15万吨年环氧乙烷车间分离精制工段工艺研究:环氧乙烷生产工艺设计

15万吨/年环氧乙烷车间分离精制工段工艺设计 摘 要 环氧乙烷是重要的有机化工产品，主要用于生产乙二醇，环氧乙烷广泛应用于各个领域，研究意义重大。目前国内生产环氧乙烷的工厂仍未呈饱和状态，前景十分广阔。通过催化剂选择性的提高、改变生产线的结构等从而提高生产能力和降低成本和对环境的污染，这些都是目前需要研究的课题。

本设计为15万吨/年环氧乙烷车间分离精制工段工艺设计。使用乙烯氧气直接氧化法生产环氧乙烷。通过计算物料衡算、热量衡算再进行设备选型、车间布置和三废处理。原料气进反应器进行反应，反应器出口气体进入环氧乙烷吸收塔。吸收塔出口的吸收液则进入解吸塔解吸。而解吸后的气体则进入精馏塔精馏，精馏后的产品纯度可达99%。

关键词：环氧乙烷；
生产前景；
乙烯氧气直接氧化法；

Process design of separation and refining section of 150000t/a ethylene oxide workshop Abstract Ethylene oxide is an important organic chemical product, which is mainly used to produce ethylene glycol. Ethylene oxide is widely used in various fields, and the research is of great significance. At present, the domestic ethylene oxide production plant is still not saturated and has a bright future. Through the improvement of catalyst selectivity and the change of the structure of the production line, we can improve the production capacity and reduce the cost and environmental pollution. This design is the process design of 150000 T/a ethylene oxide workshop separation and refining section. Ethylene oxide is produced by direct oxidation of ethylene and oxygen. Through calculation of material balance and heat balance, equipment selection, workshop layout and three wastes treatment are carried out. The feed gas enters the reactor for reaction, and the gas at the outlet of the reactor enters the ethylene oxide absorption tower. The absorption liquid at the outlet of the absorption tower enters the desorption tower for desorption. The desorbed gas enters the distillation tower for distillation, and the purity of the product after distillation can reach 99%. Keywords: ethylene oxide; production prospect; direct oxidation of ethylene with oxygen; 1绪论 1 1.1性质用途 1 1.2国内和国外的研究生产形势 1 1.2.1国内研究和生产形势 1 1.2.2国外研究和生产形势 2 1.3工业生产工艺 2 1.3.1氯醇法 2 1.3.2乙烯空气氧化法 2 1.3.3乙烯氧气氧化法 2 1.4工艺流程 3 1.4.1反应部分 3 1.4.2回收和精制部分 3 1.4.3反应条件 4 1.5工艺简图 4 2物料衡算 5 2.1反应器 5 2.1.1条件 5 2.1.2进反应器混合气组成 5 2.1.3反应器中发生的化学反应 5 2.1.4各物料的摩尔质量 5 2.1.5计算过程 5 2.2环氧乙烷吸收塔 8 2.2.1各物料的吸收率 8 2.2.2条件 8 2.2.3计算过程 8 2.3二氧化碳吸收装置 10 2.3.1条件 10 2.3.2计算过程 11 2.4解吸塔的物料衡算 11 2.4.1各组分的解吸率 12 2.4.2计算过程 12 2.5精馏塔的物料衡算 13 2.5.1设计条件 14 2.5.2计算过程 14 3.热量衡算 16 3.1反应器 16 3.1.1进料焓值 17 3.1.2出料焓值 17 3.1.3总焓变Q 18 3.2环氧乙烷吸收塔 18 3.3精馏塔 19 3.3.1比热容 20 3.3.2汽化潜热 20 3.3.3进料带入的热量 21 3.3.4塔顶馏出液的热量 21 3.3.5塔釜残液的热量 21 3.3.6塔顶蒸汽带出的热量 21 3.3.7回流液的热量 22 3.3.8冷凝器消耗的热量 22 3.3.9再沸器提供的热量 22 4主设备计算 23 4.1环氧乙烷吸收塔 23 4.1.1塔径 23 4.1.2核算操作气速、径比 23 4.1.3填料层高度 23 4.1.5填料层压降 26 4.2精馏塔 27 4.2.1塔板数 27 4.2.2塔和塔板工艺尺寸 30 4.2.3塔径 32 4.2.4溢流装置 33 4.2.5降液管的宽度与降液管的面积 34 4.2.6筛孔数n 36 4.2.7塔高 36 4.2.8筛板流体力学验算 37 4.2.9塔板负荷性能图 40 4.3环氧乙烷储罐 46 5附属设备选型 47 5.1精馏塔冷凝器及再沸器 47 5.1.1冷凝器 47 5.1.2再沸器 47 5.2泵 47 5.2.1环氧乙烷解吸进料泵 47 5.2.2精馏塔回流泵 48 5.3进料管 48 5.3.1反应器进料管 48 5.3.2环氧乙烷吸收塔进料管 48 5.3.3环氧乙烷解吸塔进料管 49 5.3.4精馏塔进料管 49 6车间布置设计 50 7自控方案 51 7.1混合器控制 51 7.2反应器控制 51 7.3泵的控制 51 7.4二氧化碳的循环系统控制 51 7.5吸收解吸系统温度串联控制 51 7.6精馏塔的控制 51 8三废处理与安全生产 52 8.1三废处理 52 8.2安全生产措施 52 参考文献 53 谢辞 54 附录 55 附录1 PFD物料流程图 56 附录2 PID带控制点的工艺流程图 57 附录3 主设备装配图 58 附录4 车间布置图 59 1绪论 1.1性质用途 环氧乙烷是重要的有机化工产品，它的分子式为 C2H4O。为无色透明液体（低温），有十分刺激性的气味（常温）。化学性质非常活泼，能进行开环加成反应与多种化合物。

环氧乙烷的主要用途是用于乙二醇，乙二醇在工业上常常作为生产聚酯聚合物的原料。并且环氧乙烷还可用于生产乙二醇醚、二甘醇、聚醚多元醇、乙氧基化合物等产品，应用于汽车、洗染、石油冶炼、电子、造纸、医药、农药、纺织等各个方面，研究意义重大，前景广阔。

1.2国内和国外的研究生产形势 1.2.1国内研究和生产形势 我国较早的传统工艺是以乙醇为原料经氯醇法生产环氧乙烷，但是这个传统的方法会造成较为严重的环境问题如排水会污染环境。而后来使用新研发出的直接氧化法生产环氧乙烷可以有效的降低生产成本，且提高了产品的纯度，还不会对环境造成破坏，优点明显。

表1.1 2012年我国环氧乙烷消费结构[1] 消费结构 乙二醇 乙醇 乙氧基化合 乙氧基化合 其他 总比（%） 65 7.7 9.9 3.4 14 由表1.1可得，我国在2012年中环氧乙烷消费领域最大的是乙二醇。

我国的环氧乙烷的产能分布地域是十分显著的，由表1.2可知，产能分布地区主要是在华东地区，其次是东北地区和华北地区。

表1.2 我国生产环氧乙烷分布地区表[2] 分布地区 华东地区 东北地区 华北地区 其他地区 总比（%） 58.65 14.29 10.00 16.41 但是随着我国表面活性剂等领域的迅猛发展，环氧乙烷远不能满足市场需求。环氧乙烷在常温常压下易燃易爆，因为其沸点是10.8℃，长途运输的安全系数非常低，因此环氧乙烷不适用于长途运输这种运输途径，则环氧乙烷的进出口是个亏本买卖，所以市场价值主要体现在以乙二醇为代表的下游产品上。[3] 近几年来，我国环氧乙烷工业的生产原料逐渐趋向多样化。而生产技术仍然是使用引进国外的先进技术。

表1.3 生产技术与总生产能力的关系 生产技术 SD工艺技术 Shell工艺技术 Dow工艺技术 占总生产能力的比例（%） 58.96 24.44 16.60 目前有许多外资公司和民营公司慢慢崛起，投资方越来越趋向多样化，生产技术也会逐渐向多样性的方向发展。由于受到原料乙烯资源供应的影响，商品环氧乙烷生产能力不断的增加，产业链设计日趋合理。[4] 1.2.2国外研究和生产形势 随着环氧乙烷的需求量增加，环氧乙烷生产能力在世界范围内也在随之增加。由表1.4可知，生产地区主要是在亚太地区、中东地区还有北美地区。

表1.4 国外生产环氧乙烷分布地区表 分布地区 亚太地区 中东地区 北美地区 西欧地区 中南美地区 中东欧地区 总比（%） 40.6 25.0 18.4 11.1 2.1 2.8 Shell公司、SD公司和UCC公司这三家公司把世界范围内的环氧乙烷的生产技术几乎全部垄断。当然也有别的用于环氧乙烷的生产技术的公司，例如：德国赫斯公司、日本触媒公司等，但是与垄断三巨头公司相比还是相当渺小的。[5] 就目前状况而言，少数公司掌控着环氧乙烷的核心生产技术；
环氧乙烷生产能力的地区越来越集中；
环氧乙烷的装置趋向于研发新型的反应器[6]；
环氧乙烷的产能越来越靠着市场集中、成本低和物流方便的方向发展。

