15万吨年环氧乙烷车间分离精制工段工艺设计
摘
环氧乙烷重机化工产品生产乙二醇环氧乙烷广泛应领域研究意义重目前国生产环氧乙烷工厂未呈饱状态前景十分广阔通催化剂选择性提高改变生产线结构等提高生产力降低成环境污染目前需研究课题
设计15万吨年环氧乙烷车间分离精制工段工艺设计乙烯氧气直接氧化法生产环氧乙烷通计算物料衡算热量衡算进行设备选型车间布置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吸收液进入解吸塔解吸解吸气体进入精馏塔精馏精馏产品纯度达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 150000ta 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 Ta 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 1
11性质途 1
12国国外研究生产形势 1
121国研究生产形势 1
122国外研究生产形势 2
13工业生产工艺 2
131氯醇法 2
132乙烯空气氧化法 2
133乙烯氧气氧化法 2
14工艺流程 3
141反应部分 3
142回收精制部分 3
143反应条件 4
15工艺简图 4
2物料衡算 5
21反应器 5
211条件 5
212进反应器混合气组成 5
213反应器中发生化学反应 5
214物料摩尔质量 5
215计算程 5
22环氧乙烷吸收塔 8
221物料吸收率 8
222条件 8
223计算程 8
23二氧化碳吸收装置 10
231条件 10
232计算程 11
24解吸塔物料衡算 11
241组分解吸率 12
242计算程 12
25精馏塔物料衡算 13
251设计条件 14
252计算程 14
3热量衡算 16
31反应器 16
311进料焓值 17
312出料焓值 17
313总焓变Q 18
32环氧乙烷吸收塔 18
33精馏塔 19
331热容 20
332汽化潜热 20
333进料带入热量 21
334塔顶馏出液热量 21
335塔釜残液热量 21
336塔顶蒸汽带出热量 21
337回流液热量 22
338冷凝器消耗热量 22
339沸器提供热量 22
4设备计算 23
41环氧乙烷吸收塔 23
411塔径 23
412核算操作气速径 23
413填料层高度 23
415填料层压降 26
42精馏塔 27
421塔板数 27
422塔塔板工艺尺寸 30
423塔径 32
424溢流装置 33
425降液宽度降液面积 34
426筛孔数n 36
427塔高 36
428筛板流体力学验算 37
429塔板负荷性图 40
43环氧乙烷储罐 46
5附属设备选型 47
51精馏塔冷凝器沸器 47
511冷凝器 47
512沸器 47
52泵 47
521环氧乙烷解吸进料泵 47
522精馏塔回流泵 48
53进料 48
531反应器进料 48
532环氧乙烷吸收塔进料 48
533环氧乙烷解吸塔进料 49
534精馏塔进料 49
6车间布置设计 50
7控方案 51
71混合器控制 51
72反应器控制 51
73泵控制 51
74二氧化碳循环系统控制 51
75吸收解吸系统温度串联控制 51
76精馏塔控制 51
8三废处理安全生产 52
81三废处理 52
82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带控制点工艺流程图 57
附录3 设备装配图 58
附录4 车间布置图 59
1绪
11性质途
环氧乙烷重机化工产品分子式 C2H4O色透明液体（低温）十分刺激性气味（常温）化学性质非常活泼进行开环加成反应种化合物
环氧乙烷途乙二醇乙二醇工业常常作生产聚酯聚合物原料环氧乙烷生产乙二醇醚二甘醇聚醚元醇乙氧基化合物等产品应汽车洗染石油冶炼电子造纸医药农药纺织等方面研究意义重前景广阔
12国国外研究生产形势
121国研究生产形势
国较早传统工艺乙醇原料氯醇法生产环氧乙烷传统方法会造成较严重环境问题排水会污染环境新研发出直接氧化法生产环氧乙烷效降低生产成提高产品纯度会环境造成破坏优点明显
表11 2012年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
总（）
65
77
99
34
14
表11国2012年中环氧乙烷消费领域乙二醇
国环氧乙烷产分布域十分显著表12知产分布区华东区次东北区华北区
表12 国生产环氧乙烷分布区表[2]
分布区
华东区
东北区
华北区
区
总（）
5865
1429
1000
1641
着国表面活性剂等领域迅猛发展环氧乙烷远满足市场需求环氧乙烷常温常压易燃易爆沸点108℃长途运输安全系数非常低环氧乙烷适长途运输种运输途径环氧乙烷进出口亏买卖市场价值体现乙二醇代表游产品[3]
年国环氧乙烷工业生产原料逐渐趋样化生产技术然引进国外先进技术
表13 生产技术总生产力关系
生产技术
SD工艺技术
Shell工艺技术
Dow工艺技术
占总生产力例（）
5896
2444
1660
目前许外资公司民营公司慢慢崛起投资方越越趋样化生产技术会逐渐样性方发展受原料乙烯资源供应影响商品环氧乙烷生产力断增加产业链设计日趋合理[4]
122国外研究生产形势
着环氧乙烷需求量增加环氧乙烷生产力世界范围增加表14知生产区亚太区中东区北美区
表14 国外生产环氧乙烷分布区表
分布区
亚太区
中东区
北美区
西欧区
中南美区
中东欧区
总（）
406
250
184
111
21
28
Shell公司SD公司UCC公司三家公司世界范围环氧乙烷生产技术全部垄断然环氧乙烷生产技术公司例：德国赫斯公司日触媒公司等垄断三巨头公司相相渺[5]
目前状况言少数公司掌控着环氧乙烷核心生产技术环氧乙烷生产力区越越集中环氧乙烷装置趋研发新型反应器[6]环氧乙烷产越越着市场集中成低物流方便方发展
13工业生产工艺
氯醇法乙烯氧化法现工业生产环氧乙烷方法中乙烯氧化法分两种生产方法分乙烯空气氧化法乙烯氧气氧化法
131氯醇法
CH2CH2+Cl2+H2O→CH2OHCH2Cl+HCl
CH2OHCH2Cl+CaOH2→CH2CH2O+H2O+CaCl2
乙烯氯气系列反应环氧乙烷粗产品精制分馏终产品环氧乙烷
国初氯醇法生产环氧乙烷20世纪70年代时候引进装置生产乙二醇目产物环氧乙烷乙二醇联产装置
然氯醇法会生产程中消耗量氯气会腐蚀设备需购买耐腐蚀设备排出废气会污染环境产品纯度低法达需求氯醇法基工业区淘汰
132乙烯空气氧化法
乙烯空气氧化法工业分反应精制两部分空气作氧化剂
133乙烯氧气氧化法
氧化剂体积浓度95氧气富氧空气乙烯空气氧化法流程体相
表15 两种方法
乙烯空气氧化法
乙烯氧气氧化法
氧化剂
空气
体积浓度95氧气者富氧空气
催化剂选择性
较低
较高
乙烯单耗
较低
较高
反应温度（℃）
240260
200240
工艺流程
较长
较短
安全系数
较高
较低
表15乙烯氧气氧化法增加催化剂寿命环氧乙烷生产程够稳定进行工艺流程较短设备较少建厂投资会减少成降低
乙烯氧气氧化法乙烯空气氧化法相前者优点更优势更现工业环氧乙烷生产采乙烯氧气氧化法
设计乙烯氧气氧化法工艺方案
14工艺流程
设计工艺流程分两部分分反应部分产品回收精制部分[7]
141反应部分
乙烯氧气氮气（作致稳气）充分混合进入热交换器预热200℃240℃进入反应器（设计采列式固定床反应器间通入冷介质放入AgαAl2O3）反应器出口出气体返回热交换器冷进入环氧乙烷吸收塔吸收塔吸收塔顶排出气体90循环回混合器剩10送入二氧化碳循环系统二氧化碳循环系统二氧化碳吸收塔吸收液生塔组成热K2CO3CO2
K2CO3+CO2+H2O↔2KHCO3
142回收精制部分
回收精制部分分两部分：环氧乙烷吸收塔中塔釜出吸收液中环氧乙烷解吸出二解吸出粗产品环氧乙烷进行精制纯度99环氧乙烷
环氧乙烷吸收塔塔釜出料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解吸气塔顶分凝器分凝器冷凝解吸出环氧乙烷外杂质解吸出环氧乙烷进入精馏塔进行精馏处理塔顶蒸出部分水水解吸塔塔釜排出吸收水返回环氧乙烷吸收塔作吸收液循环避免浪费精馏产品环氧乙烷纯度达99
143反应条件
反应
C2H4+12O2→C2H2O
副反应
C2H4+3O2→2CO2+2H2O
表16 反应条件
名称
反应条件
操作温度
200℃～240℃
操作压力
2Mpa
催化剂
AgαAl2O3
助催化剂
碱金属盐类钡盐
抑制剂
添加含氯抑制剂
反应器
列式固定床反应器
生产环氧乙烷条路线现石油路线导采选择性较高催化剂提高环氧乙烷生产力[8]外优化裂解原料结构降低成提高环氧乙烷生产力[9]该银催化剂反应机理银氧吸附反应温度会影响银催化剂活性反应温度越低银催化剂反应活性越高环氧乙烷生产力会增加银催化剂活性会直接影响原料乙烯转化率产品环氧乙烷生产力[10]
15工艺简图
图11工艺简图
2物料衡算
21反应器
图21 物料流程
211条件
乙烯环氧乙烷选择性75乙烯选择性12空速7000h1
原料进入反应器温度200℃反应温度240℃反应压力2Mpa
15万吨年环氧乙烷年工作时间8000时
212进反应器混合气组成
表21进反应器混合气组成
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
含量（mol）
1500
700
1055
5327
1240
063
087
028
213反应器中发生化学反应
反应：
CH2CH2+12O2→C2H4O （式21）
副反应：
CH2CH2+3O2→2CO2+2H2O （式22）
214物料摩尔质量
表22 物料摩尔质量
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
摩尔质量（gmol）
28
32
44
28
40
16
30
18
44
215计算程
基准：选1000kmolh进反应器混合气计算基准
根已知原料气摩尔分数计算时进入反应器物料摩尔流量（见表23）
表23 进料反应器摩尔流量
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
摩尔流量（kmolh）
15000
7000
10550
53270
12400
630
870
280
条件知：乙烯选择性075乙烯转化率012进入反应器原料乙烯摩尔流量150kmolh
式子21
消耗乙烯量150×012×07513500kmolh
消耗氧气量135×056750kmolh
生成环氧乙烷量13500kmolh
式子22
消耗乙烯量150×012×(1−075)4500kmolh
消耗氧气量45×313500kmolh
生成二氧化碳量45×29000kmolh
生成水量45×29000kmolh
未反应乙烯量15013545132000kmolh
未反应氧气量7067513549750kmolh
输出二氧化碳量1055+9114500kmolh
输出水量28+911800kmolh
氮气氩气甲烷乙烷量反应程中发生变化
实际时求环氧乙烷产量
15×107÷800018750kgh426136kmolh
例系数42613613531566
述物料计算值例系数表24表25
表24 反应器进口物料衡算
序号
组分
分子式
分子量
摩尔流量(kmolh)
摩尔分数(mol)
质量流量(kgh)
质量分数(kg)
1
环氧乙烷
C2H4O
44
2
乙烯
C2H4
28
4734900
1500
132577200
1339
3
氧气
O2
32
2209620
700
70707840
714
4
二氧化碳
CO2
44
3330213
1055
146529372
1480
5
氮气
N2
28
16815209
5327
470825852
4755
6
氩气
Ar
40
3914814
1240
156592560
1581
7
甲烷
CH4
16
198866
063
3181856
032
8
乙烷
C2H6
30
274624
087
8238720
083
9
水
H2O
18
88385
028
1590930
016
10
合计
31566631
10000
990244330
10000
表25 反应器出口物料衡算
序号
组分
分子式
分子量
摩尔流量(kmolh)
摩尔分数(mol)
质量流量(kgh)
质量分数(kg)
1
环氧乙烷
C2H4O
44
426141
136
18750204
189
2
乙烯
C2H4
28
4166712
1329
116667936
1178
3
氧气
O2
32
1570409
501
50253072
507
4
二氧化碳
CO2
44
3614307
1153
159029508
1606
5
氮气
N2
28
16815208
5363
470825830
4755
6
氩气
Ar
40
3914184
1248
156567360
1581
7
甲烷
CH4
16
198866
063
3181853
032
8
乙烷
C2H6
30
274624
088
8238726
083
9
水
H2O
18
372479
119
6704618
068
10
合计
31352930
10000
990219107
10000
22环氧乙烷吸收塔
图22 物料流程简图
221物料吸收率
表26 组分吸收率（）
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
吸收率
0050
0010
1300
0005
0001
0010
0002
65294
99600
222条件
水吸收反应器出料气中环氧乙烷
环氧乙烷吸收塔吸收液液气LV2
223计算程
2231塔顶出料气体
输出环氧乙烷量进吸收塔环氧乙烷量×（1环氧乙烷吸收率）
输出环氧乙烷量426141×1996001705kmolh
类推
输出乙烯量4166712kmolh
输出氧气量1570251 kmolh
输出二氧化碳量3567321 kmolh
输出氮气量16814367 kmolh
输出氩气量3914145 kmolh
输出甲烷量198846 kmolh
输出乙烷量274619 kmolh
输出水量129272 kmolh
2232吸收剂量L0
均液气 LV2
入塔气量VN+131352930kmolh
塔顶尾气量V130635155kmolh
均气量V12VN+1+V130994043kmolh
塔底吸收液量L12LN+L0
LNL0+VN+1−V1L0+717775
L12L0+717775+L0L0+3588875
LV2L0+358887530994043
L061629199kmolh
2233塔釜出料吸收液
环氧乙烷量进入吸收塔环氧乙烷量*环氧乙烷吸收率
环氧乙烷量426141×99600424436kmolh
类推
乙烯量2083kmolh
氧气量0157kmolh
二氧化碳量46986kmolh
氮气量0841kmolh
氩气量0039kmolh
甲烷量0020kmolh
乙烷量0005kmolh
水蒸气量吸收剂量+进入吸收塔水蒸气量×水蒸气吸收率61629199+372479×6529461872405kmolh
计算结果汇总列入表27
表27 环氧乙烷吸收塔物料衡算
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（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
