年产6万吨环氧乙烷氧化反应工序工艺设计毕业设计说明书(编辑修改稿)

年产6万吨环氧乙烷氧化反应工序工艺设计毕业设计说明书(编辑修改稿)内容摘要：

： 362 T103. 01 70. 01 8 3  通过 VB 语言编程计算上式方程（编程代码见附录 4），得 T=336K ● 各股物流进出口温度的确定见表。 表 各股物流进出口温度 换热器 进口温度（ K） 出口温度（ K） 反应器后冷却器 537 500 反应器前换 热器 336 474 二氧化碳吸收塔顶冷却器 380 314 根据热量衡算结果汇总各设备进出口温度，见表 . 表 各设备的进出口温度 各装置的热负荷 进口温度 (K) 出口温度 (K) 反应器 474 537 器后换热器 冷流体 453 453 热流体 537 298 器前换热器 冷流体 336 465 热流体 500 375 EO 吸收塔 375 307 二氧化碳吸收塔 373 380 压缩机 343 塔后换热器 冷流体 298 303 热流体 380 314 第 2 个分离 罐上 314 314 新鲜物料 298 河北工业大学城市学院 20xx 届本科毕业设计论文 13 ⑴ 反应器的热负荷 13 4 1 5 3 5 1 )4 7 7 7(6 0 5 6 0 0 0 01    hkJTCmQ Poi l 反 ⑵ 反应器后冷却器的热负荷  15005373102321 1 8 8 4 1 5 111 hkJTCNQ PE  ⑶ 反应器前换热器的热负荷   1474336 261 40 9 11 13 7 1 9 412     hkJTCNQ PE  ⑷ 二氧化碳吸收塔顶冷却器的热负荷   1314380 265 160623913     hkJTCNQ PE  河北工业大学城市学院 20xx 届本科毕业设计论文 14 4 主要设备的工艺计算及选型 4. 1 反应器的计算 反应过程选燕山石化生产的 7YS 型氧化铝载银催化剂 ,7 孔环柱状颗粒，外形尺寸 mm89 ，中央孔直径  ，孔边直径  ， 活性温度范围在 200℃以上。 由于主副反应均为放热反应，而副反应的活化能及热效应均很大，所以过程温度的控制非常重要，应该低于 300℃要及时移出反应放出的热量，为此选择外冷列管式反应器。 根据反应器的温度控制范围，选择导热油撤热。 为了保证床层内有尽可能小的径向温差，选择较细列管，内径不大于 25 mm。 基于此反应器的设计计算选择一维平推流模型，即只考虑反应组分及反应器温度和导热油温度随床层高度的变化。 催化剂的动 力学模型 （ 21 RR、 分别为环氧乙烷和二氧化碳的生成速率） 选择 YS5型 32/ OAlAg ， 针对该催化剂测定的宏观动力学模型 ［ 8］。  E D CK1 1PPKPK1PPkRED C , 1OH21OOCOCOOHC1122222242  （ 41）  E DCK1 1PPKPK1PPkRE D C ,2OH21OOCOCO222222242  （ 42） R R2环 氧乙烷和二氧化碳的生成速率   TRg 10. 0 9 313 0 . 7 8e x pk TRg 101 7 x pk 5241 为主副反应的速率常数   TRg 101 . 1 7 62 4 . 6 0e x pK TRg 105 . 3 7 41 2 . 4 5e x pK 5O4CO 22 为二氧化碳和氧气的吸附平衡常数 河北工业大学城市学院 20xx 届本科毕业设计论文 15  EDCK1 1ED C,1   EDCK1 1ED C,2  分别为抑 制剂对主副反应速率的影响，在 EDC 的浓度为 ppm 级时，趋向于 1，本设计忽略该项。 动力学方程式的变换 在不考虑其它副反应的情况下，过程有两个独立反应，对应存在两个关键组分，考虑到乙烯及环氧乙烷的重要性，本设计选择二者为关键组分。 为了方便随后的计算，首先对动力学方程进行变换，将动力学方程转化为只含有乙烯和环氧乙烷的摩尔分数，即42HCy、 OHCy42的函数。 ⑴ 气体压力 iP 的42HCy、 OHCy42函数表达式 由于动力学方程式（ 41）、（ 42）中存在各种气体物质的压力，可利用各物质的分压 ii yP  总P 将动力学方程式中的压力用各物质在混合气体的 含量及总压表示，各物质的含量又是42HCy、 OHCy42的函数（在此次设计中，考虑初始状态没有目的产物生成，则初始状态 OHCy42=0）。 