1.3工业生产工艺 氯醇法和乙烯氧化法是现在工业上生产环氧乙烷主要的方法，其中乙烯氧化法可分为两种生产方法，分别是乙烯空气氧化法和乙烯氧气氧化法。

1.3.1氯醇法 CH2-CH2+Cl2+H2O→CH2OH-CH2Cl+HCl CH2OH-CH2Cl+CaOH2→CH2CH2O+H2O+CaCl2 乙烯和氯气经过一系列的反应后得到环氧乙烷的粗产品，在经过精制分馏得到最终产品环氧乙烷。

我国最初是使用氯醇法生产环氧乙烷。随后在20世纪70年代的时候引进装置，是以生产乙二醇为目的产物的环氧乙烷/乙二醇联产装置。

然而氯醇法会在生产过程中消耗大量氯气会腐蚀设备，需购买耐腐蚀设备；
排出的废气会污染环境，并且产品纯度低无法达到需求，如今氯醇法基本被各大工业地区淘汰。

1.3.2乙烯空气氧化法 乙烯空气氧化法在工业上主要分反应和精制两个部分。主要是使用空气作为氧化剂。

1.3.3乙烯氧气氧化法 氧化剂是用体积浓度大于95%的氧气，也可以用富氧空气。与乙烯空气氧化法的流程大体相同。

表1.5 两种方法的对比 乙烯空气氧化法 乙烯氧气氧化法 氧化剂 空气 体积浓度大于95%的氧气或者富氧空气 催化剂选择性 较低 较高 乙烯单耗 较低 较高 反应温度（℃） 240-260 200-240 工艺流程 较长 较短 安全系数 较高 较低 由表1.5可得，使用乙烯氧气氧化法可增加催化剂的寿命、使得环氧乙烷的生产过程能够稳定的进行；
工艺流程较短，设备较少因此建厂投资将会减少，成本因此降低。

因为乙烯氧气氧化法与乙烯空气氧化法相比，前者优点更多，优势更大，所以现在工业上环氧乙烷的生产大多采用的是乙烯氧气氧化法。

所以，本设计使用乙烯氧气氧化法的工艺方案。

1.4工艺流程 本设计的工艺流程分为两部分，分别为反应部分和产品回收和精制部分。[7] 1.4.1反应部分 乙烯和氧气与氮气（作为致稳气）充分混合后，进入热交换器预热至200℃-240℃后，进入反应器（本设计采用列管式固定床反应器，管间通入冷却介质，管内放入Ag/α-Al2O3。）从反应器出口出来的气体返回热交换器冷却后，进入环氧乙烷吸收塔。经过吸收塔吸收后，从塔顶排出的气体90%循环回混合器，剩下的10%送入二氧化碳循环系统。二氧化碳循环系统主要是由二氧化碳吸收塔和吸收液再生塔所组成。主要是依据热K2CO3可除去CO2。

K2CO3+CO2+H2O↔2KHCO3 1.4.2回收和精制部分 回收和精制部分分为两个部分：一是把环氧乙烷吸收塔中塔釜出来的吸收液中的环氧乙烷解吸出，二是把解吸出来的粗产品环氧乙烷进行精制，从而得到纯度为99%的环氧乙烷。

从环氧乙烷吸收塔塔釜出料的环氧乙烷吸收液进入解吸塔进行解吸处理，解吸塔塔顶解吸出的解吸气经过塔顶的分凝器，分凝器可以冷凝解吸出的除了环氧乙烷以外的杂质。解吸出的环氧乙烷进入精馏塔进行精馏处理。从塔顶蒸出的是大部分的水，这些水和解吸塔塔釜排出的吸收水都将返回至环氧乙烷吸收塔作为吸收液循环使用，避免浪费。精馏后的产品环氧乙烷纯度可达99%。

1.4.3反应条件 主反应 C2H4+12O2→C2H2O 副反应 C2H4+3O2→2CO2+2H2O 表1.6 反应条件 名称 反应条件 操作温度 200℃～240℃ 操作压力 2Mpa 催化剂 Ag/α-Al2O3 助催化剂 碱金属盐类-钡盐 抑制剂 添加含氯抑制剂 反应器 列管式固定床反应器 生产环氧乙烷这条路线是现在石油路线的主导，如若采用选择性较高的催化剂，则可以提高环氧乙烷的生产能力[8]，除此之外，优化裂解原料结构、降低成本，都可以提高环氧乙烷的生产能力。[9]该银催化剂反应机理是银对氧的吸附。反应温度会影响银催化剂的活性，反应温度越低，银催化剂的反应活性越高，环氧乙烷的生产能力也会随之增加。银催化剂的活性会直接影响原料乙烯转化率和产品环氧乙烷生产能力。[10] 1.5工艺简图 图1.1工艺简图 2物料衡算 2.1反应器 图2.1 物料流程 2.1.1条件 乙烯对环氧乙烷的选择性为75%，乙烯选择性12%，空速7000h-1 原料进入反应器的温度200℃，反应温度240℃，反应压力为2Mpa。

15万吨/年的环氧乙烷，年工作时间8000小时。

2.1.2进反应器混合气组成 表2.1进反应器混合气组成 组分 乙烯 O2 CO2 N2 Ar CH4 C2H6 H2O 含量/（mol）% 15.00 7.00 10.55 53.27 12.40 0.63 0.87 0.28 2.1.3反应器中发生的化学反应 主反应：
CH2=CH2+12O2→C2H4O （式2.1） 副反应：
CH2=CH2+3O2→2CO2+2H2O （式2.2） 2.1.4各物料的摩尔质量 表2.2 各物料摩尔质量 组分 乙烯 O2 CO2 N2 Ar CH4 C2H6 H2O C2H4O 摩尔质量/（g/mol） 28 32 44 28 40 16 30 18 44 2.1.5计算过程 基准：选1000kmol/h进反应器混合气为计算基准。

根据已知原料气的摩尔分数，则可计算的每小时进入反应器的物料的摩尔流量（见表2.3）。

表2.3 进料反应器的摩尔流量 组分 乙烯 O2 CO2 N2 Ar CH4 C2H6 H2O 摩尔流量/（kmol/h） 150.00 70.00 105.50 532.70 124.00 6.30 8.70 2.80 由条件可知：乙烯选择性0.75，乙烯转化率0.12，进入反应器原料乙烯摩尔流量为150kmol/h，则 由式子2.1得 消耗乙烯的量=150×0.12×0.75=13.500kmol/h 消耗氧气的量=13.5×0.5=6.750kmol/h 生成的环氧乙烷的量=13.500kmol/h 由式子2.2得 消耗乙烯的量=150×0.12×(1−0.75)=4.500kmol/h 消耗氧气的量=4.5×3=13.500kmol/h 生成二氧化碳的量=4.5×2=9.000kmol/h 生成水的量=4.5×2=9.000kmol/h 则由此可得 未反应的乙烯的量=150-13.5-4.5=132.000kmol/h 未反应的氧气的量=70-6.75-13.5=49.750kmol/h 输出二氧化碳的量=105.5+9=114.500kmol/h 输出水的量=2.8+9=11.800kmol/h 氮气、氩气、甲烷、乙烷的量在反应过程中不发生变化。