1
环氧乙烷
426141
136
1705
001
424436
068
2
乙烯
4166712
1329
4164629
1359
2083
000
3
氧气
1570409
501
1570251
513
0157
000
4
二氧化碳
3614307
1153
3567321
1164
46986
008
5
氮气
16815208
5363
16814367
5489
0841
000
6
氩气
3914184
1248
3914145
1278
0039
000
7
甲烷
198866
063
198846
065
0020
000
8
乙烷
274624
088
274619
090
0005
000
9
水
372479
119
61872405
10000
129272
042
61872405
9924
10
合计
31352930
10000
61872405
10000
30635155
10000
62346973
10000
23二氧化碳吸收装置
图23 物料流程简图
231条件
二氧化碳吸收装置二氧化碳吸收塔二氧化碳吸收液生塔组成该装置化学吸收公式
K2CO3+CO2+H2O⇄2KHCO3
吸收塔排出气体中约90循环10气体进入二氧化碳吸收装置
CO2吸收率018
232计算程
二氧化碳进料量10×3567321356732kmolh
二氧化碳吸收量356732×01864212kmolh
出口物料中二氧化碳量3567326421229252kmolh
组分未吸收物料进料量出料量
计算结果汇总列入表28
表28 二氧化碳吸收装置物料衡算
序号
组分
进料
输出物料
吸收二氧化碳
循环气
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
1
环氧乙烷
0170
001
0170
001
2
乙烯
416463
1359
416463
1389
3
氧气
157025
513
157025
524
4
二氧化碳
356732
1164
64212
100
292520
975
5
氮气
1681437
5489
1681437
5606
6
氩气
391414
1278
391414
1305
7
甲烷
19885
065
19885
066
8
乙烷
27462
090
27462
092
9
水
12927
042
12927
043
10
合计
3063516
10000
64212
100
2999304
10000
24解吸塔物料衡算
图24 物料流程简图
241组分解吸率
表29 组分解吸率（）
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
吸收率
0060
0010
1200
0005
0001
0010
0002
10349
99900
242计算程
2421塔顶出口气体
输出环氧乙烷量进解吸塔环氧乙烷量×环氧乙烷解吸率
输出环氧乙烷量424436×99900424012kmolh
类推
输出乙烯量≈0kmolh
输出氧气量≈0 kmolh
输出二氧化碳量0564 kmolh
输出氮气量≈0 kmolh
输出氩气量≈0 kmolh
输出甲烷量≈0kmolh
输出乙烷量≈0kmolh
输出水量6403175 kmolh
2422塔釜出口解吸液
环氧乙烷量进入吸收塔环氧乙烷量×（1环氧乙烷解吸率）
环氧乙烷量426141×(199600)0424kmolh
类推
乙烯量2083kmolh
氧气量0157kmolh
二氧化碳量46422kmolh
氮气量0841kmolh
氩气量0039kmolh
甲烷量0020kmolh
乙烷量0005kmolh
水蒸气量55469230 kmolh
计算结果汇总列入表210
表210 解吸塔物料衡算结果汇总
组分
进料
出口解吸液
出口气体
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
环氧乙烷
424436
0681
0424
0001
424012
6210
乙烯
2083
0003
2083
0004
0001
0000
二氧化碳
46986
0075
46422
0084
0564
0008
氮气
0841
0001
0841
0002
0000
0000
H2O
61872405
99239
55469230
99910
6403175
93782
合计
62346973
100000
55519222
100000
6827752
100000
25精馏塔物料衡算
图25 物料流程简图
251设计条件
已知分离求水塔顶回收率9999环氧乙烷塔釜回收率9999
252计算程
根清晰分割设水轻关键组分环氧乙烷重关键组分dCO20
φLK9999 ⇒ dH2O9999×64031756402535kmolh
∴wH2O640317564025350640kmolh
φHK9999 ⇒ dC2H4O9999×424012423970kmolh
∴wH2O4240124239700042kmolh
∴DdH2O+dC2H4O+dCO26402577kmolh
⇒WFD68277516402577425174kmolh
∴xH2ODdH2OD640253564025779999
∴xH2OWwH2OW0640425174100
类推计算结果汇入总表211精馏塔物料衡算
表211精馏塔物料衡算
组分
进料
塔顶
塔釜
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
环氧乙烷
424012
621
0042
00007
423970
9972
二氧化碳
0564
001
0000
00000
0564
0013
H2O
6403175
9378
6402535
999993
0640
0015
合计
6827751
10000
6402577
10000
425174
10000
表211知塔釜产品质量流量质量分数表212
表212塔釜产品质量流量质量分数
序号
物料
质量流量（kgh）
质量分数
1
环氧乙烷
18654662
9972
2
二氧化碳
24809
013
3
水
28174
015
4
合计
18707645
10000
环氧乙烷产品纯度99
3热量衡算
31反应器
图31 热量衡算简图
原料气体进入反应器温度200℃反应温度240℃反应压力2Mpa
公式
QΔHniHi出niHi进 （式31）
进入反应器物料热焓：
niHi进i1nniΔHf298K⊝+T1298KniCpidT+i1nΔHi298K （式32）
出反应器物料热焓：
niHi出i1nniΔHf298K⊝+298KT2niCpidT+i1nΔHi298K＇ （式33）
式中ni组分i摩尔流量kmolhΔHf298K⊝组分i标准生成热kJmolCpi组分i等压热容kJ(mol∙K)ΔHi298K进料组分i基准温度进料相态变基准相态时相变热kJmolΔHi298K＇出料组分i基准温度基准相态变出料相态时相变热kJmol
查组分等压热容见表31：
表31 组分等压热容
组分
C2H4
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
Cpi200℃(kJ(kmol∙K))
17629
22486
09741
10260
10740
05298
01226
25476
46023
Cpi240℃(kJ(kmol∙K))
00444
23555
09852
10458
10776
00537
29454
26925
22676
查组分标准生成热见表32
表32 组分标准生成热
组分
C2H4
CO2
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
ΔHf298K⊝kJkmol
52283
393511
74847
84667
241825
526
311进料焓值
式子31：
ΔHO2nO2HO20+nO2CpO220025+0376668397 kJmol
类推计算组分计算结果见表33
表33 组分进料焓值
物料
ΔHf298K⊝kJkmol
nmol
nΔHf298K⊝kJ
Cpi200℃kJ(kmol∙K)
nCpkJK
nCpΔTkJ
ΔHi kJkmol
环氧乙烷
52600
乙烯
52283
4734900
247554777
22486
10646896
1863206825
2110761601
氧气
2209620
09741
2152391
376668397
376668397
二氧化碳
393511
3330213
1310475448
10260
3416799
597939744
712535704
氮气
16815209
10740
18059534
3160418532
3160418532
氩气
3914814
05298
2074068
362961980
362961980
甲烷
74847
198866
14884524
01226
24381
4266670
10617853
乙烷
84667
274624
23251590
25476
699632
122435618
99184028
水
241825
88385
21373703
46023
406774
71185500
49811797
总进料焓值niHi进ΔHi 5436652778 kJkmol
312出料焓值
式子32：
ΔHO2nO2HO20+nO2CpO224025+0332640788 kJmol
类推计算组分计算结果见表34
表34 组分出料焓值
物料
ΔHf298K⊝kJkmol
nmol
nΔHf298K⊝kJ
Cpi240℃kJ(kmol∙K)
nCpkJK
nCpΔTkJ
ΔHi kJkmol
环氧乙烷
52600
426141
22415017
00444
18921
4067942
18347075
乙烯
52283
4166712
217848203
23555
9814690
2110158375
2328006578
氧气
1570409
09852
1547166
332640788
332640788
二氧化碳
393511
3614307
1422269562
10458
3779842
812666086
609603476
氮气
16815208
10776
18120068
3895814697
3895814697
氩气
3914184
00537
210192
45191211
45191211
甲烷
74847
198866
14884509
29454
585739
125933955
111049447
乙烷
84667
274624
23251607
26925
739426
158976517
135724909
水
241825
372479
90074686
22676
844633
181596079
91521393
总出料焓值niHi进ΔHi 6311998473 kJkmol
313总焓变Q
式子33QΔHniHi出niHi进875345695kJkmol
32环氧乙烷吸收塔
图32 热量衡算简图
查手册环氧乙烷微分溶解热（环氧乙烷蒸汽冷凝热+水溶解热）
Hd285407+168957454364kJmol
水均热容CpL45436kJ(mol∙℃)
tntn1+(HdCpL)(xnxn1)
25+(45436445436)∆X
设X取0000~0008间求t
X0000时
tn25+(45436445436)×025℃
计算结果汇入表35
表35 浓度吸收液温度相衡
X
tL℃
EkPa
m
Y*×103
0000
25000
211525
2088
0000
0001
26000
222976
2201
2201
0002
27000
234963
2319
4639
0003
28000
247509
2443
7330
0004
29000
260635
2573
10292
0005
30000
274364
2708
13542
0006
31000
288718
2850
17101
0007
32000
303721
2998
20988
0008
33000
319399
3153
25224
33精馏塔
图33热量衡算简图
331热容
3311塔顶热容
已知tD20℃查cpD水1417kJ(kg∙℃)25502kJ(kmol∙℃)
cpD环氧乙烷0891kJ(kg∙℃)39208kJ(kmol∙℃)
塔顶馏出液热容
cpDxD水cpD水+xD环氧乙烷cpD环氧乙烷25502kJ(kmol∙℃)
3312进料热容
已知tF36℃查cpF水1425kJ(kg∙℃)25655kJ(kmol∙℃)
cpF环氧乙烷0948kJ(kg∙℃)41716kJ(kmol∙℃)
cpF二氧化碳1299kJ(kg∙℃)57166kJ(kmol∙℃)
进料液热容
cpFxF水cpF水+xF环氧乙烷cpF环氧乙烷+xF二氧化碳cpF二氧化碳26655kJ(kmol∙℃)
3313塔釜热容
已知tW245℃查
cpW水1752kJ(kg∙℃)31540kJ(kmol∙℃)
cpW环氧乙烷1702kJ(kg∙℃)74884kJ(kmol∙℃)
cpW二氧化碳1789kJ(kg∙℃)78712kJ(kmol∙℃)
塔釜残液热容
cpWxW水cpW水+xW环氧乙烷cpW环氧乙烷+xW二氧化碳cpW二氧化碳74823kJ(kmol∙℃)
精馏段液相均热容cp1cpD×cpF26073kJ(kmol∙℃)
提馏段液相均热容cp2cpF×cpW44659kJ(kmol∙℃)
332汽化潜热
3321塔顶汽化潜热
已知tD20℃查γD水2483697 kJkg γD环氧乙烷570814kJkg
塔顶馏出液汽化潜热
γDxD水γD水+xD环氧乙烷γD环氧乙烷2483684kJkg
3322进料汽化潜热
已知tF36℃查
γF水2416731kJkg γF环氧乙烷553958kJkg γF二氧化碳102656kJkg
进料液汽化潜热
γFxF水γF水+xF环氧乙烷γF环氧乙烷+xF二氧化碳γF二氧化碳2300858kJkg
3323塔釜汽化潜热
已知tW245℃查
γW水1841777kJkg γW环氧乙烷333773kJkg γW二氧化碳87624kJkg
塔釜残液汽化潜热
γWxW水γW水+xW环氧乙烷γW环氧乙烷+xW二氧化碳γW二氧化碳335717kJkg
333进料带入热量
QFFcpFtF6551873021kJh
334塔顶馏出液热量
QDDcpDtD3265633374kJh
335塔釜残液热量
QWWcpWtW7794171604kJh
336塔顶蒸汽带出热量
塔顶蒸汽露点温度20℃
塔顶蒸汽带出热量
QVDR+1cpDtD+γDMVD608272861727kJh
337回流液热量
塔顶蒸汽泡点温度20℃
塔顶蒸汽带出热量QRLcpDtR3595788908kJh
338冷凝器消耗热量
QCQVQRQD601411439445kJh
339沸器提供热量
塔釜热损失10Q损01QBQB+QFQC+QW+Q损+QD
沸器实际热负荷09QBQC+QW+QDQF
计算：QB673243746002kJh
计算结果汇入表36
表36 热量衡算计算结果
项目
进料
冷凝器
塔顶馏出液
塔底残液
沸器
均热容[kJ(kmol∙℃)]
26655
25502
