反应工程乙烯空气氧化法制环氧乙烷课程设计(1)

第二章 工艺流程图及说明

2.1 氧化反应部分 流程草图说明

由于此反应为气固相反应，并且催化剂比较贵,所以选择列管式固定床反应器。反应放出大量的热,所以须采用换热介质进行换热，根据反应的热效应求得反应的温度在180-250℃，因此选择矿物油作为换热介质，采用外部循环式换热。

PRZA117TRZA102PRCA121PV121去20K管网E-101R-101V-110PRC118PRC130A去A101去14K管网FV-110FV-118HIC103FRC110LV101A补充锅炉给水TRC113V-109MOVMOV132131LRCA101HV-131LV101BF-101HV-132来自FRCZAFV-123PV128PC128FV-111FRC123PCA126PV126到E-203单元200/2来自M-101单元100/1到V-401 单元400来自E-403/404单元400BFWV-111V-204来自界区甲烷

带控制点的氧化流程图

第三章 物料衡算

由设计任务书已知数据如下：

原料气的组成

组分 含量（mol%)

原料进入反应器的温度为210°C

反应温度为250°C 反应压力为1MPa 乙烯转化率为26.0%；选择性为65%；空速为5000h-1 年工作时间7200小时，年产量20000吨 反应产物分离后回收率为90%

反应器内催化剂填充高度为管长95%，每根管长3米

采用间接换热方式：导出液进口温度230°C，出口温度235°C,导出液对管壁的给热系数为650W/m2·K

催化剂为球体，D=3mm,床层孔隙率为0.8

在250°C，1MPa下反应气体导热系数为0.0304W/m2K,粘度为4.26×10-5PaS,密度为7.17Kg/m3

3.1 乙烯催化氧化制取环氧乙烷得物料衡算框图： C2H4 D SRC SPC 除 TC CO2 C2H4

CO2

O2 N2

3.4 7.7 5.6 83.3

RC FF MF 反应器 RP 水 SP C CO2脱除装置 O2(Ar) A N2 吸收塔 1 W B P (Ar) 环氧乙烷水溶液

其中：FF 新鲜原料气 MF 原料混合气 RP 反应混合气 SP 混合分离气 RC 循环气 P 产品环氧乙烷

W 排空废气 SPC 未脱除二氧化碳的循环气 TC 脱除的二氧化碳 SRC 脱除二氧化碳的循环气

3.2 反应原理

乙烯和氧气在银催化剂上，于一定温度和压力下，直接氧化生产环氧乙烷，反应方程式可表为： （1）主反应：

1 C2H4O2C2H4O

2 反应为放热反应，在250°C时，每生成一摩尔环氧乙烷要放出25．19kcal的热量。

（2）在主反应进行的同时，还发生其它副反应，其中主要是乙烯的燃烧反应。

副反应：

CH2CH23O22CO22H2O 反应为强放热反应，在250°C，每反应一摩尔乙烯，可放出315.9kcal的热量。

2

3.3 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：250℃乙烯转化率：26.0％； 选择性：65%反应空速：5000h1;生产过程安全系数：1.05反应产物分离后回收率：90%

原料气的组成及各组分的分子量

组分 含量（mol%)

C2H4

CO2

O2 N2

3.4 7.7 5.6 83.3

各组分的分子量如表所示：（均取自《石油化工基础数据手册》）

各组分的分子量

组分 分子量

C2H4

CO2 O2 N2 C2H4O H2O

28.054 44.010 31.999 28.013 44.054 18.015

(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。

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：

1 CH2CH2O2C2H4O

2 副反应：

CH2CH23O22CO22H2O 已知乙烯转化率为26.0％，选择性为65％，进入反应器的乙烯量为3.4kmol/h，所以

由主式有 消耗乙烯量：3.4×0.26×0.65＝0.5746kmol 消耗氧气量：0.5746×0.5＝0.2873kmol 生成环氧乙烷量：0.5746kmol