实际每小时要求环氧乙烷的产量 15×107÷8000=18750kg/h=426.136kmol/h 比例系数426.136/13.5=31.566 将上述各物料的计算值乘比例系数的表2.4、表2.5 表2.4 反应器进口的物料衡算 序号 组分 分子式 分子量 摩尔流量(kmol/h) 摩尔分数(mol%) 质量流量(kg/h) 质量分数(kg%) 1 环氧乙烷 C2H4O 44 - - - - 2 乙烯 C2H4 28 4734.900 15.00 132577.200 13.39 3 氧气 O2 32 2209.620 7.00 70707.840 7.14 4 二氧化碳 CO2 44 3330.213 10.55 146529.372 14.80 5 氮气 N2 28 16815.209 53.27 470825.852 47.55 6 氩气 Ar 40 3914.814 12.40 156592.560 15.81 7 甲烷 CH4 16 198.866 0.63 3181.856 0.32 8 乙烷 C2H6 30 274.624 0.87 8238.720 0.83 9 水 H2O 18 88.385 0.28 1590.930 0.16 10 合计 31566.631 100.00 990244.330 100.00 表2.5 反应器出口的物料衡算 序号 组分 分子式 分子量 摩尔流量(kmol/h) 摩尔分数(mol%) 质量流量(kg/h) 质量分数(kg%) 1 环氧乙烷 C2H4O 44 426.141 1.36 18750.204 1.89 2 乙烯 C2H4 28 4166.712 13.29 116667.936 11.78 3 氧气 O2 32 1570.409 5.01 50253.072 5.07 4 二氧化碳 CO2 44 3614.307 11.53 159029.508 16.06 5 氮气 N2 28 16815.208 53.63 470825.830 47.55 6 氩气 Ar 40 3914.184 12.48 156567.360 15.81 7 甲烷 CH4 16 198.866 0.63 3181.853 0.32 8 乙烷 C2H6 30 274.624 0.88 8238.726 0.83 9 水 H2O 18 372.479 1.19 6704.618 0.68 10 合计 31352.930 100.00 990219.107 100.00 2.2环氧乙烷吸收塔 图2.2 物料流程简图 2.2.1各物料的吸收率 表2.6 各组分的吸收率（%） 组分 乙烯 O2 CO2 N2 Ar CH4 C2H6 H2O C2H4O 吸收率 0.050 0.010 1.300 0.005 0.001 0.010 0.002 65.294 99.600 2.2.2条件 用水吸收反应器的出料气中的环氧乙烷 环氧乙烷吸收塔的吸收液液气比LV=2 2.2.3计算过程 2.2.3.1塔顶出料气体 输出环氧乙烷的量=进吸收塔的环氧乙烷的量×（1-环氧乙烷的吸收率） 则输出环氧乙烷的量=426.141×1-99.600%=1.705kmol/h 以此类推 输出乙烯的量=4166.712kmol/h 输出氧气的量=1570.251 kmol/h 输出二氧化碳的量=3567.321 kmol/h 输出氮气的量=16814.367 kmol/h 输出氩气的量=3914.145 kmol/h 输出甲烷的量=198.846 kmol/h 输出乙烷的量=274.619 kmol/h 输出水的量=129.272 kmol/h 2.2.3.2吸收剂的用量L0 平均液气比= LV=2 入塔气量=VN+1=31352.930kmol/h 塔顶尾气量=V1=30635.155kmol/h 平均气量=V=12VN+1+V1=30994.043kmol/h 塔底吸收液量=L=12LN+L0 LN=L0+VN+1−V1=L0+717.775 L=12L0+717.775+L0=L0+358.8875 则LV=2=L0+358.887530994.043 得L0=61629.199kmol/h 2.2.3.3塔釜出料吸收液 环氧乙烷的量=进入吸收塔的环氧乙烷的量*环氧乙烷的吸收率 则环氧乙烷的量=426.141×99.600%=424.436kmol/h 以此类推 乙烯的量=2.083kmol/h 氧气的量=0.157kmol/h 二氧化碳的量=46.986kmol/h 氮气的量=0.841kmol/h 氩气的量=0.039kmol/h 甲烷的量=0.020kmol/h 乙烷的量=0.005kmol/h 水蒸气的量=吸收剂的量+进入吸收塔的水蒸气的量×水蒸气的吸收率=61629.199+372.479×65.294%=61872.405kmol/h 将计算结果汇总列入表2.7 表2.7 环氧乙烷吸收塔的物料衡算 序号 组分 进料 输出物料 进料气体 进料吸收剂 塔顶出口气体 塔釜出口吸收剂 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% 1 环氧乙烷 426.141 1.36 - - 1.705 0.01 424.436 0.68 2 乙烯 4166.712 13.29 - - 4164.629 13.59 2.083 0.00 3 氧气 1570.409 5.01 - - 1570.251 5.13 0.157 0.00 4 二氧化碳 3614.307 11.53 - - 3567.321 11.64 46.986 0.08 5 氮气 16815.208 53.63 - - 16814.367 54.89 0.841 0.00 6 氩气 3914.184 12.48 - - 3914.145 12.78 0.039 0.00 7 甲烷 198.866 0.63 - - 198.846 0.65 0.020 0.00 8 乙烷 274.624 0.88 - - 274.619 0.90 0.005 0.00 9 水 372.479 1.19 61872.405 100.00 129.272 0.42 61872.405 99.24 10 合计 31352.930 100.00 61872.405 100.00 30635.155 100.00 62346.973 100.00 2.3二氧化碳吸收装置 图2.3 物料流程简图 2.3.1条件 二氧化碳吸收装置由二氧化碳吸收塔和二氧化碳吸收液再生塔组成。该装置是化学吸收。公式为 K2CO3+CO2+H2O⇄2KHCO3 从吸收塔排出的气体中约90%循环使用，10%的气体进入二氧化碳吸收装置。

CO2吸收率=0.18 2.3.2计算过程 二氧化碳进料量=10%×3567.321=356.732kmol/h 二氧化碳吸收量=356.732×0.18=64.212kmol/h 出口物料中二氧化碳的量356.732-64.212=292.52kmol/h 由于其他组分未被吸收，则其他物料进料量=出料量 将计算结果汇总列入表2.8 表2.8 二氧化碳吸收装置的物料衡算 序号 组分 进料 输出物料 吸收二氧化碳 循环气 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% 1 环氧乙烷 0.170 0.01 - - 0.170 0.01 2 乙烯 416.463 13.59 - - 416.463 13.89 3 氧气 157.025 5.13 - - 157.025 5.24 4 二氧化碳 356.732 11.64 64.212 100 292.520 9.75 5 氮气 1681.437 54.89 - - 1681.437 56.06 6 氩气 391.414 12.78 - - 391.414 13.05 7 甲烷 19.885 0.65 - - 19.885 0.66 8 乙烷 27.462 0.90 - - 27.462 0.92 9 水 12.927 0.42 - - 12.927 0.43 10 合计 3063.516 100.00 64.212 100 2999.304 100.00 2.4解吸塔的物料衡算 图2.4 物料流程简图 2.4.1各组分的解吸率 表2.9 各组分的解吸率（%） 组分 乙烯 O2 CO2 N2 Ar CH4 C2H6 H2O C2H4O 吸收率 0.060 0.010 1.200 0.005 0.001 0.010 0.002 10.349 99.900 2.4.2计算过程 2.4.2.1塔顶出口气体 输出环氧乙烷的量=进解吸塔的环氧乙烷的量×环氧乙烷的解吸率 则输出环氧乙烷的量=424.436×99.900%=424.012kmol/h 以此类推 输出乙烯的量≈0kmol/h 输出氧气的量≈0 kmol/h 输出二氧化碳的量=0.564 kmol/h 输出氮气的量≈0 kmol/h 输出氩气的量≈0 kmol/h 输出甲烷的量≈0kmol/h 输出乙烷的量≈0kmol/h 输出水的量=6403.175 kmol/h 2.4.2.2塔釜出口解吸液 环氧乙烷的量=进入吸收塔的环氧乙烷的量×（1-环氧乙烷的解吸率） 则环氧乙烷的量=426.141×(1-99.600%)=0.424kmol/h 以此类推 乙烯的量=2.083kmol/h 氧气的量=0.157kmol/h 二氧化碳的量=46.422kmol/h 氮气的量=0.841kmol/h 氩气的量=0.039kmol/h 甲烷的量=0.020kmol/h 乙烷的量=0.005kmol/h 水蒸气的量=55469.230 kmol/h 将计算结果汇总列入表2.10 表2.10 解吸塔的物料衡算结果汇总 组分 进料 出口解吸液 出口气体 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(%) 环氧乙烷 424.436 0.681 0.424 0.001 424.012 6.210 乙烯 2.083 0.003 2.083 0.004 0.001 0.000 二氧化碳 46.986 0.075 46.422 0.084 0.564 0.008 氮气 0.841 0.001 0.841 0.002 0.000 0.000 H2O 61872.405 99.239 55469.230 99.910 6403.175 93.782 合计 62346.973 100.000 55519.222 100.000 6827.752 100.000 2.5精馏塔的物料衡算 图2.5 物料流程简图 2.5.1设计条件 已知分离要求水在塔顶的回收率为99.99%，环氧乙烷在塔釜的回收率为99.99%。

2.5.2计算过程 根据清晰分割，设水为轻关键组分，环氧乙烷为重关键组分，则dCO2=0 因为φLK=99.99% ⇒ dH2O=99.99%×6403.175=6402.535kmol/h ∴wH2O=6403.175-6402.535=0.640kmol/h 因为φHK=99.99% ⇒ dC2H4O=99.99%×424.012=423.970kmol/h ∴wH2O=424.012-423.970=0.042kmol/h ∴D=dH2O+dC2H4O+dCO2=6402.577kmol/h ⇒W=F-D=6827.751-6402.577=425.174kmol/h ∴xH2O,D=dH2OD=6402.5356402.577=99.99% ∴xH2O,W=wH2OW=0.640425.174=1.00% 以此类推，计算结果汇入总表2.11精馏塔的物料衡算 表2.11精馏塔的物料衡算 组分 进料 塔顶 塔釜 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(%) 环氧乙烷 424.012 6.21 0.042 0.0007 423.970 99.72 二氧化碳 0.564 0.01 0.000 0.0000 0.564 00.13 H2O 6403.175 93.78 6402.535 99.9993 0.640 00.15 合计 6827.751 100.00 6402.577 100.00 425.174 100.00 由上表2.11可知，塔釜产品的质量流量和质量分数如表2.12 表2.12塔釜产品的质量流量和质量分数 序号 物料 质量流量（kg/h） 质量分数% 1 环氧乙烷 18654.662 99.72 2 二氧化碳 24.809 0.13 3 水 28.174 0.15 4 合计 18707.645 100.00 所以环氧乙烷产品纯度是99%。