74823
热量Q(kJh)
6552×106
6014×108
3266×106
7794×106
6732×108
4设备计算
41环氧乙烷吸收塔
411塔径
已知：填料总体积表面积at115m2m3
填料层空隙率ε089
气相密度ρV2712kgm3
液相密度ρL1005596kgm3
液体黏度μL1005mPa∙s
根贝恩霍根关联式
loguF2gatε3ρVρLμL02AKωLωV14ρVρL18
已知代入AKωLωV14ρVρL180639
uF2gatε3ρVρLμL020230
uF2283ms
取泛点率085u085uF085×22831941ms
塔径DVsπ4u1123m 圆整塔径D12m
412核算操作气速径
u4Vsπu1699ms
uuF169922830744 散装填料泛点率验值06~085
Dd1200383158 符合求
413液体喷淋密度验算
取润湿速率LWmin008m3(m∙h)
UminLWminat920m3(m2∙h)
ULh0785D29870m3(m2∙h)≥Umin
∴满足喷淋密度求
413填料层高度
4131传质单元数
物料衡算知V31352930kmolh L61872405kmolh
X10681 X20 Y10006 Y21359
查1013kPa25℃环氧乙烷水中溶解度H0168kmol(m3∙kPa)
相衡常数mEPρLHMSP3259
解吸子SmVL0651
传质单元数NOG11Sln1SY1mX2Y2mX1+S2441
4132传质单元高度
气体质量通量UVVρvπ4D275206536kg(m2∙h)
液体质量通量ULLρLπ4D254666431849kg(m2∙h)
通气体常数R8314(m3∙kPa)(kmol∙K)
重力加速度g981ms2127×108mh2
查 1013kPa 20℃气体黏度μV0003kg(m∙h)
液体黏度μL3240kg(m∙h)
气相密度ρV2712kgm3
液相密度ρL1005596kgm3
液体表面张力σL933120kgh2
液相扩散系数DV000026m2s
查1013kPa 0℃环氧乙烷空气中扩散系数D00104m2s
1013kPa 20℃环氧乙烷空气中扩散系数DVD0P0PTT0320118m2s
查表41聚丙烯界表面张力σc33mN∙m1427680kgh2
表41 常见材质界表面张力值
材质
碳
瓷
玻璃
聚丙烯
钢
表面张力 mN∙m1
56
61
73
33
75
查表42填料形状系数ψ145
表42常见填料形状系数
填料类型
球形
棒形
拉西环
弧鞍
开孔环
Ψ
072
075
1
119
145
根修正恩田公式
κG0237UVatμV07μVρVDV13atDVRTψ11 （式41）
κL00095ULaWμL23μLρLDL12μLgρL13ψ04 （式42）
κGaκGaW （式43）
κLaκLaW （式44）
中 aWat1exp145σcσL075ULatμL01UL2atρL2g005UL2ρLσLat02 （式45）
式45aWat0998 ⇒ aW114743m2m3
式41κG2230kmol(m2∙h∙kPa)
式42κL0001mh
式43κGa255905kmol(m3∙h∙kPa)
式44κLa0077(1h)
05uF1137>u需校正修正恩田公式
κGa＇1+95uuF0514κGa815015kmol(m3∙h∙kPa)
κLa＇1+26uuF0522κLa0097(1h)
KGa11κGa＇+1HκLa＇0016kmol(m3∙h∙kPa)
HOGVBKYaΩVBKGaPΩ4676m
4143填料层高度
ZHOGNOG4676×244111412m
取25富余量取填料层高度Z＇12Z13694m
415填料层压降
埃克特通压降关联图（图41）进行计算
图41埃克特通压降关联图
横坐标ωLωVρVρL120031
查压降填料子ϕP114m1
坐标u2ϕPψgρVρLμL020216
查图41∆PZ1962Pam
∆P26868kPa
计算结果汇入表43
表43环氧乙烷吸收塔数总表
名称
环氧乙烷吸收塔
操作气速(ms)
1933
塔径(m)
12
核算径
3158
喷淋密度m3(m2∙ℎ)
9870
传质单元高度(m)
4676
传质单元数
2441
填料层高度(m)
13694
压降(kPa)
26868
42精馏塔
421塔板数
根安托公式
lnpABT+C
水：A796681 B166821 C2280
环氧乙烷：A740783 B118131 C25060
二氧化碳：A764177 B128407 C268432
4211进料温度
进料压力P240KPa温度63℃安托公式计算结果汇入表44
表44组分饱蒸汽压k值相挥发度
组成
塔进料气相组成（）
饱蒸汽压
Ki
塔进料液相组成
aij
水
93782
149832
0624
00995
1602
环氧乙烷
6210
220159
0917
00001
1000
二氧化碳
0008
249061
1038
09037
1188
y1K1+y2K2+y3K310033误差0010001间进料温度tF63℃
4212塔底温度
塔底压力P362KPa温度245℃安托公式计算结果汇入表45
表45塔底组分饱蒸汽压k值相挥发度
组成
塔底气相组成
饱蒸汽压
Ki
塔底液相组成
aij
水
0002
308248
0852
0015
1174
环氧乙烷
0997
354627
0980
0907
1000
二氧化碳
0001
407157
1125
0087
0889
y1K1+y2K2+y3K310052误差0010001间塔底温度tW380℃
4213塔顶温度
塔顶压力P118Kpa温度20℃安托公式计算结果汇入表46
表46塔顶组分饱蒸汽压k值相挥发度
组成
塔顶气相组成
饱蒸汽压
Ki
塔顶液相组成
aij
水
1000
117388
1008
1000
1005
环氧乙烷
0000
187749
1387
0000
1000
y1K1+y2K210095误差0010001间进料温度tD102℃
查
进料挥发度：aF1188
塔顶挥发度：aD1003
塔底挥发度：aW1021
相挥发度：a3aFaDaw 1068
4214精馏塔塔板数
芬斯克公式
NmlgxLxxHxDxLxxHxWlgα44485
αixiFαiθ1q0
述公式求θ1999
回流
RmαixiDmαiθ11001
实际回流
R11Rm1101
精馏段升蒸汽压
VR+1D13452455kmolh
精馏段降液体量
LRD7049878 kmolh
提馏段升蒸汽量
V＇V+q1F13877629kmolh
提馏段降液体量
L＇L+qF7049878 kmolh
4215理塔板数
简捷法：
Rmin1001R1011
Nmin44485
R−RminR+10254
吉利兰图（图42）查N−NminN+2042
图42 吉利兰图
∴全塔理板数N78146
4216进料位置
NRmNSmlogxLxHDxHxLFlogxLxHFxHxLW1000
NS+NRN78146 NRmNSmNRNS1000
NS39073 NR39073
4217实际塔板数确定
取全塔效率ET08 实际塔板数NP98块
第50块板进料
422塔塔板工艺尺寸
4221均相分子质量Mm
（1）塔顶
MLDm18094kgkmol
MVDm18000kgkmol
（2）塔釜
MVWm43646kgkmol
MLWm44022kgkmol
（3）进料
MVFm42385kgkmol
MLFm41557kgkmol
Mvm1MvDm+MvFm230193 kgkmol
Mvm2MvWm+MvFm243016 kgkmol
MLm1MLDm+MLFm229826kgkmol
MLm2MLWm+MLFm242789 kgkmol
4322均密度
（1）液相
进料F：查
tF 63℃时环氧乙烷密度ρF14972448kgm3 水密度ρF28215682kgm3 二氧化碳密度ρF38520640kgm3
1ρF00064972448+09388215682+00088520640
ρF8500544kgm3
残液W：查
tW 245℃时环氧乙烷密度ρw12339840kgm3 水密度ρw25922482kgm3 二氧化碳ρw37111220kgm3
1ρW09972339840+00025922482+00017111220
ρW2526765kgm3
馏出液D：查
tD 20℃时环氧乙烷密度ρD17422269kgm3 水密度ρD29549263kgm3
1ρD00007422269+10009549263
ρD9549245 kgm3
ρL1ρF+ρD2902489kgm3 ρL2ρF+ρW2551365kgm3
（2）汽相
进料F：环氧乙烷密度ρF1928030kgm3 水密度ρF2148289kgm3 二氧化碳密度ρF31351253kgm3
ρF809191kgm3
馏出液D：环氧乙烷密度ρD1239942kgm3 水密度ρD206350kgm3
ρD123146kgm3
残液W：环氧乙烷密度ρw11667470kgm3 水密度ρw21172855kgm3 二氧化碳ρw32127989kgm3
ρW1656105kgm3
ρV1ρF+ρD246617kgm3 ρV2ρF+ρw2123265kgm3
423塔径
4231精馏段
已知
LS1L1ρL1ML1L3600ρL10065m3s
VS1V1ρV1MV1V3600ρV10526m3s
横坐标Ls1Vs1ρL1ρV1050541
初选板间距HT045m hL007m
HThL038m
查史密斯关系图（图43）C200068
图43史密斯关系图
校正表面张力σ2479mNm
C1C20(σ20)020071 uf1C1ρL1ρV1ρV10304ms
取安全系数080
u108uf10243ms
塔径
D4Vs1πu11659m
标准塔径圆整18m
塔横截面积
AT1π4D22162m2
4232提馏段
已知
LS2L2ρL2ML2L3600ρL20152kmols
VS2V2ρV2MV2V3600ρV20198kmols
横坐标Ls2Vs2ρL2ρV2050981
初选板间距HT045m hL007m
HThL038m
查史密斯关系图（图43）C200096 校正表面张力σ1608mNm
C2C20(σ20)020146 uf2C2ρL2ρV2ρV20271ms
取安全系数080
u208uf20217ms
塔径
D4VS2πu21078m
标准塔径圆整12m
塔横截面积AT2π4D20912m2
计算结果汇入表47
表47塔径相关数
项目
精馏段(1)
提馏段(2)
板间距HT(m)
045
045
板清液层高度hL(m)
007
007
塔径D (m)
18
12
塔横截面积AT(m2)
2162
0912
空塔气速(ms)
0243
0217
424溢流装置
单流型弓形降液行受液盘行溢流堰设进口堰
4241溢流堰长lW
取堰长
lw0647D0647×181165m
4242出口堰高hW
（1）精馏段
堰高hOW1弗兰斯公式计算
hOW1284×103E(LS1lW)230000414m
堰高
hW1hL−hOW1007−00004140070m
（2）提馏段
堰高
hOW2284×103E(LS2lW)230000731m
堰高
hW2hL−hOW2007−00007310069m
425降液宽度降液面积
已知lWD0647查弓形降液参数图（图44）WdD0140 AfAT0110
图44弓形降液参数图
Wd014D0252m Af011AT0238m2
4251精馏段
计算降液停留时间验算降液面积
τ1AfHTLs14960>（3~5）s
4252提馏段
计算降液停留时间验算降液面积
τ2AfHTLs23520>（3~5）s
4253降液底隙高度
（1）精馏段
取
h01hW1−00060064m
液体流底隙流速
u＇01Ls1lWh010109ms
（2）提馏段
取
h02hW2−00060063m
液体流底隙流速
u＇02Ls2lWh020206ms
4254塔板布置
取边缘区宽度Wc005m Ws01m
中rD2−Wc085m xD2−(Wd+Ws)0548m
Aa2[xr2x2+π180r2sin1(xr)]0727m2
计算结果汇入表48
表48溢流装置相关数
项目
精馏段
提馏段
溢流型式
单流型弓形降液
堰长lW(m)
1165
1165
溢流堰高hW(m)
0070
0069
降液截面积Af(m2)
0238
0238
溢流堰宽度Wd(m)
0252
0252
停留时间τ(s)
4960
3520
底隙h0(m)
0064
0063
426筛孔数n
取筛孔孔径d05mm正三角形排列般碳钢板厚δ3mm取td030
孔中心距
t30×d0150mm
塔板筛孔数
n1158×103t2Aa3743
塔板开孔区开孔率
φA0Aa0907(td0)209073021008（5~15范围）
层塔板开孔面积A0
A0φAa0073m2
（1）精馏段
气体通筛板气速：u01Vs1A07176ms
（2）提馏段
气体通筛板气速u02Vs2A02703ms
427塔高
98块板安装12孔孔径600mm第块塔塔顶1m塔釜2m裙座取2m
H98×06+12×06+2+2+171m
总计算结果汇入表49
表49塔数汇总
序号
项目
计算数
备注
精馏段
提馏段
1
理塔板数（块）
22
22
2
实际塔板数（块）
49
49
3
板间距HT(m)
045
045
4
板清液层高度hL(m)
007
007
5
塔径D (m)
18
12
6
踏板类型
单溢流弓形降液
7
塔横截面积AT(m2)
2162
0912
8
空塔气速(ms)
0243
0217
9
堰长lW(m)
1165
1165
10
溢流堰高hW(m)
0070
0069
11
筛孔数
3743
12
筛板气速
7176
2703
13
孔心距mm
15
15
排孔心距
14
单板压降
07
07
15
降液截面积Af(m2)
0238
0238
16
溢流堰宽度Wd(m)
0252
0252
17
停留时间τ(s)
4960
3520
18
底隙h0(m)
0064
0063
19
塔高(m)
71
428筛板流体力学验算
4281气体通筛板压降相液柱高度
hphc+h1+hσ
a干板压降相液柱高度
根d0δ53167查干筛孔流量系数图C0084
（1）精馏段
hc10051uO1C02ρV1ρL10019m
（2）提馏段
hc20051u02C02ρV2ρL20012m
b气流穿板液层压降相液柱高度
（1）精馏段
已知ua1Vs1ATAf0273ms Fa1ua1ρV11867
充气系数ε0Fa关联图ε010575
h11ε01hL06×0070040m
（2）提馏段
已知ua2Vs2ATAf0103ms Fa2ua2ρV21143
充气系数ε0Fa关联图ε020640
h12ε02hL064×0070045m
c克服液体表面张力压降相液柱高度
（1）精馏段
式
hσ14σ1ρL1gd0000220m
（2）提馏段
式
hσ24σ2ρL2gd0000233m
hphc+h1+hσ
（1）精馏段
hp1hc1+h11+hσ10062m
单板压降 △pp1hp1ρL1g55658Pa<07kPa（设计允许值）
（2）提馏段
hp2hc2+h12+hσ20059m
单板压降 △pp2hp2ρL2g32498Pa<07kPa（设计允许值）
