【正文】 was carried out on the facade layout design。 畢業(yè)設計說明書 題 目： 年產(chǎn) 6 萬噸環(huán)氧乙烷氧化反應工序工藝設計 畢業(yè)設計（論文）中文摘要 年產(chǎn) 6 萬噸環(huán)氧乙烷氧化反應工序工藝設計 摘要： 環(huán)氧乙烷是基本的有機化工產(chǎn)品之一。 the main technologyrelated heat exchanger was selected。環(huán)氧乙烷易自聚，尤其當有鐵、酸、堿、 醛等雜質或高溫下更是如此，自聚時放出大量的熱，甚至發(fā)生爆炸，因此存放環(huán)氧乙烷的儲罐必須清潔，常保持在 0℃以下。其次用于生產(chǎn)乙醇胺類、醚類、非離子表面活性劑、防凍劑、增塑劑、添加試驗機劑、香料、高能試驗機燃料、推進劑。在海灣戰(zhàn)爭期間，美軍使用同類型的巨型炸彈GBU28 攻擊伊拉克巴格達的一個防空洞，造成超過 1000 名平民喪生。與空氣氧化法相比，氧氣直接氧化法具有成本低，產(chǎn)品純度高的特點。純凈的二氧化碳從解吸塔頂排空，二氧化碳解吸塔所需要的熱量由直接蒸汽加熱提供。 表 物料組成 組成（ mol%） 物流 C2H4 O2 CO2 Ar N2 EDC 反應器進口 20% % 8% % % ?? 新鮮氧氣 新鮮乙烯 反應器的物料衡算 ● 反應器入口物質量的確定 由環(huán)氧乙烷的產(chǎn)量、乙烯的轉化率和環(huán)氧乙烷的收率確定乙烯在反應器中單位時間消耗量，再由原料乙烯的組成確立反應器單位時間處理的氣體總量，并由反應器入 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 7 口的組成確立輸入反應器的各物質量。 成分 C2H4 O2 CO2 Ar H2O N2 C2H4O 總量 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 8 表 反應器進出口物質的摩爾流量及組成 環(huán)氧乙烷吸收塔的物料衡算 出反應器的物流經(jīng)換熱后進入環(huán)氧乙烷吸收塔，只有環(huán)氧乙烷被吸收，出分離罐頂部時，各物質的摩爾流量及百分含量見表 。 2CO 的脫除量即為出反應器的 2CO 的量的 10%與馳放氣中 2CO 的馳放量之和，即為： 10%+=基于此反應器的設計計算選擇一維平推流模型，即只考慮反應組分及反應器溫度和導熱油溫度隨床層高度的變化。微元衡算示意圖見圖 。 K1）） dATTKdVHRrdVHRrTdTTCTTCaRRPiPi?????????????????????????)(620)(21620)()(N)(N02211ii 基基 dLnDdA ???? ?? PiaCnDTTKDnHRrHRrdLdTi22211N)(6204)21(:?????????????????? ??即 ⑶ By 隨床層高度 L變化的微分方程 同①中選長度為 dL 的微元段反應器進行物料衡算，關鍵反應物環(huán)氧乙烷為衡算對象。 表 反應器的總傳熱系數(shù)的確定的已知數(shù)據(jù) 反應器的列管數(shù) 13500 反應器的列管長度（ m） 反應器的實際傳熱溫度（℃） 280266 熱油的進出口溫度（℃） 254259 熱油的流量（ 13 ??hm ） 5100 熱油的密度（ kg ● 反應管進口段無催化劑，此時不進行反應即不放熱，對于殼程，由于移熱油管進口稍靠下，進油管口前段便可看作是殼程的死區(qū)，油的溫度基本不變?yōu)橛偷倪M口溫度，由以上分析可把此段過程做如下簡化：溫度不變的熱流體熱油 475K 加熱冷流體物料由 465K 加熱到 474K。 s，μ 出 = 103Pa s1） MA— 混合氣分子量 MA= MB— 混合氣分子量 MB=44 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 28 T— 絕對溫度（單位： K） T取吸收塔進出口的算術平均溫度即 341K P— 氣體總壓強（大氣壓） P取 1820KPa vA— 混合氣的克分子容積（單位： cm3 s） v— 水的克分子容積（單位： cm3 s） μ V= （ m2 h2） σ c=940896 kg39。 h1) umin=（ Lw） min℃）） 器后冷卻器 （ E0103） 熱流體 有機物 （μ＜ 103Pa ● 管程給熱系數(shù)α i的核算 反應器出口總物質的量流量： s Cp= mddtd e 3442 34 220202?? ???????? ?????????? ?? ???? 流通面積： A=BD(1d0/t)= （ 125/32） = 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 35 1 3 8 6 ?????? smAqu mc? 雷諾數(shù)： Re=930955＞ 100 湍流 ? ? 