器壁厚及其管道進行檢測,并做好記錄。

e.裝銀催化劑時,必須保護好,銀脫落催化劑球會萎縮。生產(chǎn)進水會使銀催化劑中毒。2、環(huán)氧乙烷泵環(huán)氧乙烷的分解爆炸溫度571℃,如果達到此溫度無需進空氣就會發(fā)生爆炸。由于環(huán)氧乙烷易氣化,如對環(huán)氧乙烷泵操作不當,會產(chǎn)生氣蝕造成空轉,使泵內(nèi)溫度升高,容易達到環(huán)氧乙烷的分解爆炸溫度;如環(huán)氧乙烷泵的葉輪安裝不正,會發(fā)生擦壁,也能使溫度升高達到分解爆炸溫度。為防止環(huán)氧乙烷泵的溫度升高,設有防止泵憋壓的聯(lián)鎖控制和軸承溫升聯(lián)鎖控制。該泵設有水噴淋保護。

a.該泵不能有泄漏,如有泄漏要立即檢修。

b.防泵憋壓和軸承溫升的聯(lián)鎖控制要處于完好狀態(tài)。

c.定期檢查水噴淋保護系統(tǒng),要保持暢通好用。

3、環(huán)氧乙烷貯罐環(huán)氧乙烷在有酸、堿、醛的環(huán)境下易發(fā)生聚合反應,能放出大量的熱;與水反應也能放出大量的熱。由于這些反應放出的大量熱,會導致環(huán)氧乙烷的分解操作,因此環(huán)氧乙烷的貯罐中絕不能有酸、堿、醛、水等物質(zhì)。為保證環(huán)氧乙烷貯罐的安全,用冷凍鹽水保持5℃左右的低溫,而且用0.2MPa的氮氣進行氮封,以使氣相組成過離爆炸極限。環(huán)氧乙烷貯罐設有水噴淋保護。

a.貯罐的液位要低于80%,存放環(huán)氧乙烷的貯槽必須清潔,并保持在0℃一下。

b.貯罐中絕不能混入酸、堿、醛、水等。

c.氮封系統(tǒng)要維持正常。水噴淋系統(tǒng)要保證暢通好用。

4、其它部位

a.純氧由氧壓機供給。氧壓機易發(fā)生著火事故,因此要加強巡檢,做好記錄,準確分析判斷異常情況,以便及時采取有力的防護和補救措施。輸送純氧的管道必須干凈,不能有油脂。

b.定期檢測接地系統(tǒng),保證良好接地,符合靜電接地要求。

c.環(huán)氧乙烷裝槽車或鋼瓶長距離運輸,要充以0.7MPa的氮封進行保護,槽車或鋼瓶要符合有關安全要求。

d.環(huán)氧乙烷沸點低,極易發(fā)揮,不要用手接觸,以防凍傷。

e.環(huán)氧乙烷進入眼內(nèi)會造成眼發(fā)炎或失明,因此在排放環(huán)氧乙烷時,要做好個人防護。

f.定期校驗可燃氣體報警儀,保證處于完好狀態(tài)。防止反應氣”尾燒”及異構1、建議反應器出口處增加一臺冷卻器,在此段的列管內(nèi)填充載有微量氯化銫的三氧化二鋁球,館外通冷卻水降溫。2.改變反應器結構,將反應器上、下封頭內(nèi)腔設計制造成喇叭狀,使反應后的物料迅速離開高溫區(qū);喇叭狀還能夠減少進入反應器的含氧混合氣在進口處返混造成乙烯燃燒的現(xiàn)象,使氣體分布更均化。乙烯氧化制環(huán)氧乙烷主副反應均為強放熱反應,溫度對反應選擇性較為敏感,對于這種反應最好采用流化床反應器。由于所使用催化劑原因選用了列管式固定床反應器,該類反應器的顯著缺點就是:傳熱效果差。列管式固定床反應器1.為了減少管中催化劑床層的徑向溫差,一般采用小管徑,常見的是直徑為25—30的無縫鋼管,但管子數(shù)目要相應增多2．為降低床層阻力,常采用球形催化劑3．合理選擇載熱體和載熱體的溫度控制A、反應溫度在240℃以下采用加壓熱水作為載體B、反應溫度在250-300℃可采用揮發(fā)性低的礦物油或苯醚混合物等有機載熱體。C、反應溫度在300℃以上則需要用熔鹽作載熱體。第八章三廢治理與環(huán)境保護環(huán)氧乙烷裝置工藝生產(chǎn)過程復雜,工藝條件非?？量?有高溫、高壓、低溫、低壓的特點,介質(zhì)都是易燃易爆物。因此,控制條件要求非常嚴格,特別是混合站系統(tǒng),相互制約因素較多,在設計中考慮了下述主要安全設施。

1、設有儀表信號聲光報警和聯(lián)鎖,當生產(chǎn)操作超出安全生產(chǎn)范圍時發(fā)生事故報警信號,并自動處理或停車。必要時也可手動實現(xiàn)局部或全面緊急停車。2、設有放空系統(tǒng),使排放的物料在氮氣掩護下放空。

3、設有消防設施。主要是水和泡沫消防。

4、在環(huán)氧區(qū)域設有噴淋水系統(tǒng)。

5、設有可燃氣體的報警器,信號集中在中控室,監(jiān)視裝置內(nèi)可燃氣體的泄漏情況

在整個生產(chǎn)過程中,應當及時有效地處理產(chǎn)生的廢水廢氣,將廢水統(tǒng)一排放到廢水處理廠經(jīng)過處理后再排放。

在尾氣排放的問題中,應當把產(chǎn)生的尾氣通入放空爐中當燃料使用,部分尾氣應循環(huán)使用,使原料氣體能夠充分、合理地利用。第九章資金核算當前市場價格:乙烯價格:5718元/噸

環(huán)氧乙烷價格:7500元/噸

氧氣、氮氣、氬氣由空氣分離裝置提供。

乙烯消耗量為:2275.460kg/h

年消耗量為:2275.460kg×7200/h=16383.312t

氧氣消耗為:3373.30kg/h

氮氣消耗為:110319.648kg/h

則原材料費用為:5718×16383.312=9.36798×107元

每年生產(chǎn)環(huán)氧乙烷為:

54.20kg/h×7200h×44.054=1.5472萬t

則純利潤為:

7500×15472元-9.36798×107元=2.236千萬元/年

操作員工采用五班三倒制,每班操作人4人,主操一人,班長副班長各一人,技術員一名,分析員一名,共40人,技術開發(fā)人員3人,安全員一名,共44人,平均工資(加五險一金)3500元/月;管理人員:主任一名,書記一名,生產(chǎn)主任一名,設備主任一名,技術主任一名,共5人,平均工資4500元/月。則總工資為:(44×3500+5×4500)×12=211.8萬元/年。設備維修費用及催化劑更新費用平均400萬元/年,消防費用為80萬元/年,綠化費用20萬元/年。則年收入:2236萬元-(211.8+400+80+20)萬元=1524.2萬元,所交納的稅率為0.33,則純利潤為:1524萬元×(1-0.33)=1021.1萬元/年。

購買生產(chǎn)工藝為萬元,生產(chǎn)設備大約為15472噸×5000元/噸=7736萬元,管線費用大約為1000萬元,安裝費用(7736萬+1000萬)/2=4368萬元,環(huán)