4282雾沫夹带量验算
（1）精馏段
式ev157×106σ1ua1HThf322257×10−7kg液kg气
（2）提馏段
式ev257×106σ2ua2HThf321530×10−9kg液kg气
ev1ev2<01kg液kg气设计负荷会发生量雾沫夹带
4283漏液验算
（1）精馏段
式
uOW144C000056+013hLhσ1ρL1ρV13637ms
筛板稳定性系数K1uo1uOW11973（>15）
（2）提馏段
式
uOW244C000056+013hLhσ2ρL2ρV21739ms
筛板稳定性系数K2uo2uOW21555（>15）
K1K2>15设计负荷会产生量漏液
4284液泛验算
防止降液液泛发生应降液中清液层高度Hd≤Φ（HT+hW）
Hdhp+hL+hd
（1）精馏段
hd10153Ls1lWh012000117m
Hd1hp1+hL+hd10133m
取ϕ05ϕHT+hW10260m
Hd1≤ϕ(hT+hW1)设计负荷精馏段会发生液泛
（2）提馏段
hd20153Ls2lWh0220007m
Hd2hp2+hL+hd20135m
取ϕ05ϕHT+hW20260m
Hd2≤ϕ(hT+hW2)设计负荷提馏段会发生液泛
∴设计负荷精馏塔会发生液泛
根塔板流体力学验算认精馏塔塔径工艺尺寸合适
计算结果汇入表410
表410筛板流体力学相关数
项目
精馏段
提馏段
干板阻力hc(m)
0019
0012
气体通液层阻力h1(m)
0040
0045
液体表面张力阻力hσ(m)
000220
000233
单板压降△pp(Pa)
55658
32498
雾沫夹带量ev(kg液kg气)
2257×10−7
1530×10−9
筛板稳定系数K
1973
1555
降液中清液层高度Hd(m)
000117
0007
429塔板负荷性图
4291雾沫夹带线
泛点率Vs1ρV1ρL1−ρV1+136Ls1ZLKCFAb×100
板液体流长度ZLD2WD1296m
（1）精馏段
板液流面积AbAT2Af1686m2
取物性系数K1000泛点负荷系数CF0120
泛点率80计算
08Vs146617902489−46617+136×0065×Ls11000×0120×1686
整理
Vs106947552Ls1 （式45）
操作范围取Ls1值式45列表411中
表411精馏段雾沫夹带线
Ls1m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs1m3s
0618
0543
0467
0392
0316
（2）提馏段
板液流面积AbAT2Af1686m2
取物性系数K1000泛点负荷系数CF0120
泛点率80计算
08Vs1123265551365123265+136×0152×Ls110×012×1933
整理
Vs105335800Ls1 （式46）
操作范围取Ls2值式46列表412中
表412提馏段雾沫夹带线
Ls2m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs2m3s
0475
0417
0359
0301
0243
4292液泛线
Hdhp+hL+hd Hd1≤∅hT+hW1
式联立
ϕHT+hW1hp+hW+hOW+hd
似取E≈1000lW1165m
hOW284×10−3E3600LslW230603Ls23
（1）精馏段
hc10051u01C02ρV1ρL10051Vs2C0A02ρV2ρL20019Vs12
h11ε01hW1+hOW10040+0347Ls123
hp1hc1+h11+hσ1
hp10019Vs12+0040+0347Ls123
式hd10153Ls1lWh0120279Ls12
HT045mhW10070mϕ05代入式
05×045+00700019Vs12+0040+0347Ls123+000220+0347Ls123+0279Ls12
整理
Vs127779−18263Ls123−14684Ls12 （式47）
操作范围取干Ls1值式47计算列表413中
表413精馏段液泛线
Ls1m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs1m3s
2632
2535
2450
2371
2294
（1）提馏段
hc20051u02C02ρV2ρL20051Vs2C0A02ρV2ρL20019Vs22
h12ε02hW2+hOW20044+0386Ls223
hp2hc2+h12+hσ2
hp20019Vs22+0044+0386Ls223
式
hd20153Ls2lWh0220282Ls22
HT045mhW20069mϕ05代入
05×045+00690019Vs22+0044+0386Ls223+000233+0386Ls223+0282Ls22
整理
Vs227562−20316Ls223−148421Ls22 （式48）
操作范围取干Ls2值式48计算列表414中
表414提馏段液泛线
Ls2m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs2m3s
2572
2462
2364
2272
2183
4293液相负荷限线（3）
取液体降液中停留时间τ3s
（1）精馏段
Lsmax1HTAfτ045×023830036m3s
（2）提馏段
Lsmax2HTAfτ045×023830036m3s
4294漏液线（4）
（1）精馏段
hL1hW1+hOW0070+0603Ls123uOW1Vsmin1A0
代入漏液点气速式
uOW1443C000056+013hL1−hσ1ρL1ρV1
Vsmin10073443×084000056+0130070+0603Ls123−000220×90248946617
整理式子
Vsmin102730078Ls23+0491 （式49）
操作范围取干Ls1值式49计算列表415中
表415精馏段漏液线
Ls1m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs1m3s
01920
01924
01928
01931
01933
（2）提馏段
hL2hW2+hOW3520+0282Ls223uOW2Vsmin2A0代入漏液点气速式：
uOW2443C000056+013hL2−hσ2ρL2ρV2
Vsmin20073443×08400056+01332520+0282Ls223−000233×551365123265
整理式子
Vsmin202730037Ls223+1436 （式410）
操作范围取干Ls2值式410计算列表416中
表416提馏段漏液线
Ls2m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs2m3s
03273
03275
03276
03276
03277
4295液相负荷限线（5）
取堰堰液层高度hOW0006m作液相负荷限线条件取E≈10
式
hOW284×10−3ELhlW23284×10−3E3600LsminlW23
整理Lsmin0001m3s
绘精馏段负荷性图图45示
绘提馏段负荷性图图46示
①
⑤
②
④
①雾沫夹带线 ②液泛线 ③漏液线 ④液相负荷限线 ⑤液相负荷限线
操作点P
③
图45精馏段负荷性图
图46提馏段负荷性图
43环氧乙烷储罐
已知精馏塔中塔釜环氧乙烷摩尔流量423970kmolh
质量流量qm18654662kgh
体积流量qvqmρ1865466287120121413m3h
设储罐容积装周环氧乙烷产量天8工作时周5工作日
V21413×8×5856520m3
环氧乙烷储罐装载系数80％计算
容积
Vmax85652008107065m3
选HG 21502192立式圆筒形固定顶储罐设计压力2Mpa公称容积1000m3计算容积1100m3储罐径11500mm储罐高度10650mm总高11891mm罐底面积10382m2
5附属设备选型
51精馏塔冷凝器沸器
511冷凝器
机物蒸汽冷凝器设计选总传热系数般范围
500~1500kcal(m³·h·℃) (1kcal418J)
设计取K1500kcal(m³·h·℃)6270kJ(m³·h·℃)
出料液温度：36℃(饱气)→36℃(饱液)冷凝水：25℃→33℃
逆流操作∆t1T2t111℃ ∆t2T1t23℃
∆tm∆t1−∆t2ln∆t1∆t26157℃
根全塔热量衡算QC6014114445kJh
传热面积AQCK∆tm651195m2
取安全系数104需传热面积A651195×104677243m2
列式换热器：DN120040070959196 Ι浮头式换热器
512沸器
选120℃饱水蒸气加热总传热系数K2926 kJ(m³·h·℃)
料液温度：36℃→40℃ 水蒸气温度：100℃→100℃
逆流操作∆t1＇60℃ ∆t2＇64℃
∆Tm∆t1∆t2ln∆t1∆t261978℃
根全塔热量衡算QB67324374002kJh
传热面积AQBK∆Tm371245m2
取安全系数104需传热面积A371245×104386095m2
列式换热器：DN1100400386145192 Ι固定板式
52泵
521环氧乙烷解吸进料泵
取进料液泵出口进料口间高度差△Z10m压强差△p0u19ms
设进料泵塔顶口需总直长l12m忽略原料液预热器阻力
进料泵进料口90°标准弯头ξ1075四截止阀（全开ξ26）调节截（阻力系数半开截止阀ξ39）
hf(λld+ξ)u22g8197m
进料泵扬程H∆Z+∆pρg+∆u22g+hf18381m
查标准型号：IS型单级单吸离心泵型号：IS5032125
522精馏塔回流泵
取回流塔顶液泵出口塔顶口间高度差△Z65m压强差△p0u16ms忽略原料液预热器阻力
hf(20~30)u22g3262m
进料泵扬程H∆Z+∆pρg+∆u22g+hf68392m
查标准型号：IS型单级单吸离心泵型号：IS125100250
53进料
531反应器进料
采直进料径dF4VsπuF
取uF16ms ρVF423666 kgm3
VsFMVFρVF31566631×423854236633158056m3h
dF4Vs3600πuF0835m835mm
查选取GBT 81632008缝钢∅85mm×25mm
532环氧乙烷吸收塔进料
采直进料径dF4VsπuF
取uF16ms ρVF423785 kgm3
VsFMVFρVF31352931×315834237852336608m3h
dF4Vs3600πuF0517m517mm
查选取GBT 81632008缝钢∅55mm×25mm
533环氧乙烷解吸塔进料
采直进料径dF4VsπuF
取uF16ms ρLF746322 kgm3
VsFMLFρLF62346973×181977463221520159m3h
dF4Vs3600πuF0579m579mm
查选取GBT 81632008缝钢∅60mm×25mm
534精馏塔进料
采直进料径dF4VsπuF
取uF16ms ρVF809191kgm3
VsFMVFρVF6827751×42385809193576345m3h
dF4Vs3600πuF0889m889mm
查选取GBT 81632008缝钢∅90mm×25mm
6车间布置设计
车间布置原型耐腐蚀设备布置室外笨重运转时会严重震感布置底层等布置环氧乙烷工段车间
表61 部分设备间设备墙间净距
容
间距mm
两卧式换热器间维修净距
600
两卧式容器（行操作）
750
立式容器基础墙
1000
立式换热器法兰台边（维修净距）
600
反应器提供反应热加热炉
4500
车间布置图详见附录
7控方案
71混合器控制
原料气致稳气循环气需混合器充分混合原料气致稳气循环气混合器中混合均匀会导致氧气浓度高容易引起爆炸危险时会降低催化剂活性保证安全需氧浓度控制配置防爆安全系统发现浓度高立马切断系统
72反应器控制
反应器温度压力高时控制反应器温度压力进料量循环气阀门开度调节防止反应器温度压力高引起爆炸
73泵控制
通控制泵阀门稳定进料流量进料压力进料压力（）者进料量（）时调节泵进出口阀稳定进料量进料压力
74二氧化碳循环系统控制
控制二氧化碳排放量阀门控制控制反应器中二氧化碳累积量惰性气体累积量果二氧化碳惰性气体会影响反应器中催化剂活性环氧乙烷生产力
75吸收解吸系统温度串联控制
通控制冷凝器温度调节返回吸收系统循环气温度缓解塔顶温度压力进控制塔液位控制
76精馏塔控制
控制进料阀门开度稳定进料流量通控制塔顶全凝器温度控制塔顶回流罐中回流液温度稳定塔顶温度控制塔顶冷凝器压力控制塔顶压力压力超正常范围时开启泄压阀保证塔顶压力超正常范围通控制塔釜产品环氧乙烷储罐进料阀控制塔釜液位处安全值
8三废处理安全生产
81三废处理
1) 固体废弃物：设计中固体废弃物催化剂AgαAl2O3外包第三方处理公司处理
2) 液体废弃物：设计中液体废弃物环氧乙烷解吸塔塔釜排出吸收水精馏塔精馏出水水返回环氧乙烷吸收塔作吸收剂循环组成闭合循环减少浪费污染
3) 气体废弃物：设计中环氧乙烷吸收塔中塔顶出料气体二氧化碳循环装置中CO2环氧乙烷吸收塔中塔顶出料气体部分（90）进入混合器作循环气部分（10）进入二氧化碳循环装置二氧化碳循环系统中CO2部分返回混合器中作循环气部分进行周期性直接排放储罐制备干冰者二氧化碳产品气体废弃物处理回收利减少环境污染[11]
82安全生产措施
1) 混合器配动切断设备系统防止混合气体中氧气浓度高发生爆炸
2) 热交换器安装防爆系统防止混合气体中氧气浓度高进入热交换器发生爆炸
3) 换热器离心泵混合器阀门等均配备设备生产中出现障等问题时立刻启备设备
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反应器中积累
5) 精馏塔吸收塔解吸塔均温度表压力表旦温度者压力高会立马报警通控制进料量出料量动阀门控制温度压力
6) 精馏塔吸收塔解吸塔塔顶配泄压阀压力高时开启泄压阀降低塔顶压力
参考文献
[1]赵永杰国环氧乙烷生产市场发展现状[J]日化学品科学201538(12)14
[2]晓铭世界环氧乙烷供需现状发展前景[J]乙醛醋酸化工2014(07)2429
[3]丁国荣姜皓岩石宝珠范英杰国外环氧乙烷市场分析技术发展[J]乙醛醋酸化工2019(05)1521
[4]崔明国环氧乙烷行业现状发展分析[J]石油化工技术济201430(01)2227
[5]晓铭国环氧乙烷供需现状发展建议[J]乙醛醋酸化工2014(05)3235
[6]赵楠楠环氧乙烷生产技术进展产现状[J]化工时刊201529（05）：2326
[7]吴指南基机化工工艺学[M]北京：化学工业出版社2018230232
[8]汤强谷彦丽李金兵环氧乙烷生乙二醇生产技术发展[J]广东化工201340（4）7374
[9]谭捷环氧乙烷生产技术研究新进展[J]乙醛醋酸化工2016（4）2831
[10]唐永良环氧乙烷生产工艺改进[J]化学工程200634（9）7578
[11]谭捷环氧乙烷生产技术研究新进展[J]精细专化学品201826（4）4345
附录
附录1 PFD物料流程图
附录2 PID带控制点工艺流程图
附录3 设备装配图
附录4 车间布置图
附录1 PFD物料流程图
附录2 PID带控制点工艺流程图
附录3 设备装配图
附录4 车间布置图
1剖视图
2面图
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15万吨年环氧乙烷车间分离精制工段工艺设计