3.热量衡算 3.1反应器 图3.1 热量衡算简图 原料气体进入反应器的温度200℃，反应温度240℃，反应压力2Mpa。

公式如下 Q=ΔH=niHi出-niHi进 （式3.1） 进入反应器物料的热焓：
niHi进=i=1nniΔHf,298K⊝+T1298KniCpidT+i=1nΔHi,298K （式3.2） 出反应器物料的热焓：
niHi出=i=1nniΔHf,298K⊝+298KT2niCpidT+i=1nΔHi,298K＇ （式3.3） 式中，ni是组分i的摩尔流量，kmol/h；
ΔHf,298K⊝是组分i的标准生成热，kJ/mol；
Cpi是组分i的等压热容，kJ/(mol∙K)；
ΔHi,298K是进料组分i在基准温度下从进料相态变为基准相态时的相变热，kJ/mol；
ΔHi,298K＇是出料组分i在基准温度下从基准相态变为出料相态时的相变热，kJ/mol。

查得各个组分的等压热容,见表3.1：
表3.1 各个组分的等压热容 组分 C2H4 O2 CO2 N2 Ar CH4 C2H6 H2O C2H4O Cpi，200℃/(kJ/(kmol∙K)) 1.7629 2.2486 0.9741 1.0260 1.0740 0.5298 0.1226 2.5476 4.6023 Cpi，240℃/(kJ/(kmol∙K)) 0.0444 2.3555 0.9852 1.0458 1.0776 0.0537 2.9454 2.6925 2.2676 查得组分的标准生成热，见表3.2。

表3.2 组分的标准生成热 组分 C2H4 CO2 CH4 C2H6 H2O C2H4O ΔHf,298K⊝/kJ/kmol 52.283 -393.511 -74.847 -84.667 -241.825 -52.6 3.1.1进料焓值 由式子3.1可得：
ΔHO2=nO2HO2=0+nO2CpO2200-25+0=376668.397 kJ/mol 由此类推计算各个组分，计算结果见表3.3 表3.3 各个组分的进料焓值 物料 ΔHf,298K⊝/kJ/kmol n/mol nΔHf,298K⊝/kJ Cpi，200℃/kJ/(kmol∙K) nCp/kJ/K nCpΔT/kJ ΔHi /kJ/kmol 环氧乙烷 -52.600 - - - - - - 乙烯 52.283 4734.900 247554.777 2.2486 10646.896 1863206.825 2110761.601 氧气 - 2209.620 - 0.9741 2152.391 376668.397 376668.397 二氧化碳 -393.511 3330.213 -1310475.448 1.0260 3416.799 597939.744 -712535.704 氮气 - 16815.209 - 1.0740 18059.534 3160418.532 3160418.532 氩气 - 3914.814 - 0.5298 2074.068 362961.980 362961.980 甲烷 -74.847 198.866 -14884.524 0.1226 24.381 4266.670 -10617.853 乙烷 -84.667 274.624 -23251.590 2.5476 699.632 122435.618 99184.028 水 -241.825 88.385 -21373.703 4.6023 406.774 71185.500 49811.797 则总进料焓值niHi进=ΔHi= 5436652.778 kJ/kmol 3.1.2出料焓值 由式子3.2可得：
ΔHO2=nO2HO2=0+nO2CpO2240-25+0=332640.788 kJ/mol 由此类推计算各个组分，计算结果见表3.4 表3.4 各个组分的出料焓值 物料 ΔHf,298K⊝/kJ/kmol n/mol nΔHf,298K⊝/kJ Cpi，240℃/kJ/(kmol∙K) nCp/kJ/K nCpΔT/kJ ΔHi /kJ/kmol 环氧乙烷 -52.600 426.141 -22415.017 0.0444 18.921 4067.942 -18347.075 乙烯 52.283 4166.712 217848.203 2.3555 9814.690 2110158.375 2328006.578 氧气 - 1570.409 - 0.9852 1547.166 332640.788 332640.788 二氧化碳 -393.511 3614.307 -1422269.562 1.0458 3779.842 812666.086 -609603.476 氮气 - 16815.208 - 1.0776 18120.068 3895814.697 3895814.697 氩气 - 3914.184 - 0.0537 210.192 45191.211 45191.211 甲烷 -74.847 198.866 -14884.509 2.9454 585.739 125933.955 111049.447 乙烷 -84.667 274.624 -23251.607 2.6925 739.426 158976.517 135724.909 水 -241.825 372.479 -90074.686 2.2676 844.633 181596.079 91521.393 则总出料焓值niHi进=ΔHi= 6311998.473 kJ/kmol 3.1.3总焓变Q 由式子3.3得Q=ΔH=niHi出-niHi进=875345.695kJ/kmol 3.2环氧乙烷吸收塔 图3.2 热量衡算简图 查手册得，环氧乙烷的微分溶解热（环氧乙烷的蒸汽冷凝热+对水的溶解热） Hd=28540.7+16895.7=45436.4kJ/mol 水的平均比热容CpL=45.436kJ/(mol∙℃) 则tn=tn-1+(Hd/CpL)(xn-xn-1) 所以=25+(45436.4/45.436)∆X 设X取在0.000~0.008之间，求t 当X=0.000时 则tn=25+(45436.4/45.436)×0=25℃ 计算结果汇入表3.5 表3.5 各浓度下吸收液温度和相平衡 X tL/℃ E/kPa m Y*×103 0.000 25.000 211.525 2.088 0.000 0.001 26.000 222.976 2.201 2.201 0.002 27.000 234.963 2.319 4.639 0.003 28.000 247.509 2.443 7.330 0.004 29.000 260.635 2.573 10.292 0.005 30.000 274.364 2.708 13.542 0.006 31.000 288.718 2.850 17.101 0.007 32.000 303.721 2.998 20.988 0.008 33.000 319.399 3.153 25.224 3.3精馏塔 图3.3热量衡算简图 3.3.1比热容 3.3.1.1塔顶比热容 已知tD=20℃，查得cp,D水=1.417kJ(kg∙℃)=25.502kJ(kmol∙℃) cp,D环氧乙烷=0.891kJ(kg∙℃)=39.208kJ(kmol∙℃) 所以塔顶馏出液的比热容为 cp,D=xD,水cp,D水+xD,环氧乙烷cp,D环氧乙烷=25.502kJ(kmol∙℃) 3.3.1.2进料比热容 已知tF=36℃，查得cp,F水=1.425kJ(kg∙℃)=25.655kJ(kmol∙℃) cp,F环氧乙烷=0.948kJ(kg∙℃)=41.716kJ(kmol∙℃) cp,F二氧化碳=1.299kJ(kg∙℃)=57.166kJ(kmol∙℃) 所以进料液的比热容为 cp,F=xF,水cp,F水+xF,环氧乙烷cp,F环氧乙烷+xF,二氧化碳cp,F二氧化碳=26.655kJ(kmol∙℃) 3.3.1.3塔釜比热容 已知tW=245℃，查得 cp,W水=1.752kJ(kg∙℃)=31.540kJ(kmol∙℃) cp,W环氧乙烷=1.702kJ(kg∙℃)=74.884kJ(kmol∙℃) cp,W二氧化碳=1.789kJ(kg∙℃)=78.712kJ(kmol∙℃) 所以塔釜残液的比热容为 cp,W=xW,水cp,W水+xW,环氧乙烷cp,W环氧乙烷+xW,二氧化碳cp,W二氧化碳=74.823kJ(kmol∙℃) 即精馏段液相的平均比热容cp1=cp,D×cp,F=26.073kJ(kmol∙℃) 提馏段液相的平均比热容为cp2=cp,F×cp,W=44.659kJ(kmol∙℃) 3.3.2汽化潜热 3.3.2.1塔顶汽化潜热 已知tD=20℃，查得γD水=2483.697 kJkg γD环氧乙烷=570.814kJkg 所以塔顶馏出液的汽化潜热 γD=xD,水γD水+xD环氧乙烷γD环氧乙烷=2483.684kJkg 3.3.2.2进料汽化潜热 已知tF=36℃，查得 γF水=2416.731kJkg γF环氧乙烷=553.958kJkg γF二氧化碳=102.656kJkg 所以进料液的汽化潜热 γF=xF水γF水+xF环氧乙烷γF环氧乙烷+xF二氧化碳γF二氧化碳=2300.858kJkg 3.3.2.3塔釜汽化潜热 已知tW=245℃，查得 γW水=1841.777kJkg γW环氧乙烷=333.773kJkg γW二氧化碳=87.624kJkg 所以塔釜残液的汽化潜热 γW=xW水γW水+xW环氧乙烷γW环氧乙烷+xW二氧化碳γW二氧化碳=335.717kJkg 3.3.3进料带入的热量 QF=Fcp,FtF=6551873.021kJ/h 3.3.4塔顶馏出液的热量 QD=Dcp,DtD=3265633.374kJ/h 3.3.5塔釜残液的热量 QW=Wcp,WtW=7794171.604kJ/h 3.3.6塔顶蒸汽带出的热量 塔顶蒸汽的露点温度为20℃ 所以塔顶蒸汽带出的热量 QV=DR+1cp,DtD+γDMV,D=608272861.727kJ/h 3.3.7回流液的热量 塔顶蒸汽的泡点温度为20℃ 所以塔顶蒸汽带出的热量QR=Lcp,DtR=3595788.908kJ/h 3.3.8冷凝器消耗的热量 QC=QV-QR-QD=601411439.445kJ/h 3.3.9再沸器提供的热量 塔釜热损失为10%，则Q损=0.1QB且QB+QF=QC+QW+Q损+QD 再沸器的实际热负荷0.9QB=QC+QW+QD-QF 计算得：QB=673243746.002kJ/h 计算结果汇入表3.6 表3.6 热量衡算计算结果 项目 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器 平均比热容[kJ(kmol∙℃)] 26.655 25.502 74.823 热量Q(kJ/h) 6.552×106 6.014×108 3.266×106 7.794×106 6.732×108 4主设备计算 4.1环氧乙烷吸收塔 4.1.1塔径 已知：填料总体积比表面积at=115m2/m3 填料层空隙率ε=0.89 气相的密度ρV=2.712kg/m3 液相的密度ρL=1005.596kg/m3 液体的黏度μL=1.005mPa∙s 则根据贝恩-霍根关联式 loguF2gatε3ρVρLμL0.2=A-KωLωV1/4ρVρL1/8 则将已知代入得A-KωLωV1/4ρVρL1/8=-0.639 则uF2gatε3ρVρLμL0.2=0.230 由此可得uF=2.283m/s 取泛点率为0.85，则u=0.85uF=0.85×2.283=1.941m/s 则塔径D=Vsπ4u=1.123m 圆整塔径，则D=1.2m 4.1.2核算操作气速、径比 u=4Vsπu=1.699m/s uuF=1.6992.283=0.744 散装填料，泛点率经验值为0.6~0.85 Dd=120038=31.58 符合要求。