分别用 NT0和 NT表示初始状态及某一瞬间气体总的摩尔流量，则 由方程式（ 41）和（ 42）知：进行反应时体积将减少 ，而减少的 是由方程式 （ 41） 产生的，其变化量为总的摩尔的变化量即 TTOHCT NNyN  0,，则OHCTT yNN , ，则各物质的含量又是42HCy、 OHCy42的函数变换如下： OHCHCOHCHCOOTOHCTHCTHCTOHCTOTOOyyyyyyNyNyNyNyNNNNy424242422242424242222))(3()(0,0,0,0,0,整理得： 5 3 3 42422  OHCHCO yyy OHCHCCO yyy 42422 得：同上式计算方法，整理 OHCHCOH yyy42422  河北工业大学城市学院 20xx 届本科毕业设计论文 16 各物质气体压力是42HCy、 OHCy42的函数，整理得： )(42422 OHCHCCO yyPP  0 . 5 3 2 ) 2 . 2 3 4 y3( 424222 CO OHHCO yPyPP  )( 42422 OHCHCOH yyPP  ⑵ 方程式的变换 将以上推导的物理量代入动力学方程式（ 41）、（ 42），即得以乙烯和环氧乙烷的摩尔百分含量42HCy、 OHCy42表达的动力学方程式。 建立一维平推流模型 (A 42HC ,B OHC 42 ) ⑴ Ay 随床层高度 L 变化的微分方程 选长度为 dL的微元段反应器进行物料衡算，关键反应物乙烯为衡算对象。 微元衡算示意图见图。 NT0 — 初始总的物质的量（单位： kmol h1） cA0 — 初始乙烯的浓度（单位： mol L1） 堆密度ρ =620kg m3 RAAA dVrrdNNN 6 2 010)21()( 321   ABTATA yyNyNN  )( 0, dLnDdV R  24 0,3221 620xx4)21()(:TBANnDrrydLdy  即 ⑵ 反应器温度 T 随床层高度 L变化的微分方程 选长度为 dL的微元段反应器进行热量衡算，微元衡算示意图见图。 NA NA+dNA NT0 cA0 图 微元衡算示意图 dL 河北工业大学城市学院 20xx 届本科毕业设计论文 17 图 微元衡算示意图 1RH — 主反应放出的热量 )( 1mo lkJ单位： 2RH — 副反应放出的热量 )( 1mo lkJ单位： K— 传热系数 ))(( 11 2    m o lmhkJ单位： Ni— 某物质的物质的量流量 （单位： kmol h1） Cpi— 某物质的比热容（单位： J（ mol1 K1）） dATTKdVHRrdVHRrTdTTCTTCaRRPiPi)(620)(21620)()(N)(N02211ii 基基 dLnDdA   PiaCnDTTKDnHRrHRrdLdTi22211N)(6204)21(: 即 ⑶ By 随床层高度 L变化的微分方程 同①中选长度为 dL 的微元段反应器进行物料衡算，关键反应物环氧乙烷为衡算对象。 RBBB dVrdNNN 6 2 010)(0 31   BBTBTB yyNyNN  )( 0, 0,3212 620xx4)(:TBBNnDrydLdy  即 ⑷ 导热油温度 Ta随床层高度 L变化的微分方程 T T+dT Nt0 cA0 dL 河北工业大学城市学院 20xx 届本科毕业设计论文 18 导热油没有化学变化但是有温度变化 ,选整个反应器为研究对象，对导热油温度微元变化作热量衡算。 导热油进入反应器后的温度 Ta随床层高度 L 变化的模型如图。 图 热量衡算示意图 ATTKTTTNCTTN P d)()d()(0 aaaaaa  基基 LDA dnd   即PCNDTTKLT  aaa n)(dd ： 确立相应的参数 通过确定 Ay 、 By 、 T、 aT 与床 层高度 L的四阶微分方程中各个参数，以及给定 Ay 、By 、 T、 aT 的初值，进行计算机编程来实现对反应器长度的计算，从而确定反应器的大小。 所以确定相应的参数是一个必不可少的环节。 确定本设计内容中的设计参数总结如下表所示表。 表 设计参数总表 反应器的列管数 8000 反应器的列管直径 (mm) 25 反应器总压 (MPa ) 反应器的进口温度（ K） 474 热油的进口温度（ K） 474 热油的流量（ 13 hkg ） 3560000 热油的热容（ 11   ℃kgkJ ） 热油的密度（ 3mkg ） 931 ⑴ 反应器的总传热系数的确定 导热油 反应物 Ta Ta+dTa 河北工业大学城市学院 20xx 届本科毕业设计论文 19 反应器的总传热系数的确定：根据燕山石化年产 8万吨环氧乙烷的实际工艺设计方案及参数，反算反应器的总传热系数 K。 已知数据列表。 表 反应器的总传热系数的确定的已知数据 反应器的列管数 13500 反应器的列管长度（ m） 反应器的实际传热温度（℃） 280266 热油的进出口温度（℃） 254259 热油的流量（ 13 hm ） 5100 热油的密度（ kg m3） 931 热油的热容（ 11   ℃kgkJ ） 反应器的列管直径 Φ 25 根据 mmm tt:  PCVSKQ 14266259280254ln )266259(28。