摘
环氧乙烷重机化工产品生产乙二醇环氧乙烷广泛应领域研究意义重目前国生产环氧乙烷工厂未呈饱状态前景十分广阔通催化剂选择性提高改变生产线结构等提高生产力降低成环境污染目前需研究课题
设计15万吨年环氧乙烷车间分离精制工段工艺设计乙烯氧气直接氧化法生产环氧乙烷通计算物料衡算热量衡算进行设备选型车间布置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吸收液进入解吸塔解吸解吸气体进入精馏塔精馏精馏产品纯度达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 150000ta 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 Ta 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 1
11性质途 1
12国国外研究生产形势 1
121国研究生产形势 1
122国外研究生产形势 2
13工业生产工艺 2
131氯醇法 2
132乙烯空气氧化法 2
133乙烯氧气氧化法 2
14工艺流程 3
141反应部分 3
142回收精制部分 3
143反应条件 4
15工艺简图 4
2物料衡算 5
21反应器 5
211条件 5
212进反应器混合气组成 5
213反应器中发生化学反应 5
214物料摩尔质量 5
215计算程 5
22环氧乙烷吸收塔 8
221物料吸收率 8
222条件 8
223计算程 8
23二氧化碳吸收装置 10
231条件 10
232计算程 11
24解吸塔物料衡算 11
241组分解吸率 12
242计算程 12
25精馏塔物料衡算 13
251设计条件 14
252计算程 14
3热量衡算 16
31反应器 16
311进料焓值 17
312出料焓值 17
313总焓变Q 18
32环氧乙烷吸收塔 18
33精馏塔 19
331热容 20
332汽化潜热 20
333进料带入热量 21
334塔顶馏出液热量 21
335塔釜残液热量 21
336塔顶蒸汽带出热量 21
337回流液热量 22
338冷凝器消耗热量 22
339沸器提供热量 22
4设备计算 23
41环氧乙烷吸收塔 23
411塔径 23
412核算操作气速径 23
413填料层高度 23
415填料层压降 26
42精馏塔 27
421塔板数 27
422塔塔板工艺尺寸 30
423塔径 32
424溢流装置 33
425降液宽度降液面积 34
426筛孔数n 36
427塔高 36
428筛板流体力学验算 37
429塔板负荷性图 40
43环氧乙烷储罐 46
5附属设备选型 47
51精馏塔冷凝器沸器 47
511冷凝器 47
512沸器 47
52泵 47
521环氧乙烷解吸进料泵 47
522精馏塔回流泵 48
53进料 48
531反应器进料 48
532环氧乙烷吸收塔进料 48
533环氧乙烷解吸塔进料 49
534精馏塔进料 49
6车间布置设计 50
7控方案 51
71混合器控制 51
72反应器控制 51
73泵控制 51
74二氧化碳循环系统控制 51
75吸收解吸系统温度串联控制 51
76精馏塔控制 51
8三废处理安全生产 52
81三废处理 52
82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带控制点工艺流程图 57
附录3 设备装配图 58
附录4 车间布置图 59
1绪
11性质途
环氧乙烷重机化工产品分子式 C2H4O色透明液体（低温）十分刺激性气味（常温）化学性质非常活泼进行开环加成反应种化合物
环氧乙烷途乙二醇乙二醇工业常常作生产聚酯聚合物原料环氧乙烷生产乙二醇醚二甘醇聚醚元醇乙氧基化合物等产品应汽车洗染石油冶炼电子造纸医药农药纺织等方面研究意义重前景广阔
12国国外研究生产形势
121国研究生产形势
国较早传统工艺乙醇原料氯醇法生产环氧乙烷传统方法会造成较严重环境问题排水会污染环境新研发出直接氧化法生产环氧乙烷效降低生产成提高产品纯度会环境造成破坏优点明显
表11 2012年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
总（）
65
77
99
34
14
表11国2012年中环氧乙烷消费领域乙二醇
国环氧乙烷产分布域十分显著表12知产分布区华东区次东北区华北区
表12 国生产环氧乙烷分布区表[2]
分布区
华东区
东北区
华北区
区
总（）
5865
1429
1000
1641
着国表面活性剂等领域迅猛发展环氧乙烷远满足市场需求环氧乙烷常温常压易燃易爆沸点108℃长途运输安全系数非常低环氧乙烷适长途运输种运输途径环氧乙烷进出口亏买卖市场价值体现乙二醇代表游产品[3]
年国环氧乙烷工业生产原料逐渐趋样化生产技术然引进国外先进技术
表13 生产技术总生产力关系
生产技术
SD工艺技术
Shell工艺技术
Dow工艺技术
占总生产力例（）
5896
2444
1660
目前许外资公司民营公司慢慢崛起投资方越越趋样化生产技术会逐渐样性方发展受原料乙烯资源供应影响商品环氧乙烷生产力断增加产业链设计日趋合理[4]
122国外研究生产形势
着环氧乙烷需求量增加环氧乙烷生产力世界范围增加表14知生产区亚太区中东区北美区
表14 国外生产环氧乙烷分布区表
分布区
亚太区
中东区
北美区
西欧区
中南美区
中东欧区
总（）
406
250
184
111
21
28
Shell公司SD公司UCC公司三家公司世界范围环氧乙烷生产技术全部垄断然环氧乙烷生产技术公司例：德国赫斯公司日触媒公司等垄断三巨头公司相相渺[5]
目前状况言少数公司掌控着环氧乙烷核心生产技术环氧乙烷生产力区越越集中环氧乙烷装置趋研发新型反应器[6]环氧乙烷产越越着市场集中成低物流方便方发展
13工业生产工艺
氯醇法乙烯氧化法现工业生产环氧乙烷方法中乙烯氧化法分两种生产方法分乙烯空气氧化法乙烯氧气氧化法
131氯醇法
CH2CH2+Cl2+H2O→CH2OHCH2Cl+HCl
CH2OHCH2Cl+CaOH2→CH2CH2O+H2O+CaCl2
乙烯氯气系列反应环氧乙烷粗产品精制分馏终产品环氧乙烷
国初氯醇法生产环氧乙烷20世纪70年代时候引进装置生产乙二醇目产物环氧乙烷乙二醇联产装置
然氯醇法会生产程中消耗量氯气会腐蚀设备需购买耐腐蚀设备排出废气会污染环境产品纯度低法达需求氯醇法基工业区淘汰
132乙烯空气氧化法
乙烯空气氧化法工业分反应精制两部分空气作氧化剂
133乙烯氧气氧化法
氧化剂体积浓度95氧气富氧空气乙烯空气氧化法流程体相
表15 两种方法
乙烯空气氧化法
乙烯氧气氧化法
氧化剂
空气
体积浓度95氧气者富氧空气
催化剂选择性
较低
较高
乙烯单耗
较低
较高
反应温度（℃）
240260
200240
工艺流程
较长
较短
安全系数
较高
较低
表15乙烯氧气氧化法增加催化剂寿命环氧乙烷生产程够稳定进行工艺流程较短设备较少建厂投资会减少成降低
乙烯氧气氧化法乙烯空气氧化法相前者优点更优势更现工业环氧乙烷生产采乙烯氧气氧化法
设计乙烯氧气氧化法工艺方案
14工艺流程
设计工艺流程分两部分分反应部分产品回收精制部分[7]
141反应部分
乙烯氧气氮气（作致稳气）充分混合进入热交换器预热200℃240℃进入反应器（设计采列式固定床反应器间通入冷介质放入AgαAl2O3）反应器出口出气体返回热交换器冷进入环氧乙烷吸收塔吸收塔吸收塔顶排出气体90循环回混合器剩10送入二氧化碳循环系统二氧化碳循环系统二氧化碳吸收塔吸收液生塔组成热K2CO3CO2
K2CO3+CO2+H2O↔2KHCO3
142回收精制部分
回收精制部分分两部分：环氧乙烷吸收塔中塔釜出吸收液中环氧乙烷解吸出二解吸出粗产品环氧乙烷进行精制纯度99环氧乙烷
环氧乙烷吸收塔塔釜出料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解吸气塔顶分凝器分凝器冷凝解吸出环氧乙烷外杂质解吸出环氧乙烷进入精馏塔进行精馏处理塔顶蒸出部分水水解吸塔塔釜排出吸收水返回环氧乙烷吸收塔作吸收液循环避免浪费精馏产品环氧乙烷纯度达99
143反应条件
反应
C2H4+12O2→C2H2O
副反应
C2H4+3O2→2CO2+2H2O
表16 反应条件
名称
反应条件
操作温度
200℃～240℃
操作压力
2Mpa
催化剂
AgαAl2O3
助催化剂
碱金属盐类钡盐
抑制剂
添加含氯抑制剂
反应器
列式固定床反应器
生产环氧乙烷条路线现石油路线导采选择性较高催化剂提高环氧乙烷生产力[8]外优化裂解原料结构降低成提高环氧乙烷生产力[9]该银催化剂反应机理银氧吸附反应温度会影响银催化剂活性反应温度越低银催化剂反应活性越高环氧乙烷生产力会增加银催化剂活性会直接影响原料乙烯转化率产品环氧乙烷生产力[10]
15工艺简图
图11工艺简图
2物料衡算
21反应器
图21 物料流程
211条件
乙烯环氧乙烷选择性75乙烯选择性12空速7000h1
原料进入反应器温度200℃反应温度240℃反应压力2Mpa
15万吨年环氧乙烷年工作时间8000时
212进反应器混合气组成
表21进反应器混合气组成
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
含量（mol）
1500
700
1055
5327
1240
063
087
028
213反应器中发生化学反应
反应：
CH2CH2+12O2→C2H4O （式21）
副反应：
CH2CH2+3O2→2CO2+2H2O （式22）
214物料摩尔质量
表22 物料摩尔质量
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
摩尔质量（gmol）
28
32
44
28
40
16
30
18
44
215计算程
基准：选1000kmolh进反应器混合气计算基准
根已知原料气摩尔分数计算时进入反应器物料摩尔流量（见表23）
表23 进料反应器摩尔流量
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
摩尔流量（kmolh）
15000
7000
10550
53270
12400
630
870
280
条件知：乙烯选择性075乙烯转化率012进入反应器原料乙烯摩尔流量150kmolh
式子21
消耗乙烯量150×012×07513500kmolh
消耗氧气量135×056750kmolh
生成环氧乙烷量13500kmolh
式子22
消耗乙烯量150×012×(1−075)4500kmolh
消耗氧气量45×313500kmolh
生成二氧化碳量45×29000kmolh
生成水量45×29000kmolh
未反应乙烯量15013545132000kmolh
未反应氧气量7067513549750kmolh
输出二氧化碳量1055+9114500kmolh
输出水量28+911800kmolh
氮气氩气甲烷乙烷量反应程中发生变化
实际时求环氧乙烷产量
15×107÷800018750kgh426136kmolh
例系数42613613531566
述物料计算值例系数表24表25
表24 反应器进口物料衡算
序号
组分
分子式
分子量
摩尔流量(kmolh)
摩尔分数(mol)
质量流量(kgh)
质量分数(kg)
1
环氧乙烷
C2H4O
44
2
乙烯
C2H4
28
4734900
1500
132577200
1339
3
氧气
O2
32
2209620
700
70707840
714
4
二氧化碳
CO2
44
3330213
1055
146529372
1480
5
氮气
N2
28
16815209
5327
470825852
4755
6
氩气
Ar
40
3914814
1240
156592560
1581
7
甲烷
CH4
16
198866
063
3181856
032
8
乙烷
C2H6
30
274624
087
8238720
083
9
水
H2O
18
88385
028
1590930
016
10
合计
31566631
10000
990244330
10000
表25 反应器出口物料衡算
序号
组分
分子式
分子量
摩尔流量(kmolh)
摩尔分数(mol)
质量流量(kgh)
质量分数(kg)
1
环氧乙烷
C2H4O
44
426141
136
18750204
189
2
乙烯
C2H4
28
4166712
1329
116667936
1178
3
氧气
O2
32
1570409
501
50253072
507
4
二氧化碳
CO2
44
3614307
1153
159029508
1606
5
氮气
N2
28
16815208
5363
470825830
4755
6
氩气
Ar
40
3914184
1248
156567360
1581
7
甲烷
CH4
16
198866
063
3181853
032
8
乙烷
C2H6
30
274624
088
8238726
083
9
水
H2O
18
372479
119
6704618
068
10
合计
31352930
10000
990219107
10000
22环氧乙烷吸收塔
图22 物料流程简图
221物料吸收率
表26 组分吸收率（）
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
吸收率
0050
0010
1300
0005
0001
0010
0002
65294
99600
222条件
水吸收反应器出料气中环氧乙烷
环氧乙烷吸收塔吸收液液气LV2
223计算程
2231塔顶出料气体
输出环氧乙烷量进吸收塔环氧乙烷量×（1环氧乙烷吸收率）
输出环氧乙烷量426141×1996001705kmolh
类推
输出乙烯量4166712kmolh
输出氧气量1570251 kmolh
输出二氧化碳量3567321 kmolh
输出氮气量16814367 kmolh
输出氩气量3914145 kmolh
输出甲烷量198846 kmolh
输出乙烷量274619 kmolh
输出水量129272 kmolh
2232吸收剂量L0
均液气 LV2
入塔气量VN+131352930kmolh
塔顶尾气量V130635155kmolh
均气量V12VN+1+V130994043kmolh
塔底吸收液量L12LN+L0
LNL0+VN+1−V1L0+717775
L12L0+717775+L0L0+3588875
LV2L0+358887530994043
L061629199kmolh
2233塔釜出料吸收液
环氧乙烷量进入吸收塔环氧乙烷量*环氧乙烷吸收率
环氧乙烷量426141×99600424436kmolh
类推
乙烯量2083kmolh
氧气量0157kmolh
二氧化碳量46986kmolh
氮气量0841kmolh
氩气量0039kmolh
甲烷量0020kmolh
乙烷量0005kmolh
水蒸气量吸收剂量+进入吸收塔水蒸气量×水蒸气吸收率61629199+372479×6529461872405kmolh
计算结果汇总列入表27
表27 环氧乙烷吸收塔物料衡算
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（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