4.1.3液体喷淋密度的验算 取最小润湿速率LWmin=0.08m3/(m∙h) 则Umin=LWminat=9.20m3/(m2∙h) 而U=Lh0.785D2=9.870m3/(m2∙h)≥Umin ∴满足最小喷淋密度的要求 4.1.3填料层高度 4.1.3.1传质单元数 由物料衡算知V=31352.930kmol/h L=61872.405kmol/h X1=0.681% X2=0 Y1=0.006% Y2=1.359% 查得101.3kPa，25℃，环氧乙烷在水中的溶解度H=0.168kmol/(m3∙kPa) 则相平衡常数m=EP=ρLHMSP=3.259 而解吸因子S=mVL=0.651 传质单元数NOG=11-Sln1-SY1-mX2Y2-mX1+S=2.441 4.1.3.2传质单元高度 气体质量通量UV=Vρvπ4D2=75206.536kg/(m2∙h) 液体质量通量UL=LρLπ4D2=54666431.849kg/(m2∙h) 通用气体常数R=8.314(m3∙kPa)/(kmol∙K) 重力加速度g=9.81m/s2=1.27×108m/h2 查得 在101.3kPa 20℃下，气体黏度μV=0.003kg/(m∙h) 液体黏度μL=3.240kg/(m∙h) 气相的密度ρV=2.712kg/m3 液相的密度ρL=1005.596kg/m3 液体的表面张力σL=933120kg/h2 液相扩散系数DV=0.00026m2/s 查得，在101.3kPa 0℃下，环氧乙烷在空气中的扩散系数D0=0.104m2/s 则在101.3kPa 20℃下，环氧乙烷在空气中的扩散系数DV=D0P0PTT03/2=0.118m2/s 查表4.1可得，聚丙烯的临界表面张力σc=33mN∙m-1=427680kg/h2 表4.1 常见材质的临界表面张力值 材质 碳 瓷 玻璃 聚丙烯 钢 表面张力/ mN∙m-1 56 61 73 33 75 查表4.2可得，填料的形状系数ψ=1.45 表4.2常见填料的形状系数 填料类型 球形 棒形 拉西环 弧鞍 开孔环 Ψ 0.72 0.75 1 1.19 1.45 根据修正恩田公式 κG=0.237UVatμV0.7μVρVDV1/3atDVRTψ1.1 （式4.1） κL=0.0095ULaWμL2/3μLρLDL-1/2μLgρL1/3ψ0.4 （式4.2） κGa=κGaW （式4.3） κLa=κLaW （式4.4） 其中 aWat=1-exp-1.45σcσL0.75ULatμL0.1UL2atρL2g-0.05UL2ρLσLat0.2 （式4.5） 由式4.5可得aWat=0.998 ⇒ aW=114.743m2/m3 由式4.1可得κG=2.230kmol/(m2∙h∙kPa) 由式4.2可得κL=0.001m/h 由式4.3可得κGa=255.905kmol/(m3∙h∙kPa) 由式4.4可得κLa=0.077(1/h) 由于0.5uF=1.137>u，所以需要校正修正恩田公式。