由副式有 消耗乙烯量：3.4×0.26×(1-0.65)=0.3094kmol 消耗氧气量：0.3094×3=0.9282kmol

3

生成二氧化碳量：0.2737×2=0.5474kmol 生成水量：0.3034×2=0.6068kmol

则可知 未反应的乙烯量：3.4-0.5746-0.3034=2.522kmol 未反应的氧气量：5.6-0.2873-0.9102=4.425kmol 出反应器的二氧化碳量：7.7+0.6068=8.3068kmol 出反应器的水量：0+0.6068=0.6068kmol

氮气、氩气和甲烷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所示。

反应器入口和出口的气体量(kmol/h)

组分 入口 出口

C2H4

CO2

O2

N2

C2H4O

H2O

3.4 2.522

7.7 8.3068

5.6 4.425

83.3 83.3

0 0.5746

0 0.6068

(3)实际装置每小时生产的环氧乙烷可折算为

210770.056kmol/h

720044.0540.90 综上所述，气体进料为100kmol／h时，可生产环氧乙烷0.5746kmol/h。若要达到560.48kmol/h的环氧乙烷生产能力，则所需原料量为

70.05610012192.83kmo/hl。为了保证所设计的装置能够达到所要求的生产

0.5746能力，必须考虑到原料损失等因素，一般取安全系数为1.05。 则实际进料量为 1.05×12192.83kmol/h＝13412.113kmol/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13412.113kmol/h时的物料衡算情况。如表所示。

实际进料时的物料衡算

(a)原料气的物料衡算

组分

C2H4

O2

kmol/h 456.012 737.67

kg/h 12792.956 23604.58

mol% 3.4 5.5

wt% 3.24 5.98

4

CO2

N2

1019.32 11199.11

0 0 13412.112

44907.19 313720.79

0 0 395025.52

7.6 83.5 0 0 100

11.36 79.42 0 0 100

C2H4O

H2O

合计

（b)氧化气的物料衡算

组分

C2H4

O2

kmol/h 307.26 540.12 1012 10187.11 69.50 76.81 12192.8

kg/h 8619.87 17283.84 40480.12 285239.08 3061.89 1383.73 355768.53

mol% 2.52 4.43 8.30 83.55 0.57 0.63 100

wt% 2.42 4.86 11.38 80.18 0.86 0.30 100

CO2

N2

C2H4O

H2O

合计

第四章 热量衡算

4.2 热量衡算 ①原料气带入的热量Ql

原料气的入口温度为483.15 K，以273.15 K为基准温度，则

Q1niCpi(T入T基)(kJ/h)

i（4-4）

计算结果列于表4-10中。

表4-10原料气带入的热量

组分

C2H4

Cp（J／mol·K)

61.523

Xni

XniCpi

0.034 2.092

5

O2

31.260 44.476 29.738 -

0.056 0.077 0.833 1.00

1.751 3.425 24.772 30.040

CO2

N2

合计

由计算结果可知

Q1NXniCpit入 由公式可得Q1=13412.113×30.04×(483.15-273.15)=8.46×107kJ/h ②反应热Q2 在操作条件下，主副反应的热效应分别为 主反应：

1 C2H4O2C2H4O25.19kcal/mol

2副反应：

C2H43O22CO22H2O315.9kcal/mol (以上两式均由《环氧乙烷与乙二醇生产》查得)。查得主反应放热量为:

Q21456.0120.260.6525.191034.18868.13106kJ/h

副反应的放热量为:

Q22456.0120.350.26315.91034.18865.49107kJ/h

7QQQ6.30310kJ/h 总反应热为：22122③氧化气带出的热量Q3

氧化气出口温度为523.15 K，以273.15 K为基准温度，则 Q1niCpi(T出T基)(kJ/h)

i氧化气带出的热量

组分

Cp（J／mol·K)

Xni

XniCpi

6

C2H4

O2

64.887 31.534 45.532 29.926 38.321 81.098 -

0.0273 0.0468 0.0469 0.8349 0.0045 0.0046 1.00

1.771 1.475 2.135 24.985 0.172 0.373 30.912

CO2

N2 H2O

C2H4O

合计 由计算结果可知

Q3NXniCpit出 由公式可得Q3=13412.113×30. 912×250=1.04×108kJ/h ④反应器的撤热量Q4

Q1+Q2=Q3+Q4

可得反应器的撤热量Q4=Q1+Q2－Q3＝(6.891+4.814-8.319)×108=4.363×107kJ/h

第五章 反应器的设计

设计生产能力: 2万吨/年；生产过程安全系数：1.05；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13412.113kmol/h；