1
环氧乙烷
426141
136
1705
001
424436
068
2
乙烯
4166712
1329
4164629
1359
2083
000
3
氧气
1570409
501
1570251
513
0157
000
4
二氧化碳
3614307
1153
3567321
1164
46986
008
5
氮气
16815208
5363
16814367
5489
0841
000
6
氩气
3914184
1248
3914145
1278
0039
000
7
甲烷
198866
063
198846
065
0020
000
8
乙烷
274624
088
274619
090
0005
000
9
水
372479
119
61872405
10000
129272
042
61872405
9924
10
合计
31352930
10000
61872405
10000
30635155
10000
62346973
10000
23二氧化碳吸收装置
图23 物料流程简图
231条件
二氧化碳吸收装置二氧化碳吸收塔二氧化碳吸收液生塔组成该装置化学吸收公式
K2CO3+CO2+H2O⇄2KHCO3
吸收塔排出气体中约90循环10气体进入二氧化碳吸收装置
CO2吸收率018
232计算程
二氧化碳进料量10×3567321356732kmolh
二氧化碳吸收量356732×01864212kmolh
出口物料中二氧化碳量3567326421229252kmolh
组分未吸收物料进料量出料量
计算结果汇总列入表28
表28 二氧化碳吸收装置物料衡算
序号
组分
进料
输出物料
吸收二氧化碳
循环气
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数
1
环氧乙烷
0170
001
0170
001
2
乙烯
416463
1359
416463
1389
3
氧气
157025
513
157025
524
4
二氧化碳
356732
1164
64212
100
292520
975
5
氮气
1681437
5489
1681437
5606
6
氩气
391414
1278
391414
1305
7
甲烷
19885
065
19885
066
8
乙烷
27462
090
27462
092
9
水
12927
042
12927
043
10
合计
3063516
10000
64212
100
2999304
10000
24解吸塔物料衡算
图24 物料流程简图
241组分解吸率
表29 组分解吸率（）
组分
乙烯
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
吸收率
0060
0010
1200
0005
0001
0010
0002
10349
99900
242计算程
2421塔顶出口气体
输出环氧乙烷量进解吸塔环氧乙烷量×环氧乙烷解吸率
输出环氧乙烷量424436×99900424012kmolh
类推
输出乙烯量≈0kmolh
输出氧气量≈0 kmolh
输出二氧化碳量0564 kmolh
输出氮气量≈0 kmolh
输出氩气量≈0 kmolh
输出甲烷量≈0kmolh
输出乙烷量≈0kmolh
输出水量6403175 kmolh
2422塔釜出口解吸液
环氧乙烷量进入吸收塔环氧乙烷量×（1环氧乙烷解吸率）
环氧乙烷量426141×(199600)0424kmolh
类推
乙烯量2083kmolh
氧气量0157kmolh
二氧化碳量46422kmolh
氮气量0841kmolh
氩气量0039kmolh
甲烷量0020kmolh
乙烷量0005kmolh
水蒸气量55469230 kmolh
计算结果汇总列入表210
表210 解吸塔物料衡算结果汇总
组分
进料
出口解吸液
出口气体
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
环氧乙烷
424436
0681
0424
0001
424012
6210
乙烯
2083
0003
2083
0004
0001
0000
二氧化碳
46986
0075
46422
0084
0564
0008
氮气
0841
0001
0841
0002
0000
0000
H2O
61872405
99239
55469230
99910
6403175
93782
合计
62346973
100000
55519222
100000
6827752
100000
25精馏塔物料衡算
图25 物料流程简图
251设计条件
已知分离求水塔顶回收率9999环氧乙烷塔釜回收率9999
252计算程
根清晰分割设水轻关键组分环氧乙烷重关键组分dCO20
φLK9999 ⇒ dH2O9999×64031756402535kmolh
∴wH2O640317564025350640kmolh
φHK9999 ⇒ dC2H4O9999×424012423970kmolh
∴wH2O4240124239700042kmolh
∴DdH2O+dC2H4O+dCO26402577kmolh
⇒WFD68277516402577425174kmolh
∴xH2ODdH2OD640253564025779999
∴xH2OWwH2OW0640425174100
类推计算结果汇入总表211精馏塔物料衡算
表211精馏塔物料衡算
组分
进料
塔顶
塔釜
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
摩尔流量（kmolh）
摩尔分数()
环氧乙烷
424012
621
0042
00007
423970
9972
二氧化碳
0564
001
0000
00000
0564
0013
H2O
6403175
9378
6402535
999993
0640
0015
合计
6827751
10000
6402577
10000
425174
10000
表211知塔釜产品质量流量质量分数表212
表212塔釜产品质量流量质量分数
序号
物料
质量流量（kgh）
质量分数
1
环氧乙烷
18654662
9972
2
二氧化碳
24809
013
3
水
28174
015
4
合计
18707645
10000
环氧乙烷产品纯度99
3热量衡算
31反应器
图31 热量衡算简图
原料气体进入反应器温度200℃反应温度240℃反应压力2Mpa
公式
QΔHniHi出niHi进 （式31）
进入反应器物料热焓：
niHi进i1nniΔHf298K⊝+T1298KniCpidT+i1nΔHi298K （式32）
出反应器物料热焓：
niHi出i1nniΔHf298K⊝+298KT2niCpidT+i1nΔHi298K＇ （式33）
式中ni组分i摩尔流量kmolhΔHf298K⊝组分i标准生成热kJmolCpi组分i等压热容kJ(mol∙K)ΔHi298K进料组分i基准温度进料相态变基准相态时相变热kJmolΔHi298K＇出料组分i基准温度基准相态变出料相态时相变热kJmol
查组分等压热容见表31：
表31 组分等压热容
组分
C2H4
O2
CO2
N2
Ar
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
Cpi200℃(kJ(kmol∙K))
17629
22486
09741
10260
10740
05298
01226
25476
46023
Cpi240℃(kJ(kmol∙K))
00444
23555
09852
10458
10776
00537
29454
26925
22676
查组分标准生成热见表32
表32 组分标准生成热
组分
C2H4
CO2
CH4
C2H6
H2O
C2H4O
ΔHf298K⊝kJkmol
52283
393511
74847
84667
241825
526
311进料焓值
式子31：
ΔHO2nO2HO20+nO2CpO220025+0376668397 kJmol
类推计算组分计算结果见表33
表33 组分进料焓值
物料
ΔHf298K⊝kJkmol
nmol
nΔHf298K⊝kJ
Cpi200℃kJ(kmol∙K)
nCpkJK
nCpΔTkJ
ΔHi kJkmol
环氧乙烷
52600
乙烯
52283
4734900
247554777
22486
10646896
1863206825
2110761601
氧气
2209620
09741
2152391
376668397
376668397
二氧化碳
393511
3330213
1310475448
10260
3416799
597939744
712535704
氮气
16815209
10740
18059534
3160418532
3160418532
氩气
3914814
05298
2074068
362961980
362961980
甲烷
74847
198866
14884524
01226
24381
4266670
10617853
乙烷
84667
274624
23251590
25476
699632
122435618
99184028
水
241825
88385
21373703
46023
406774
71185500
49811797
总进料焓值niHi进ΔHi 5436652778 kJkmol
312出料焓值
式子32：
ΔHO2nO2HO20+nO2CpO224025+0332640788 kJmol
类推计算组分计算结果见表34
表34 组分出料焓值
物料
ΔHf298K⊝kJkmol
nmol
nΔHf298K⊝kJ
Cpi240℃kJ(kmol∙K)
nCpkJK
nCpΔTkJ
ΔHi kJkmol
环氧乙烷
52600
426141
22415017
00444
18921
4067942
18347075
乙烯
52283
4166712
217848203
23555
9814690
2110158375
2328006578
氧气
1570409
09852
1547166
332640788
332640788
二氧化碳
393511
3614307
1422269562
10458
3779842
812666086
609603476
氮气
16815208
10776
18120068
3895814697
3895814697
氩气
3914184
00537
210192
45191211
45191211
甲烷
74847
198866
14884509
29454
585739
125933955
111049447
乙烷
84667
274624
23251607
26925
739426
158976517
135724909
水
241825
372479
90074686
22676
844633
181596079
91521393
总出料焓值niHi进ΔHi 6311998473 kJkmol
313总焓变Q
式子33QΔHniHi出niHi进875345695kJkmol
32环氧乙烷吸收塔
图32 热量衡算简图
查手册环氧乙烷微分溶解热（环氧乙烷蒸汽冷凝热+水溶解热）
Hd285407+168957454364kJmol
水均热容CpL45436kJ(mol∙℃)
tntn1+(HdCpL)(xnxn1)
25+(45436445436)∆X
设X取0000~0008间求t
X0000时
tn25+(45436445436)×025℃
计算结果汇入表35
表35 浓度吸收液温度相衡
X
tL℃
EkPa
m
Y*×103
0000
25000
211525
2088
0000
0001
26000
222976
2201
2201
0002
27000
234963
2319
4639
0003
28000
247509
2443
7330
0004
29000
260635
2573
10292
0005
30000
274364
2708
13542
0006
31000
288718
2850
17101
0007
32000
303721
2998
20988
0008
33000
319399
3153
25224
33精馏塔
图33热量衡算简图
331热容
3311塔顶热容
已知tD20℃查cpD水1417kJ(kg∙℃)25502kJ(kmol∙℃)
cpD环氧乙烷0891kJ(kg∙℃)39208kJ(kmol∙℃)
塔顶馏出液热容
cpDxD水cpD水+xD环氧乙烷cpD环氧乙烷25502kJ(kmol∙℃)
3312进料热容
已知tF36℃查cpF水1425kJ(kg∙℃)25655kJ(kmol∙℃)
cpF环氧乙烷0948kJ(kg∙℃)41716kJ(kmol∙℃)
cpF二氧化碳1299kJ(kg∙℃)57166kJ(kmol∙℃)
进料液热容
cpFxF水cpF水+xF环氧乙烷cpF环氧乙烷+xF二氧化碳cpF二氧化碳26655kJ(kmol∙℃)
3313塔釜热容
已知tW245℃查
cpW水1752kJ(kg∙℃)31540kJ(kmol∙℃)
cpW环氧乙烷1702kJ(kg∙℃)74884kJ(kmol∙℃)
cpW二氧化碳1789kJ(kg∙℃)78712kJ(kmol∙℃)
塔釜残液热容
cpWxW水cpW水+xW环氧乙烷cpW环氧乙烷+xW二氧化碳cpW二氧化碳74823kJ(kmol∙℃)
精馏段液相均热容cp1cpD×cpF26073kJ(kmol∙℃)
提馏段液相均热容cp2cpF×cpW44659kJ(kmol∙℃)
332汽化潜热
3321塔顶汽化潜热
已知tD20℃查γD水2483697 kJkg γD环氧乙烷570814kJkg
塔顶馏出液汽化潜热
γDxD水γD水+xD环氧乙烷γD环氧乙烷2483684kJkg
3322进料汽化潜热
已知tF36℃查
γF水2416731kJkg γF环氧乙烷553958kJkg γF二氧化碳102656kJkg
进料液汽化潜热
γFxF水γF水+xF环氧乙烷γF环氧乙烷+xF二氧化碳γF二氧化碳2300858kJkg
3323塔釜汽化潜热
已知tW245℃查
γW水1841777kJkg γW环氧乙烷333773kJkg γW二氧化碳87624kJkg
塔釜残液汽化潜热
γWxW水γW水+xW环氧乙烷γW环氧乙烷+xW二氧化碳γW二氧化碳335717kJkg
333进料带入热量
QFFcpFtF6551873021kJh
334塔顶馏出液热量
QDDcpDtD3265633374kJh
335塔釜残液热量
QWWcpWtW7794171604kJh
336塔顶蒸汽带出热量
塔顶蒸汽露点温度20℃
塔顶蒸汽带出热量
QVDR+1cpDtD+γDMVD608272861727kJh
337回流液热量
塔顶蒸汽泡点温度20℃
塔顶蒸汽带出热量QRLcpDtR3595788908kJh
338冷凝器消耗热量
QCQVQRQD601411439445kJh
339沸器提供热量
塔釜热损失10Q损01QBQB+QFQC+QW+Q损+QD
沸器实际热负荷09QBQC+QW+QDQF
计算：QB673243746002kJh
计算结果汇入表36
表36 热量衡算计算结果
项目
进料
冷凝器
塔顶馏出液
塔底残液
沸器
均热容[kJ(kmol∙℃)]