则 κGa＇=1+9.5uuF-0.51.4κGa=815.015kmol/(m3∙h∙kPa) κLa＇=1+2.6uuF-0.52.2κLa=0.097(1/h) 因为 KGa=11/κGa＇+1/HκLa＇=0.016kmol/(m3∙h∙kPa) 则 HOG=VBKYaΩ=VBKGaPΩ=4.676m 4.1.4.3填料层高度 Z=HOGNOG=4.676×2.441=11.412m 取25%富余量，则取填料层高度Z＇=1.2Z=13.694m 4.1.5填料层压降 由埃克特通用压降关联图（图4.1）进行计算 图4.1埃克特通用压降关联图 横坐标ωLωVρVρL1/2=0.031 查得压降填料因子ϕP=114m-1 纵坐标u2ϕPψgρVρLμL0.2=0.216 查图4-1可得∆PZ=1962Pa/m 则∆P=26.868kPa 计算结果汇入表4.3 表4.3环氧乙烷吸收塔数据总表 名称 环氧乙烷吸收塔 操作气速(m/s) 1.933 塔径(m) 1.2 核算径比 31.58 喷淋密度m3/(m2∙ℎ) 9.870 传质单元高度(m) 4.676 传质单元数 2.441 填料层高度(m) 13.694 压降(kPa) 26.868 4.2精馏塔 4.2.1塔板数 根据安托因公式 lnp=A-BT+C 水：A=7.96681 B=1668.21 C=228.0 环氧乙烷：A=7.40783 B=1181.31 C=250.60 二氧化碳：A=7.64177 B=1284.07 C=268.432 4.2.1.1进料温度 进料压力为P=240KPa，温度为63℃，依照安托因公式，计算结果汇入表4.4 表4.4各组分的饱和蒸汽压、k值和相对挥发度 组成 塔进料气相组成（%） 饱和蒸汽压 Ki 塔进料液相组成 aij 水 93.782 149.832 0.624 0.0995 1.602 环氧乙烷 6.210 220.159 0.917 0.0001 1.000 二氧化碳 0.008 249.061 1.038 0.9037 1.188 由于y1K1+y2K2+y3K3=1.0033，误差在0.01-0.001之间，所以进料温度tF=63℃ 4.2.1.2塔底温度 塔底压力为P=362KPa，温度为245℃，依照安托因公式，计算结果汇入表4.5 表4.5塔底组分的饱和蒸汽压、k值和相对挥发度 组成 塔底气相组成 饱和蒸汽压 Ki 塔底液相组成 aij 水 0.002 308.248 0.852 0.015 1.174 环氧乙烷 0.997 354.627 0.980 0.907 1.000 二氧化碳 0.001 407.157 1.125 0.087 0.889 由于y1K1+y2K2+y3K3=1.0052，误差在0.01-0.001之间，所以塔底温度tW=380℃ 4.2.1.3塔顶温度 塔顶压力为P=118Kpa，温度为20℃，依照安托因公式，计算结果汇入表4.6 表4.6塔顶组分的饱和蒸汽压、k值和相对挥发度 组成 塔顶气相组成 饱和蒸汽压 Ki 塔顶液相组成 aij 水 1.000 117.388 1.008 1.000 1.005 环氧乙烷 0.000 187.749 1.387 0.000 1.000 由于y1K1+y2K2=1.0095，误差在0.01-0.001之间，所以进料温度tD=102℃ 查得 进料挥发度：aF=1.188 塔顶挥发度：aD=1.003 塔底挥发度：aW=1.021 相对挥发度：a=3aFaDaw =1.068 4.2.1.4精馏塔塔板数 由芬斯克公式得 Nm=lgxLxxHxD/xLxxHxWlgα平=44.485 αixi,Fαi-θ=1-q=0 由上述公式求得θ=1.999 则最小回流比 Rm=αixi,Dmαi-θ-1=1.001 实际回流比 R=1.1Rm=1.101 精馏段上升蒸汽压 V=R+1D=13452.455kmol/h 精馏段下降液体量 L=RD=7049.878 kmol/h 提馏段上升蒸汽量 V＇=V+q-1F=13877.629kmol/h 提馏段下降液体量 L＇=L+qF=7049.878 kmol/h 4.2.1.5理论塔板数 简捷法：
Rmin=1.001，R=1.011 Nmin=44.485 R−RminR+1=0.254 由吉利兰图（图4.2）查得N−NminN+2=0.42 图4.2 吉利兰图 ∴全塔理论板数N=78.146 4.2.1.6进料位置 NRmNSm=logxLxHDxHxLFlogxLxHFxHxLW=1.000 因为NS+NR=N=78.146 NRmNSm=NRNS=1.000 由此可得NS=39.073 NR=39.073 4.2.1.7实际塔板数的确定 取全塔效率ET=0.8 则实际塔板数NP=98块 第50块板进料 4.2.2塔和塔板工艺尺寸 4.2.2.1平均相对分子质量Mm （1）塔顶 MLDm=18.094kg/kmol MVDm=18.000kg/kmol （2）塔釜 MVWm=43.646kg/kmol MLWm=44.022kg/kmol （3）进料 MVFm=42.385kg/kmol MLFm=41.557kg/kmol 则 Mvm1=MvDm+MvFm2=30.193 kg/kmol Mvm2=MvWm+MvFm2=43.016 kg/kmol MLm1=MLDm+MLFm2=29.826kg/kmol MLm2=MLWm+MLFm2=42.789 kg/kmol 4.3.2.2平均密度 （1）液相 进料F：查得 当tF =63℃时，环氧乙烷密度ρF1=497.2448kg/m3 水密度ρF2=821.5682kg/m3 二氧化碳密度ρF3=852.0640kg/m3 由 1ρF=0.006497.2448+0.938821.5682+0.008852.0640 得 ρF=850.0544kg/m3 残液W：查得 当tW =245℃时，环氧乙烷密度ρw1=233.9840kg/m3 水密度ρw2=592.2482kg/m3 二氧化碳ρw3=711.1220kg/m3 由 1ρW=0.997233.9840+0.002592.2482+0.001711.1220 得 ρW=252.6765kg/m3 馏出液D：查得 当tD =20℃时，环氧乙烷密度ρD1=742.2269kg/m3 水密度ρD2=954.9263kg/m3 由 1ρD=0.000742.2269+1.000954.9263 得ρD=954.9245 kg/m3 所以，ρL1=ρF+ρD2=902.489kg/m3 ρL2=ρF+ρW2=551.365kg/m3 （2）汽相 进料F：环氧乙烷密度ρF1=92.8030kg/m3 水密度ρF2=14.8289kg/m3 二氧化碳密度ρF3=135.1253kg/m3 得 ρF=80.9191kg/m3 馏出液D：环氧乙烷密度ρD1=23.9942kg/m3 水密度ρD2=0.6350kg/m3 得 ρD=12.3146kg/m3 残液W：环氧乙烷密度ρw1=166.7470kg/m3 水密度ρw2=117.2855kg/m3 二氧化碳ρw3=212.7989kg/m3 得 ρW=165.6105kg/m3 所以，ρV1=ρF+ρD2=46.617kg/m3 ρV2=ρF+ρw2=123.265kg/m3 4.2.3塔径 4.2.3.1精馏段 已知 LS1=L1ρL1=ML1L3600ρL1=0.065m3/s VS1=V1ρV1=MV1V3600ρV1=0.526m3/s 则横坐标Ls1Vs1ρL1ρV10.5=0.541 初选板间距HT=0.45m hL=0.07m 故HT-hL=0.38m 查史密斯关系图（图4.3），可得C20=0.068 图4.3史密斯关系图 经校正后表面张力σ=24.79mN/m 得C1=C20(σ20)0.2=0.071 uf1=C1ρL1-ρV1ρV1=0.304m/s 取安全系数为0.80 则 u1=0.8uf1=0.243m/s 所以塔径 D=4Vs1πu1=1.659m 按标准，塔径圆整为1.8m 则塔横截面积 AT1=π4D2=2.162m2 4.2.3.2提馏段 已知 LS2=L2ρL2=ML2L3600ρL2=0.152kmol/s VS2=V2ρV2=MV2V3600ρV2=0.198kmol/s 则横坐标Ls2Vs2ρL2ρV20.5=0.981 初选板间距HT=0.45m hL=0.07m 故HT-hL=0.38m 查史密斯关系图（图4.3），可得C20=0.096 经校正后表面张力σ=160.8mN/m 得C2=C20(σ20)0.2=0.146 uf2=C2ρL2-ρV2ρV2=0.271m/s 取安全系数为0.80 则 u2=0.8uf2=0.217m/s 所以塔径 D=4VS2πu2=1.078m 按标准，塔径圆整为1.2m 则塔横截面积AT2=π4D2=0.912m2 计算结果汇入表4.7 表4.7塔径的相关数据 项目 精馏段(1) 提馏段(2) 板间距HT(m) 0.45 0.45 板上清液层高度hL(m) 0.07 0.07 塔径D (m) 1.8 1.2 塔横截面积AT(m2) 2.162 0.912 空塔气速(m/s) 0.243 0..217 4.2.4溢流装置 使用单流型弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。

4.2.4.1溢流堰长lW 取堰长 lw=0.647D=0.647×1.8=1.165m 4.2.4.2出口堰高hW （1）精馏段 堰高hOW1可用弗兰斯公式计算， hOW1=2.84×10-3E(LS1lW)23=0.000414m 所以堰高 hW1=hL−hOW1=0.07−0.000414=0.070m （2）提馏段 堰高 hOW2=2.84×10-3E(LS2lW)23=0.000731m 所以堰高 hW2=hL−hOW2=0.07−0.000731=0.069m 4.2.5降液管的宽度与降液管的面积 已知lWD=0.647，查弓形降液管参数图（图4.4）可得WdD=0.140 AfAT=0.110 图4.4弓形降液管参数图 所以Wd=0.14D=0.252m Af=0.11AT=0.238m2 4.2.5.1精馏段 计算降液管内停留时间来验算降液管面积 τ1=AfHTLs1=4.960>（3~5）s 4.2.5.2提馏段 计算降液管内停留时间来验算降液管面积 τ2=AfHTLs2=3.520>（3~5）s 4.2.5.3降液管底隙高度 （1）精馏段 取 h01=hW1−0.006=0.064m 则液体流经底隙的流速 u＇01=Ls1lWh01=0.109m/s （2）提馏段 取 h02=hW2−0.006=0.063m 则液体流经底隙的流速 u＇02=Ls2lWh02=0.206m/s 4.2.5.4塔板布置 取边缘区宽度Wc=0.05m Ws=0.1m 其中r=D2−Wc=0.85m x=D2−(Wd+Ws)=0.548m 则Aa=2[xr2-x2+π180r2sin-1(xr)]=0.727m2 计算结果汇入表4.8 表4.8溢流装置的相关数据 项目 精馏段 提馏段 溢流管型式 单流型弓形降液管 堰长lW(m) 1.165 1.165 溢流堰高hW(m) 0.070 0.069 降液管的截面积Af(m2) 0.238 0.238 溢流堰宽度Wd(m) 0.252 0.252 停留时间τ(s) 4.960 3.520 底隙h0(m) 0.064 0.063 4.2.6筛孔数n 取筛孔的孔径d0=5mm,正三角形排列，一般碳钢的板厚δ=3mm，取td0=3.0；

故孔中心距为 t=3.0×d0=15.0mm 塔板上的筛孔数 n=1158×103t2Aa=3743个 塔板上开孔区的开孔率 φ=A0Aa=0.907(td0)2=0.9073.02=10.08%（在5%~15%范围内） 每层塔板上的开孔面积A0为 A0=φAa=0.073m2 （1）精馏段 气体通过筛板的气速为：u01=Vs1A0=7.176m/s （2）提馏段 气体通过筛板的气速为u02=Vs2A0=2.703m/s 4.2.7塔高 98块板，安装12个人孔，孔径600mm，第一块塔到塔顶1m，塔釜2m，裙座取2m H=98×0.6+12×0.6+2+2+1=71m 总计算结果汇入表4.9 表4.9塔数据汇总 序号 项目 计算数据 备注 精馏段 提馏段 1 理论塔板数（块） 22 22 2 实际塔板数（块） 49 49 3 板间距HT(m) 0.45 0.45 4 板上清液层高度hL(m) 0.07 0.07 5 塔径D (m) 1.8 1.2 6 踏板类型 单溢流弓形降液管 7 塔横截面积AT(m2) 2.162 0.912 8 空塔气速(m/s) 0.243 0.217 9 堰长lW(m) 1.165 1.165 10 溢流堰高hW(m) 0.070 0.069 11 筛孔数 3743 12 筛板气速 7.176 2.703 13 孔心距/mm 15 15 同一排孔心距 14 单板压降 0.7 0.7 15 降液管的截面积Af(m2) 0.238 0.238 16 溢流堰宽度Wd(m) 0.252 0.252 17 停留时间τ(s) 4.960 3.520 18 底隙h0(m) 0.064 0.063 19 塔高(m) 71 4.2.8筛板流体力学验算 4.2.8.1气体通过筛板压降相当液柱高度 hp=hc+h1+hσ a.干板压降相当的液柱高度 根据d0δ=53=1.67，查干筛孔的流量系数图得C0=0.84 （1）精馏段 得hc1=0.051uO1C02ρV1ρL1=0.019m （2）提馏段 得hc2=0.051u02C02ρV2ρL2=0.012m b.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 （1）精馏段 已知ua1=Vs1AT-Af=0.273m/s Fa1=ua1ρV1=1.867 由充气系数ε0与Fa的关联图得ε01=0.575 则 h11=ε01hL=0.6×0.07=0.040m （2）提馏段 已知ua2=Vs2AT-Af=0.103m/s Fa2=ua2ρV2=1.143 由充气系数ε0与Fa的关联图得ε02=0.640 则 h12=ε02hL=0.64×0.07=0.045m c.克服液体表面张力压降相当的液柱高度 （1）精馏段 依式 hσ1=4σ1ρL1gd0=0.00220m （2）提馏段 依式 hσ2=4σ2ρL2gd0=0.00233m 则 hp=hc+h1+hσ （1）精馏段 故hp1=hc1+h11+hσ1=0.062m 单板压降 △pp1=hp1ρL1g=55.658Pa<0.7kPa（设计允许值） （2）提馏段 故hp2=hc2+h12+hσ2=0.059m 单板压降 △pp2=hp2ρL2g=32.498Pa<0.7kPa（设计允许值） 4.2.8.2雾沫夹带量的验算 （1）精馏段 依式ev1=5.7×10-6σ1ua1HT-hf3.2=2.257×10−7kg液/kg气 （2）提馏段 依式ev2=5.7×10-6σ2ua2HT-hf3.2=1.530×10−9kg液/kg气 因为ev1，ev2<0.1kg液/kg气，所以在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