(2)以银为催化剂，颗粒为球形，d=3mm，空隙率0.5； (3)反应温度为250℃，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250℃。 由计算可知

am1.94766 bm2.7211E-05 代入运用直接迭代法，查《化工热力学》可知RK方程的直接迭代方程为

7

1Ah 1hB(1h) Zh=b/v=B/Z

bp2.72111051106B0.00677RT8.314483.15 ap2.721110（1106A22.50.00549RT8.3142483.152.5

当Z=1时，h=0.00677代入进行迭代计算 迭代的结果如表

Z 1 1.00136 1.00136 h 0.00677 0.00676 则h=0.00676, Z=1.00136, V=b/h=2.7211×10-5/0.00676=4.0253×10-3m3/mol 有

V 13412.113kmol/h4.0253103m3.mol153987.78m3/h

53987.783V10.79m所以， 由公式得R

5000(2)氧化反应器床层截面积A(m2)及高度H(m)的计算

氧化反应器采用四套并联计算公式如下所示（由《化工设计手册》可查）: HVR 4A 床层高度为 故AH395%2.85m

VR10.790.95m2 H45.7

8

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

n4VRd2iHA4

d2i 由公式可得n0.9540.02521935.30根

经圆整可得，反应管根数为1936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

PG1150(1)3[1.75G] Hggdpdp式中 △P——床层压力降，kg/m2 , H ——催化剂床层高度，m： G ——质量流速，kg/m2.s , g——气体密度，kg/m3； g——重力加速度，m/s2； ——固定床空隙率；

dp——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=3mm的球型，计算其直径为dH2.85m0.003m

0.5

Gm355768.53Kg/h26.01Kg/(m2s) A40.95360034.26105Pas 7.17Kg/m

由式得

9

26.0110.5150(10.5)4.26105P(1.7526.01)2.85

7.179.80.0030.530.003426.5510kg/m

5.5 反应器塔径的确定 查化工工艺设计手册有

'Dt(n1)2b c式中D—壳体内径，m； t—管中心距，m； nc—横过管中心线的管数；

b'—管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离 t1.368d21.3680.0320.0438m；

' 一般取b(1~1.5)d2 ,取b'1.3d21.40.0320.0448m

管子按正三角形排列 则

nc1.1n 由公式5-19，可得nc1.1193648.449

所以，由公式可得

D0.0438(491)20.04882.2m本反应器取最小壁

'D22002022240mm。经圆整后反厚为20mm，故外径为

应器外径为2240mm。

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：

10

d 式中：

0.22200PDi1.0≈20.05mm C2t21470.81.22[σ]φPδd —— 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 1 mm ；

[σ]t——材料许用应力：[σ]250 = 147 MPa 。

考虑到钢板负偏差，初选C1 = 0.8 mm 。

所以，内压计算筒体壁厚：20.05 + 0.8 = 20.85mm，圆整后取21mm. 校核筒体及封头水压实验，根据式 tpT(Die)0.9s

2e式中δe=δn-C=21-1-0.8=19.2mm PT=1.25P[σ]/ [σ]t=1.5MPa 则 1.5×（2240+19.2）/(2×19.2)=88.25MPa

0.9Φσs=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

[]t——正常工作温度下的材料的许用应力

pT——容器的设计压力

则筒体外径DN=2240mm

根据筒体由化工制图查得封头H=1115mm,壁厚取21mm. 塔高：H0=2H+L=3000+2×1115=5230mm

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参考文献

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[2]舒均杰．基本有机化工工艺学．第2版．北京：化学工业出版社，2004 [3]冯新 宣爱国.化工热力学.化学工业出版社，2009

[4]中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册.第四版.化学工业出版社2009

[5]陈敏恒 .化工原理（上).化学工业出版社，2006 [6]赵慧清. 化工制图 化学工业出版社， 2008 [7]陈国恒. 化工机械基础 化学工业出版社， 2006 [8]郭锴等. 化工反应工程 化学工业出版社， 2007

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