26655
25502
74823
热量Q(kJh)
6552×106
6014×108
3266×106
7794×106
6732×108
4设备计算
41环氧乙烷吸收塔
411塔径
已知：填料总体积表面积at115m2m3
填料层空隙率ε089
气相密度ρV2712kgm3
液相密度ρL1005596kgm3
液体黏度μL1005mPa∙s
根贝恩霍根关联式
loguF2gatε3ρVρLμL02AKωLωV14ρVρL18
已知代入AKωLωV14ρVρL180639
uF2gatε3ρVρLμL020230
uF2283ms
取泛点率085u085uF085×22831941ms
塔径DVsπ4u1123m 圆整塔径D12m
412核算操作气速径
u4Vsπu1699ms
uuF169922830744 散装填料泛点率验值06~085
Dd1200383158 符合求
413液体喷淋密度验算
取润湿速率LWmin008m3(m∙h)
UminLWminat920m3(m2∙h)
ULh0785D29870m3(m2∙h)≥Umin
∴满足喷淋密度求
413填料层高度
4131传质单元数
物料衡算知V31352930kmolh L61872405kmolh
X10681 X20 Y10006 Y21359
查1013kPa25℃环氧乙烷水中溶解度H0168kmol(m3∙kPa)
相衡常数mEPρLHMSP3259
解吸子SmVL0651
传质单元数NOG11Sln1SY1mX2Y2mX1+S2441
4132传质单元高度
气体质量通量UVVρvπ4D275206536kg(m2∙h)
液体质量通量ULLρLπ4D254666431849kg(m2∙h)
通气体常数R8314(m3∙kPa)(kmol∙K)
重力加速度g981ms2127×108mh2
查 1013kPa 20℃气体黏度μV0003kg(m∙h)
液体黏度μL3240kg(m∙h)
气相密度ρV2712kgm3
液相密度ρL1005596kgm3
液体表面张力σL933120kgh2
液相扩散系数DV000026m2s
查1013kPa 0℃环氧乙烷空气中扩散系数D00104m2s
1013kPa 20℃环氧乙烷空气中扩散系数DVD0P0PTT0320118m2s
查表41聚丙烯界表面张力σc33mN∙m1427680kgh2
表41 常见材质界表面张力值
材质
碳
瓷
玻璃
聚丙烯
钢
表面张力 mN∙m1
56
61
73
33
75
查表42填料形状系数ψ145
表42常见填料形状系数
填料类型
球形
棒形
拉西环
弧鞍
开孔环
Ψ
072
075
1
119
145
根修正恩田公式
κG0237UVatμV07μVρVDV13atDVRTψ11 （式41）
κL00095ULaWμL23μLρLDL12μLgρL13ψ04 （式42）
κGaκGaW （式43）
κLaκLaW （式44）
中 aWat1exp145σcσL075ULatμL01UL2atρL2g005UL2ρLσLat02 （式45）
式45aWat0998 ⇒ aW114743m2m3
式41κG2230kmol(m2∙h∙kPa)
式42κL0001mh
式43κGa255905kmol(m3∙h∙kPa)
式44κLa0077(1h)
05uF1137>u需校正修正恩田公式
κGa＇1+95uuF0514κGa815015kmol(m3∙h∙kPa)
κLa＇1+26uuF0522κLa0097(1h)
KGa11κGa＇+1HκLa＇0016kmol(m3∙h∙kPa)
HOGVBKYaΩVBKGaPΩ4676m
4143填料层高度
ZHOGNOG4676×244111412m
取25富余量取填料层高度Z＇12Z13694m
415填料层压降
埃克特通压降关联图（图41）进行计算
图41埃克特通压降关联图
横坐标ωLωVρVρL120031
查压降填料子ϕP114m1
坐标u2ϕPψgρVρLμL020216
查图41∆PZ1962Pam
∆P26868kPa
计算结果汇入表43
表43环氧乙烷吸收塔数总表
名称
环氧乙烷吸收塔
操作气速(ms)
1933
塔径(m)
12
核算径
3158
喷淋密度m3(m2∙ℎ)
9870
传质单元高度(m)
4676
传质单元数
2441
填料层高度(m)
13694
压降(kPa)
26868
42精馏塔
421塔板数
根安托公式
lnpABT+C
水：A796681 B166821 C2280
环氧乙烷：A740783 B118131 C25060
二氧化碳：A764177 B128407 C268432
4211进料温度
进料压力P240KPa温度63℃安托公式计算结果汇入表44
表44组分饱蒸汽压k值相挥发度
组成
塔进料气相组成（）
饱蒸汽压
Ki
塔进料液相组成
aij
水
93782
149832
0624
00995
1602
环氧乙烷
6210
220159
0917
00001
1000
二氧化碳
0008
249061
1038
09037
1188
y1K1+y2K2+y3K310033误差0010001间进料温度tF63℃
4212塔底温度
塔底压力P362KPa温度245℃安托公式计算结果汇入表45
表45塔底组分饱蒸汽压k值相挥发度
组成
塔底气相组成
饱蒸汽压
Ki
塔底液相组成
aij
水
0002
308248
0852
0015
1174
环氧乙烷
0997
354627
0980
0907
1000
二氧化碳
0001
407157
1125
0087
0889
y1K1+y2K2+y3K310052误差0010001间塔底温度tW380℃
4213塔顶温度
塔顶压力P118Kpa温度20℃安托公式计算结果汇入表46
表46塔顶组分饱蒸汽压k值相挥发度
组成
塔顶气相组成
饱蒸汽压
Ki
塔顶液相组成
aij
水
1000
117388
1008
1000
1005
环氧乙烷
0000
187749
1387
0000
1000
y1K1+y2K210095误差0010001间进料温度tD102℃
查
进料挥发度：aF1188
塔顶挥发度：aD1003
塔底挥发度：aW1021
相挥发度：a3aFaDaw 1068
4214精馏塔塔板数
芬斯克公式
NmlgxLxxHxDxLxxHxWlgα44485
αixiFαiθ1q0
述公式求θ1999
回流
RmαixiDmαiθ11001
实际回流
R11Rm1101
精馏段升蒸汽压
VR+1D13452455kmolh
精馏段降液体量
LRD7049878 kmolh
提馏段升蒸汽量
V＇V+q1F13877629kmolh
提馏段降液体量
L＇L+qF7049878 kmolh
4215理塔板数
简捷法：
Rmin1001R1011
Nmin44485
R−RminR+10254
吉利兰图（图42）查N−NminN+2042
图42 吉利兰图
∴全塔理板数N78146
4216进料位置
NRmNSmlogxLxHDxHxLFlogxLxHFxHxLW1000
NS+NRN78146 NRmNSmNRNS1000
NS39073 NR39073
4217实际塔板数确定
取全塔效率ET08 实际塔板数NP98块
第50块板进料
422塔塔板工艺尺寸
4221均相分子质量Mm
（1）塔顶
MLDm18094kgkmol
MVDm18000kgkmol
（2）塔釜
MVWm43646kgkmol
MLWm44022kgkmol
（3）进料
MVFm42385kgkmol
MLFm41557kgkmol
Mvm1MvDm+MvFm230193 kgkmol
Mvm2MvWm+MvFm243016 kgkmol
MLm1MLDm+MLFm229826kgkmol
MLm2MLWm+MLFm242789 kgkmol
4322均密度
（1）液相
进料F：查
tF 63℃时环氧乙烷密度ρF14972448kgm3 水密度ρF28215682kgm3 二氧化碳密度ρF38520640kgm3
1ρF00064972448+09388215682+00088520640
ρF8500544kgm3
残液W：查
tW 245℃时环氧乙烷密度ρw12339840kgm3 水密度ρw25922482kgm3 二氧化碳ρw37111220kgm3
1ρW09972339840+00025922482+00017111220
ρW2526765kgm3
馏出液D：查
tD 20℃时环氧乙烷密度ρD17422269kgm3 水密度ρD29549263kgm3
1ρD00007422269+10009549263
ρD9549245 kgm3
ρL1ρF+ρD2902489kgm3 ρL2ρF+ρW2551365kgm3
（2）汽相
进料F：环氧乙烷密度ρF1928030kgm3 水密度ρF2148289kgm3 二氧化碳密度ρF31351253kgm3
ρF809191kgm3
馏出液D：环氧乙烷密度ρD1239942kgm3 水密度ρD206350kgm3
ρD123146kgm3
残液W：环氧乙烷密度ρw11667470kgm3 水密度ρw21172855kgm3 二氧化碳ρw32127989kgm3
ρW1656105kgm3
ρV1ρF+ρD246617kgm3 ρV2ρF+ρw2123265kgm3
423塔径
4231精馏段
已知
LS1L1ρL1ML1L3600ρL10065m3s
VS1V1ρV1MV1V3600ρV10526m3s
横坐标Ls1Vs1ρL1ρV1050541
初选板间距HT045m hL007m
HThL038m
查史密斯关系图（图43）C200068
图43史密斯关系图
校正表面张力σ2479mNm
C1C20(σ20)020071 uf1C1ρL1ρV1ρV10304ms
取安全系数080
u108uf10243ms
塔径
D4Vs1πu11659m
标准塔径圆整18m
塔横截面积
AT1π4D22162m2
4232提馏段
已知
LS2L2ρL2ML2L3600ρL20152kmols
VS2V2ρV2MV2V3600ρV20198kmols
横坐标Ls2Vs2ρL2ρV2050981
初选板间距HT045m hL007m
HThL038m
查史密斯关系图（图43）C200096 校正表面张力σ1608mNm
C2C20(σ20)020146 uf2C2ρL2ρV2ρV20271ms
取安全系数080
u208uf20217ms
塔径
D4VS2πu21078m
标准塔径圆整12m
塔横截面积AT2π4D20912m2
计算结果汇入表47
表47塔径相关数
项目
精馏段(1)
提馏段(2)
板间距HT(m)
045
045
板清液层高度hL(m)
007
007
塔径D (m)
18
12
塔横截面积AT(m2)
2162
0912
空塔气速(ms)
0243
0217
424溢流装置
单流型弓形降液行受液盘行溢流堰设进口堰
4241溢流堰长lW
取堰长
lw0647D0647×181165m
4242出口堰高hW
（1）精馏段
堰高hOW1弗兰斯公式计算
hOW1284×103E(LS1lW)230000414m
堰高
hW1hL−hOW1007−00004140070m
（2）提馏段
堰高
hOW2284×103E(LS2lW)230000731m
堰高
hW2hL−hOW2007−00007310069m
425降液宽度降液面积
已知lWD0647查弓形降液参数图（图44）WdD0140 AfAT0110
图44弓形降液参数图
Wd014D0252m Af011AT0238m2
4251精馏段
计算降液停留时间验算降液面积
τ1AfHTLs14960>（3~5）s
4252提馏段
计算降液停留时间验算降液面积
τ2AfHTLs23520>（3~5）s
4253降液底隙高度
（1）精馏段
取
h01hW1−00060064m
液体流底隙流速
u＇01Ls1lWh010109ms
（2）提馏段
取
h02hW2−00060063m
液体流底隙流速
u＇02Ls2lWh020206ms
4254塔板布置
取边缘区宽度Wc005m Ws01m
中rD2−Wc085m xD2−(Wd+Ws)0548m
Aa2[xr2x2+π180r2sin1(xr)]0727m2
计算结果汇入表48
表48溢流装置相关数
项目
精馏段
提馏段
溢流型式
单流型弓形降液
堰长lW(m)
1165
1165
溢流堰高hW(m)
0070
0069
降液截面积Af(m2)
0238
0238
溢流堰宽度Wd(m)
0252
0252
停留时间τ(s)
4960
3520
底隙h0(m)
0064
0063
426筛孔数n
取筛孔孔径d05mm正三角形排列般碳钢板厚δ3mm取td030
孔中心距
t30×d0150mm
塔板筛孔数
n1158×103t2Aa3743
塔板开孔区开孔率
φA0Aa0907(td0)209073021008（5~15范围）
层塔板开孔面积A0
A0φAa0073m2
（1）精馏段
气体通筛板气速：u01Vs1A07176ms
（2）提馏段
气体通筛板气速u02Vs2A02703ms
427塔高
98块板安装12孔孔径600mm第块塔塔顶1m塔釜2m裙座取2m
H98×06+12×06+2+2+171m
总计算结果汇入表49
表49塔数汇总
序号
项目
计算数
备注
精馏段
提馏段
1
理塔板数（块）
22
22
2
实际塔板数（块）
49
49
3
板间距HT(m)
045
045
4
板清液层高度hL(m)
007
007
5
塔径D (m)
18
12
6
踏板类型
单溢流弓形降液
7
塔横截面积AT(m2)
2162
0912
8
空塔气速(ms)
0243
0217
9
堰长lW(m)
1165
1165
10
溢流堰高hW(m)
0070
0069
11
筛孔数
3743
12
筛板气速
7176
2703
13
孔心距mm
15
15
排孔心距
14
单板压降
07
07
15
降液截面积Af(m2)
0238
0238
16
溢流堰宽度Wd(m)
0252
0252
17
停留时间τ(s)
4960
3520
18
底隙h0(m)
0064
0063
19
塔高(m)
71
428筛板流体力学验算
4281气体通筛板压降相液柱高度
hphc+h1+hσ
a干板压降相液柱高度
根d0δ53167查干筛孔流量系数图C0084
（1）精馏段
hc10051uO1C02ρV1ρL10019m
（2）提馏段
hc20051u02C02ρV2ρL20012m
b气流穿板液层压降相液柱高度
（1）精馏段
已知ua1Vs1ATAf0273ms Fa1ua1ρV11867
充气系数ε0Fa关联图ε010575
h11ε01hL06×0070040m
（2）提馏段
已知ua2Vs2ATAf0103ms Fa2ua2ρV21143
充气系数ε0Fa关联图ε020640
h12ε02hL064×0070045m
c克服液体表面张力压降相液柱高度
（1）精馏段
式
hσ14σ1ρL1gd0000220m
（2）提馏段
式
hσ24σ2ρL2gd0000233m
hphc+h1+hσ
（1）精馏段
hp1hc1+h11+hσ10062m
单板压降 △pp1hp1ρL1g55658Pa<07kPa（设计允许值）
（2）提馏段
hp2hc2+h12+hσ20059m