4.2.8.3漏液的验算 （1）精馏段 依式 uOW1=4.4C00.0056+0.13hL-hσ1ρL1ρV1=3.637m/s 筛板的稳定性系数K1=uo1uOW1=1.973（>1.5） （2）提馏段 依式 uOW2=4.4C00.0056+0.13hL-hσ2ρL2ρV2=1.739m/s 筛板的稳定性系数K2=uo2uOW2=1.555（>1.5） 因为K1，K2>1.5，所以在设计负荷下不会产生过量漏液。

4.2.8.4液泛的验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd≤Φ（HT+hW） Hd=hp+hL+hd （1）精馏段 因为 hd1=0.153Ls1lWh012=0.00117m 所以Hd1=hp1+hL+hd1=0.133m 取ϕ=0.5，则ϕHT+hW1=0.260m 故Hd1≤ϕ(hT+hW1)，在设计负荷内精馏段不会发生液泛。

（2）提馏段 因为 hd2=0.153Ls2lWh022=0.007m 所以Hd2=hp2+hL+hd2=0.135m 取ϕ=0.5，则ϕHT+hW2=0.260m 故Hd2≤ϕ(hT+hW2)，在设计负荷内提馏段不会发生液泛。

∴在设计负荷内精馏塔不会发生液泛。

根据以上塔板流体力学的验算，可认为精馏塔塔径及各工艺尺寸是合适的。

计算结果汇入表4.10 表4.10筛板流体力学的相关数据 项目 精馏段 提馏段 干板阻力hc(m) 0.019 0.012 气体通过液层的阻力h1(m) 0.040 0.045 液体表面张力的阻力hσ(m) 0.00220 0.00233 单板压降△pp(Pa) 55.658 32.498 雾沫夹带量ev(kg液/kg气) 2.257×10−7 1.530×10−9 筛板稳定系数K 1.973 1.555 降液管中清液层的高度Hd(m) 0.00117 0.007 4.2.9塔板负荷性能图 4.2.9.1雾沫夹带线 泛点率=Vs1ρV1ρL1−ρV1+1.36Ls1ZLKCFAb×100% 板上液体流经的长度ZL=D-2WD=1.296m （1）精馏段 板上液流面积Ab=AT-2Af=1.686m2 取物性系数K=1.000，泛点负荷系数CF=0.120 按泛点率80%计算 则 0.8=Vs146.617902.489−46.617+1.36×0.065×Ls11.000×0.120×1.686 整理得 Vs1=0.694-7.552Ls1 （式4.5） 在操作范围内，任取几个Ls1值，依式4.5列于表4.11中 表4.11精馏段雾沫夹带线 Ls1/m3/s 0.010 0.020 0.030 0.040 0.050 Vs1/m3/s 0.618 0.543 0.467 .0.392 0.316 （2）提馏段 板上液流面积Ab=AT-2Af=1.686m2 取物性系数K=1.000，泛点负荷系数CF=0.120 按泛点率80%计算 则 0.8=Vs1123.265551.365-123.265+1.36×0.152×Ls11.0×0.12×1.933 整理得 Vs1=0.533-5.800Ls1 （式4.6） 在操作范围内，任取几个Ls2值，依式4.6列于表4.12中 表4.12提馏段雾沫夹带线 Ls2/m3/s 0.010 0.020 0.030 0.040 0.050 Vs2/m3/s 0.475 0.417 0.359 0.301 0.243 4.2.9.2液泛线 由 Hd=hp+hL+hd Hd1≤∅hT+hW1 各式联立得 ϕHT+hW1=hp+hW+hOW+hd 近似取E≈1.000，lW=1.165m 则hOW=2.84×10−3E3600LslW2/3=0.603Ls2/3 （1）精馏段 因为hc1=0.051u01C02ρV1ρL1=0.051Vs2C0A02ρV2ρL2=0.019Vs12 则 h11=ε01hW1+hOW1=0.040+0.347Ls12/3 因为 hp1=hc1+h11+hσ1 故hp1=0.019Vs12+0.040+0.347Ls12/3 由式hd1=0.153Ls1lWh012=0.279Ls12 将HT=0.45m，hW1=0.070m，ϕ=0.5，代入上式得 0.5×0.45+0.070=0.019Vs12+0.040+0.347Ls12/3+0.00220+0.347Ls12/3+0.279Ls12 整理得 Vs12=7.779−18.263Ls123−14.684Ls12 （式4.7） 在操作范围内取若干Ls1值，依式4.7计算，列于表4.13中。

表4.13精馏段液泛线 Ls1/m3/s 0.010 0.020 0.030 0.040 0.050 Vs1/m3/s 2.632 2.535 2.450 2.371 2.294 （1）提馏段 因为 hc2=0.051u02C02ρV2ρL2=0.051Vs2C0A02ρV2ρL2=0.019Vs22 则h12=ε02hW2+hOW2=0.044+0.386Ls22/3 因为hp2=hc2+h12+hσ2 故hp2=0.019Vs22+0.044+0.386Ls22/3 由式 hd2=0.153Ls2lWh022=0.282Ls22 将HT=0.45m，hW2=0.069m，ϕ=0.5代入得 0.5×0.45+0.069=0.019Vs22+0.044+0.386Ls22/3+0.00233+0.386Ls22/3+0.282Ls22 整理得 Vs22=7.562−20.316Ls223−14.8421Ls22 （式4.8） 在操作范围内取若干Ls2值，依式4.8计算，列于表4.14中。

表4.14提馏段液泛线 Ls2/m3/s 0.010 0.020 0.030 0.040 0.050 Vs2/m3/s 2.572 2.462 2.364 2.272 2.183 4.2.9.3液相负荷上限线（3） 取液体在降液管中停留时间τ=3s，则 （1）精馏段 Ls,max1=HTAfτ=0.45×0.2383=0.036m3s （2）提馏段 Ls,max2=HTAfτ=0.45×0.2383=0.036m3s 4.2.9.4漏液线（4） （1）精馏段 由 hL1=hW1+hOW=0.070+0.603Ls12/3，uOW1=Vs,min1A0 代入漏液点气速式 uOW1=4.43C00.0056+0.13hL1−hσ1ρL1/ρV1 Vs,min10.073=4.43×0.8400.0056+0.130.070+0.603Ls123−0.00220×902.48946.617 整理式子得 Vs,min1=0.2730.078Ls23+0.491 （式4.9） 在操作范围内取若干Ls1值，依式4.9计算，列于表4.15中。

表4.15精馏段漏液线 Ls1/m3/s 0.010 0.020 0.030 0.040 0.050 Vs1/m3/s 0.1920 0.1924 0.1928 0.1931 0.1933 （2）提馏段 由hL2=hW2+hOW=3.520+0.282Ls22/3，uOW2=Vs,min2A0代入漏液点气速式：
uOW2=4.43C00.0056+0.13hL2−hσ2ρL2/ρV2 Vs,min20.073=4.43×0.840.0056+0.133.2520+0.282Ls223−0.00233×551.365123.265 整理式子得 Vs,min2=0.2730.037Ls223+1.436 （式4.10） 在操作范围内取若干Ls2值，依式4.10计算，列于表4.16中。

表4.16提馏段漏液线 Ls2/m3/s 0.010 0.020 0.030 0.040 0.050 Vs2/m3/s 0.3273 0.3275 0.3276 0.3276 0.3277 4.2.9.5液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限线条件，取E≈1.0 依式 hOW=2.84×10−3ELhlW2/3=2.84×10−3E3600Ls,minlW2/3 整理得Ls,min=0.001m3/s 可绘得精馏段负荷性能图，即图4.5所示。