单板压降 △pp2hp2ρL2g32498Pa<07kPa（设计允许值）
4282雾沫夹带量验算
（1）精馏段
式ev157×106σ1ua1HThf322257×10−7kg液kg气
（2）提馏段
式ev257×106σ2ua2HThf321530×10−9kg液kg气
ev1ev2<01kg液kg气设计负荷会发生量雾沫夹带
4283漏液验算
（1）精馏段
式
uOW144C000056+013hLhσ1ρL1ρV13637ms
筛板稳定性系数K1uo1uOW11973（>15）
（2）提馏段
式
uOW244C000056+013hLhσ2ρL2ρV21739ms
筛板稳定性系数K2uo2uOW21555（>15）
K1K2>15设计负荷会产生量漏液
4284液泛验算
防止降液液泛发生应降液中清液层高度Hd≤Φ（HT+hW）
Hdhp+hL+hd
（1）精馏段
hd10153Ls1lWh012000117m
Hd1hp1+hL+hd10133m
取ϕ05ϕHT+hW10260m
Hd1≤ϕ(hT+hW1)设计负荷精馏段会发生液泛
（2）提馏段
hd20153Ls2lWh0220007m
Hd2hp2+hL+hd20135m
取ϕ05ϕHT+hW20260m
Hd2≤ϕ(hT+hW2)设计负荷提馏段会发生液泛
∴设计负荷精馏塔会发生液泛
根塔板流体力学验算认精馏塔塔径工艺尺寸合适
计算结果汇入表410
表410筛板流体力学相关数
项目
精馏段
提馏段
干板阻力hc(m)
0019
0012
气体通液层阻力h1(m)
0040
0045
液体表面张力阻力hσ(m)
000220
000233
单板压降△pp(Pa)
55658
32498
雾沫夹带量ev(kg液kg气)
2257×10−7
1530×10−9
筛板稳定系数K
1973
1555
降液中清液层高度Hd(m)
000117
0007
429塔板负荷性图
4291雾沫夹带线
泛点率Vs1ρV1ρL1−ρV1+136Ls1ZLKCFAb×100
板液体流长度ZLD2WD1296m
（1）精馏段
板液流面积AbAT2Af1686m2
取物性系数K1000泛点负荷系数CF0120
泛点率80计算
08Vs146617902489−46617+136×0065×Ls11000×0120×1686
整理
Vs106947552Ls1 （式45）
操作范围取Ls1值式45列表411中
表411精馏段雾沫夹带线
Ls1m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs1m3s
0618
0543
0467
0392
0316
（2）提馏段
板液流面积AbAT2Af1686m2
取物性系数K1000泛点负荷系数CF0120
泛点率80计算
08Vs1123265551365123265+136×0152×Ls110×012×1933
整理
Vs105335800Ls1 （式46）
操作范围取Ls2值式46列表412中
表412提馏段雾沫夹带线
Ls2m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs2m3s
0475
0417
0359
0301
0243
4292液泛线
Hdhp+hL+hd Hd1≤∅hT+hW1
式联立
ϕHT+hW1hp+hW+hOW+hd
似取E≈1000lW1165m
hOW284×10−3E3600LslW230603Ls23
（1）精馏段
hc10051u01C02ρV1ρL10051Vs2C0A02ρV2ρL20019Vs12
h11ε01hW1+hOW10040+0347Ls123
hp1hc1+h11+hσ1
hp10019Vs12+0040+0347Ls123
式hd10153Ls1lWh0120279Ls12
HT045mhW10070mϕ05代入式
05×045+00700019Vs12+0040+0347Ls123+000220+0347Ls123+0279Ls12
整理
Vs127779−18263Ls123−14684Ls12 （式47）
操作范围取干Ls1值式47计算列表413中
表413精馏段液泛线
Ls1m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs1m3s
2632
2535
2450
2371
2294
（1）提馏段
hc20051u02C02ρV2ρL20051Vs2C0A02ρV2ρL20019Vs22
h12ε02hW2+hOW20044+0386Ls223
hp2hc2+h12+hσ2
hp20019Vs22+0044+0386Ls223
式
hd20153Ls2lWh0220282Ls22
HT045mhW20069mϕ05代入
05×045+00690019Vs22+0044+0386Ls223+000233+0386Ls223+0282Ls22
整理
Vs227562−20316Ls223−148421Ls22 （式48）
操作范围取干Ls2值式48计算列表414中
表414提馏段液泛线
Ls2m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs2m3s
2572
2462
2364
2272
2183
4293液相负荷限线（3）
取液体降液中停留时间τ3s
（1）精馏段
Lsmax1HTAfτ045×023830036m3s
（2）提馏段
Lsmax2HTAfτ045×023830036m3s
4294漏液线（4）
（1）精馏段
hL1hW1+hOW0070+0603Ls123uOW1Vsmin1A0
代入漏液点气速式
uOW1443C000056+013hL1−hσ1ρL1ρV1
Vsmin10073443×084000056+0130070+0603Ls123−000220×90248946617
整理式子
Vsmin102730078Ls23+0491 （式49）
操作范围取干Ls1值式49计算列表415中
表415精馏段漏液线
Ls1m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs1m3s
01920
01924
01928
01931
01933
（2）提馏段
hL2hW2+hOW3520+0282Ls223uOW2Vsmin2A0代入漏液点气速式：
uOW2443C000056+013hL2−hσ2ρL2ρV2
Vsmin20073443×08400056+01332520+0282Ls223−000233×551365123265
整理式子
Vsmin202730037Ls223+1436 （式410）
操作范围取干Ls2值式410计算列表416中
表416提馏段漏液线
Ls2m3s
0010
0020
0030
0040
0050
Vs2m3s
03273
03275
03276
03276
03277
4295液相负荷限线（5）
取堰堰液层高度hOW0006m作液相负荷限线条件取E≈10
式
hOW284×10−3ELhlW23284×10−3E3600LsminlW23
整理Lsmin0001m3s
绘精馏段负荷性图图45示
绘提馏段负荷性图图46示
①
⑤
②
④
①雾沫夹带线 ②液泛线 ③漏液线 ④液相负荷限线 ⑤液相负荷限线
操作点P
③
图45精馏段负荷性图
图46提馏段负荷性图
43环氧乙烷储罐
已知精馏塔中塔釜环氧乙烷摩尔流量423970kmolh
质量流量qm18654662kgh
体积流量qvqmρ1865466287120121413m3h
设储罐容积装周环氧乙烷产量天8工作时周5工作日
V21413×8×5856520m3
环氧乙烷储罐装载系数80％计算
容积
Vmax85652008107065m3
选HG 21502192立式圆筒形固定顶储罐设计压力2Mpa公称容积1000m3计算容积1100m3储罐径11500mm储罐高度10650mm总高11891mm罐底面积10382m2
5附属设备选型
51精馏塔冷凝器沸器
511冷凝器
机物蒸汽冷凝器设计选总传热系数般范围
500~1500kcal(m³·h·℃) (1kcal418J)
设计取K1500kcal(m³·h·℃)6270kJ(m³·h·℃)
出料液温度：36℃(饱气)→36℃(饱液)冷凝水：25℃→33℃
逆流操作∆t1T2t111℃ ∆t2T1t23℃
∆tm∆t1−∆t2ln∆t1∆t26157℃
根全塔热量衡算QC6014114445kJh
传热面积AQCK∆tm651195m2
取安全系数104需传热面积A651195×104677243m2
列式换热器：DN120040070959196 Ι浮头式换热器
512沸器
选120℃饱水蒸气加热总传热系数K2926 kJ(m³·h·℃)
料液温度：36℃→40℃ 水蒸气温度：100℃→100℃
逆流操作∆t1＇60℃ ∆t2＇64℃
∆Tm∆t1∆t2ln∆t1∆t261978℃
根全塔热量衡算QB67324374002kJh
传热面积AQBK∆Tm371245m2
取安全系数104需传热面积A371245×104386095m2
列式换热器：DN1100400386145192 Ι固定板式
52泵
521环氧乙烷解吸进料泵
取进料液泵出口进料口间高度差△Z10m压强差△p0u19ms
设进料泵塔顶口需总直长l12m忽略原料液预热器阻力
进料泵进料口90°标准弯头ξ1075四截止阀（全开ξ26）调节截（阻力系数半开截止阀ξ39）
hf(λld+ξ)u22g8197m
进料泵扬程H∆Z+∆pρg+∆u22g+hf18381m
查标准型号：IS型单级单吸离心泵型号：IS5032125
522精馏塔回流泵
取回流塔顶液泵出口塔顶口间高度差△Z65m压强差△p0u16ms忽略原料液预热器阻力
hf(20~30)u22g3262m
进料泵扬程H∆Z+∆pρg+∆u22g+hf68392m
查标准型号：IS型单级单吸离心泵型号：IS125100250
53进料
531反应器进料
采直进料径dF4VsπuF
取uF16ms ρVF423666 kgm3
VsFMVFρVF31566631×423854236633158056m3h
dF4Vs3600πuF0835m835mm
查选取GBT 81632008缝钢∅85mm×25mm
532环氧乙烷吸收塔进料
采直进料径dF4VsπuF
取uF16ms ρVF423785 kgm3
VsFMVFρVF31352931×315834237852336608m3h
dF4Vs3600πuF0517m517mm
查选取GBT 81632008缝钢∅55mm×25mm
533环氧乙烷解吸塔进料
采直进料径dF4VsπuF
取uF16ms ρLF746322 kgm3
VsFMLFρLF62346973×181977463221520159m3h
dF4Vs3600πuF0579m579mm
查选取GBT 81632008缝钢∅60mm×25mm
534精馏塔进料
采直进料径dF4VsπuF
取uF16ms ρVF809191kgm3
VsFMVFρVF6827751×42385809193576345m3h
dF4Vs3600πuF0889m889mm
查选取GBT 81632008缝钢∅90mm×25mm
6车间布置设计
车间布置原型耐腐蚀设备布置室外笨重运转时会严重震感布置底层等布置环氧乙烷工段车间
表61 部分设备间设备墙间净距
容
间距mm
两卧式换热器间维修净距
600
两卧式容器（行操作）
750
立式容器基础墙
1000
立式换热器法兰台边（维修净距）
600
反应器提供反应热加热炉
4500
车间布置图详见附录
7控方案
71混合器控制
原料气致稳气循环气需混合器充分混合原料气致稳气循环气混合器中混合均匀会导致氧气浓度高容易引起爆炸危险时会降低催化剂活性保证安全需氧浓度控制配置防爆安全系统发现浓度高立马切断系统
72反应器控制
反应器温度压力高时控制反应器温度压力进料量循环气阀门开度调节防止反应器温度压力高引起爆炸
73泵控制
通控制泵阀门稳定进料流量进料压力进料压力（）者进料量（）时调节泵进出口阀稳定进料量进料压力
74二氧化碳循环系统控制
控制二氧化碳排放量阀门控制控制反应器中二氧化碳累积量惰性气体累积量果二氧化碳惰性气体会影响反应器中催化剂活性环氧乙烷生产力
75吸收解吸系统温度串联控制
通控制冷凝器温度调节返回吸收系统循环气温度缓解塔顶温度压力进控制塔液位控制
76精馏塔控制
控制进料阀门开度稳定进料流量通控制塔顶全凝器温度控制塔顶回流罐中回流液温度稳定塔顶温度控制塔顶冷凝器压力控制塔顶压力压力超正常范围时开启泄压阀保证塔顶压力超正常范围通控制塔釜产品环氧乙烷储罐进料阀控制塔釜液位处安全值
8三废处理安全生产
81三废处理
1) 固体废弃物：设计中固体废弃物催化剂AgαAl2O3外包第三方处理公司处理
2) 液体废弃物：设计中液体废弃物环氧乙烷解吸塔塔釜排出吸收水精馏塔精馏出水水返回环氧乙烷吸收塔作吸收剂循环组成闭合循环减少浪费污染
3) 气体废弃物：设计中环氧乙烷吸收塔中塔顶出料气体二氧化碳循环装置中CO2环氧乙烷吸收塔中塔顶出料气体部分（90）进入混合器作循环气部分（10）进入二氧化碳循环装置二氧化碳循环系统中CO2部分返回混合器中作循环气部分进行周期性直接排放储罐制备干冰者二氧化碳产品气体废弃物处理回收利减少环境污染[11]
82安全生产措施
1) 混合器配动切断设备系统防止混合气体中氧气浓度高发生爆炸
2) 热交换器安装防爆系统防止混合气体中氧气浓度高进入热交换器发生爆炸
3) 换热器离心泵混合器阀门等均配备设备生产中出现障等问题时立刻启备设备
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反应器中积累
5) 精馏塔吸收塔解吸塔均温度表压力表旦温度者压力高会立马报警通控制进料量出料量动阀门控制温度压力
6) 精馏塔吸收塔解吸塔塔顶配泄压阀压力高时开启泄压阀降低塔顶压力
参考文献
[1]赵永杰国环氧乙烷生产市场发展现状[J]日化学品科学201538(12)14
[2]晓铭世界环氧乙烷供需现状发展前景[J]乙醛醋酸化工2014(07)2429
[3]丁国荣姜皓岩石宝珠范英杰国外环氧乙烷市场分析技术发展[J]乙醛醋酸化工2019(05)1521
[4]崔明国环氧乙烷行业现状发展分析[J]石油化工技术济201430(01)2227
[5]晓铭国环氧乙烷供需现状发展建议[J]乙醛醋酸化工2014(05)3235
[6]赵楠楠环氧乙烷生产技术进展产现状[J]化工时刊201529（05）：2326
[7]吴指南基机化工工艺学[M]北京：化学工业出版社2018230232
[8]汤强谷彦丽李金兵环氧乙烷生乙二醇生产技术发展[J]广东化工201340（4）7374
[9]谭捷环氧乙烷生产技术研究新进展[J]乙醛醋酸化工2016（4）2831
[10]唐永良环氧乙烷生产工艺改进[J]化学工程200634（9）7578
[11]谭捷环氧乙烷生产技术研究新进展[J]精细专化学品201826（4）4345
附录
附录1 PFD物料流程图
附录2 PID带控制点工艺流程图
附录3 设备装配图
附录4 车间布置图
附录1 PFD物料流程图
附录2 PID带控制点工艺流程图
附录3 设备装配图
附录4 车间布置图
1剖视图
2面图
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