可绘得提馏段负荷性能图，即图4.6所示。

① ⑤ ② ④ ①雾沫夹带线 ②液泛线 ③漏液线 ④液相负荷上限线 ⑤液相负荷下限线 操作点P ③ 图4.5精馏段负荷性能图 图4.6提馏段负荷性能图 4.3环氧乙烷储罐 已知精馏塔中塔釜环氧乙烷摩尔流量为423.970kmol/h 则质量流量qm=18654.662kg/h 则体积流量为qv=qmρ=18654.662871.201=21.413m3/h 设储罐容积为装有一周的环氧乙烷产量，一天8个工作小时，一周5个工作日。

则 V=21.413×8×5=856.520m3 环氧乙烷储罐装载系数的80％计算 则容积为 Vmax=856.5200.8=1070.65m3 选用HG 21502.1-92立式圆筒形固定顶储罐，设计压力2Mpa，公称容积为1000m3，计算容积1100m3，储罐内径11500mm，储罐高度10650mm，总高11891mm，罐底面积103.82m2。

5附属设备选型 5.1精馏塔冷凝器及再沸器 5.1.1冷凝器 有机物蒸汽冷凝器设计选用总传热系数一般范围为 500~1500kcal/(m³·h·℃) (1kcal=4.18J) 本设计取K=1500kcal/(m³·h·℃)=6270kJ/(m³·h·℃) 出料液温度：36℃(饱和气)→36℃(饱和液)，冷凝水：25℃→33℃ 逆流操作∆t1=T2-t1=11℃ ∆t2=T1-t2=3℃ 则∆tm=∆t1−∆t2ln∆t1∆t2=6.157℃ 根据全塔热量衡算得QC=6014114.445kJ/h 所以传热面积为A=QCK∆tm=651.195m2 取安全系数1.04，则所需传热面积A=651.195×1.04=677.243m2 列管式换热器为：DN1200-4.00-709.5-919-6 Ι浮头式换热器 5.1.2再沸器 选用120℃饱和水蒸气加热，总传热系数K=2926 kJ/(m³·h·℃) 料液温度：36℃→40℃ 水蒸气温度：100℃→100℃ 逆流操作∆t1＇=60℃ ∆t2＇=64℃ 则∆Tm=∆t1-∆t2ln∆t1∆t2=61.978℃ 根据全塔热量衡算，得QB=67324374.002kJ/h 所以传热面积为A=QBK∆Tm=371.245m2 取安全系数1.04，则所需传热面积A=371.245×1.04=386.095m2 列管式换热器为：DN1100-4.00-386.1-4519-2 Ι固定管板式 5.2泵 5.2.1环氧乙烷解吸进料泵 取进料液在泵出口和进料口之间的高度差△Z=10m，压强差△p=0，u=1.9m/s 设进料泵至塔顶口所需总直管长为l=12m，忽略原料液在预热器内的阻力。

进料泵至进料口有一个90°标准弯头ξ1=0.75、四个截止阀（全开ξ2=6）和一个调节截（阻力系数为半开的截止阀ξ3=9）。

hf=(λld+ξ)u22g=8.197m 所以进料泵的扬程H=∆Z+∆pρg+∆u22g+hf=18.381m 查标准型号得：IS型单级单吸离心泵型号为：IS50-32-125 5.2.2精馏塔回流泵 取回流塔顶液在泵出口和塔顶口之间的高度差△Z=65m，压强差△p=0，u=1.6m/s，忽略原料液在预热器内的阻力。

hf=(20~30)u22g=3.262m 所以进料泵的扬程H=∆Z+∆pρg+∆u22g+hf=68.392m 查标准型号得：IS型单级单吸离心泵型号为：IS125-100-250 5.3进料管 5.3.1反应器进料管 采用直管进料管。管径dF=4VsπuF 取uF=1.6m/s ρVF=423.666 kgm3 则Vs=FMVFρVF=31566.631×42.385423.663=3158.056m3h 则dF=4Vs3600πuF=0.835m=83.5mm 查得选取，GB/T 8163-2008无缝钢管∅85mm×2.5mm。

5.3.2环氧乙烷吸收塔进料管 采用直管进料管。管径dF=4VsπuF 取uF=1.6m/s ρVF=423.785 kgm3 则Vs=FMVFρVF=31352.931×31.583423.785=2336.608m3h 则dF=4Vs3600πuF=0.517m=51.7mm 查得选取，GB/T 8163-2008无缝钢管∅55mm×2.5mm。

5.3.3环氧乙烷解吸塔进料管 采用直管进料管。管径dF=4VsπuF 取uF=1.6m/s ρLF=746.322 kgm3 则Vs=FMLFρLF=62346.973×18.197746.322=1520.159m3h 则dF=4Vs3600πuF=0.579m=57.9mm 查得选取，GB/T 8163-2008无缝钢管∅60mm×2.5mm。

5.3.4精馏塔进料管 采用直管进料管。管径dF=4VsπuF 取uF=1.6m/s ρVF=80.9191kgm3 则Vs=FMVFρVF=6827.751×42.38580.919=3576.345m3h 则dF=4Vs3600πuF=0.889m=88.9mm 查得选取，GB/T 8163-2008无缝钢管∅90mm×2.5mm。

6车间布置设计 由车间布置的原则一些大型耐腐蚀的设备可布置在室外；
一些笨重且运转时会有严重震感的则布置在底层等布置环氧乙烷工段车间。

表6.1 部分设备之间或设备与墙之间的净距 内容 最小间距/mm 两个卧式换热器之间维修净距 600 两个卧式容器（平行、无操作） 750 立式容器基础至墙 1000 立式换热器法兰至平台边（维修净距） 600 反应器与提供反应热的加热炉 4500 车间布置图详见附录 7自控方案 7.1混合器控制 原料气、致稳气和循环气需要经过混合器充分混合，若原料气、致稳气和循环气在混合器中混合不均匀，会导致氧气浓度过高，容易引起爆炸的危险同时也会降低催化剂的活性。为了保证安全，需要对氧浓度的控制，并且配置防爆安全系统。如若发现浓度过高，立马切断系统。

7.2反应器控制 当反应器的温度和压力过高时，控制反应器的温度和压力是由进料量和循环气的阀门开度来调节，由此可以防止反应器的温度和压力过高而引起的爆炸。

7.3泵的控制 通过控制泵的阀门而稳定进料流量和进料压力。当进料压力过大（过小）或者进料量过大（过小）时，可调节泵的进出口阀，从而稳定进料量和进料压力。

7.4二氧化碳的循环系统控制 可由控制二氧化碳排放量的阀门去控制控制反应器中二氧化碳的累积量和惰性气体的累积量。如果二氧化碳和惰性气体过多会影响反应器中催化剂的活性和环氧乙烷的生产能力。

7.5吸收解吸系统温度串联控制 通过控制冷凝器的温度，从而调节返回至吸收系统的循环气的温度，缓解塔顶的温度和压力，进而控制塔内的液位控制。

7.6精馏塔的控制 控制进料阀门的开度以稳定进料流量；
通过控制塔顶全凝器的温度从而控制塔顶回流罐中回流液的温度，从而稳定塔顶温度；
控制塔顶冷凝器的压力，从而控制塔顶的压力。当压力超过正常范围时，开启泄压阀以保证塔顶压力不超过正常范围；
通过控制塔釜产品环氧乙烷储罐的进料阀以控制塔釜内的液位处于安全值。

8三废处理与安全生产 8.1三废处理 1) 固体废弃物：本设计中固体废弃物主要是催化剂Ag/α-Al2O3，外包给第三方处理公司处理即可。

2) 液体废弃物：本设计中液体废弃物主要是环氧乙烷解吸塔塔釜排出的吸收水和精馏塔精馏出的水，这些水将返回环氧乙烷吸收塔作为吸收剂循环使用，组成闭合循环，减少浪费和污染。

3) 气体废弃物：本设计中主要有环氧乙烷吸收塔中塔顶的出料气体、二氧化碳循环装置中的CO2。环氧乙烷吸收塔中塔顶的出料气体一部分（90%）进入混合器作为循环气，一部分（10%）进入二氧化碳循环装置。而二氧化碳循环系统中的CO2，一部分返回混合器中作为循环气，一部分进行周期性直接排放至储罐，从而制备干冰或者二氧化碳产品。气体废弃物的处理和回收利用，可减少环境的污染。[11] 8.2安全生产措施 1) 混合器配有自动切断设备系统，防止混合气体中氧气浓度过高而发生爆炸。

2) 热交换器安装防爆系统，防止混合气体中氧气浓度过高进入热交换器而发生爆炸。

3) 换热器、离心泵、混合器、阀门等均配有备用设备，生产中出现故障等问题时立刻启用备用设备。

4) 二氧化碳系统会周期性排放部分二氧化碳，避免惰性气体在反应器中的积累。

5) 精馏塔、吸收塔、解吸塔均有温度表和压力表，一旦温度或者压力过高会立马报警，且可以通过控制进料量和出料量的自动阀门从而控制温度和压力。

6) 精馏塔、吸收塔、解吸塔的塔顶配有泄压阀，压力过高时还可以开启泄压阀从而以降低塔顶压力。

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