2 4 3 9 3 0 9 5 6 7 4 ?? ??????????????????? Kmwdw????? ?1200 0212439 72512481 11 1 ?? ???????????? KmwRRAAKiii ??計 K 計 /K 選 =(K 計 /K 選 = 時，符合要求 ) 故，所選的換熱器滿足要求。 K1） ρ = K1） λ m= s） 由 mtSKQ ???? ，則有： 26 mtK QS m ??????? ● 器前換熱器（ E0102）的選型（換算單位后取 Q0102= 107J 填料塔高度計算 ● 氣相總傳質單元高度 HOG maPK qaK qH G vnY vnOG 20xx 53 2, ????????? 經(jīng)查文獻得，對于不同直徑的填料其對應的理論板當量高度如下： 表 不同直徑對應的理論板當量高度 填料直徑 (mm) 25 38 50 HETP(m) 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 32 故，選經(jīng)驗值理論板當量高度為 。 h1 Eckert 通用關聯(lián)圖的橫坐標為： 9 6 3 6 9 4 9 3 9 5 2 2 ???????????????? LVVLww ?? 查 Eckert 通用關聯(lián)圖得： ?LLVFF gu ????? 查散裝填料泛點填料因子平均值圖得：φ F=140m1 1 7 3 4 0 9 ?????? ???? smgu LVF LF ???? ? 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 31 取 u== = h1 h1） σ L— 液體的表面張力（單位： kg m3 將所確定數(shù)據(jù)帶入式 (46)可得： kG= 103mol h1 mol1。 反應器床層符合設計要求 綜上計算我們可以 得出反應器的最終計算結果：反應器內(nèi)反應管的長度是 m. 4. 2 環(huán)氧乙烷吸收塔的計算 由圖 知從壓縮機出來的氣體一部分進入混合器參加循環(huán)，另一部分從環(huán)氧乙烷吸 收塔底進入，從塔頂進入的純水（ X2=0）吸收環(huán)氧乙烷后，質量分數(shù)為 3%的環(huán)氧乙烷水溶液（摩爾分數(shù)為 ）從塔底出，將進入環(huán)氧乙烷解吸塔；從塔頂出的含微量環(huán)氧乙烷氣體的混合氣將進入分離罐進行氣液分離，設其氣體中環(huán)氧乙烷的摩 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 27 爾含量為 105。 綜上，反應器長度為 。 表 各物質在 298K ?fH? 成 分 C2H4 C2H4O CO2 H2O N2 O2 Ar ?fH? （ 1??molkJ ） 9 0 0 0 11 0 24242 ?????????????? m o lkJHHHH OHCOHC fffR ???? a b c d C2H4 C2H4O O2 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 21 1ffff29 1 3 2 4 1 . 8 1 8 )5 0 9 3(2322 2O42C2H2CO??????????????????m o lkJHHHHH HOR ????? ● 由 298K 升 到 T時的焓變 )( 121 ???? m o lkJHH RR 單位：、 493825129811 : 1 TTTTH dTCHHRTPRR??? ?????????????? ?代入數(shù)據(jù)得?39252 T102 . 0 7T101 . 2 5 ????? RH同理： ⑷ 熱油流量估算 根據(jù)燕山石化年產(chǎn) 8 萬噸環(huán)氧乙烷的實際工藝設計方案及參數(shù)中可知其熱油的質量流量為 5100 931=4748100 1??hkg ，則估算年產(chǎn) 6萬 噸環(huán)氧乙烷工藝設計中熱油的質量流量為 4748100 6／ 8=3560000 1??hkg 。所以確定相應的參數(shù)是一個必不可少的環(huán)節(jié)。 m3 RAAA dVrrdNNN 6 2 010)21()( 321 ?????? ? ABTATA yyNyNN ????? )( 0,? dLnDdV R ??? 24? 0,3221 620xx4)21()(:TBANnDrrydLdy ????????? ??即 ⑵ 反應器溫度 T 隨床層高度 L變化的微分方程 選長度為 dL的微元段反應器進行熱量衡算，微元衡算示意圖見圖 。為了方便隨后的計算，首先對動力學方程進行變換，將動力學方程轉化為只含有乙烯和環(huán)氧乙烷的摩爾分數(shù)，即42HCy、 OHCy42的函數(shù)。 表 各股物流進出口溫度 換熱器 進口溫度（ K） 出口溫度（ K） 反應器后冷卻器 537 500 反應器前換 熱器 336 474 二氧化碳吸收塔頂冷卻器 380 314 根據(jù)熱量衡算結果匯總各設備進出口溫度，見表 . 表 各設備的進出口溫度 各裝置的熱負荷 進口溫度 (K) 出口溫度 (K) 反應器 474 537 器后換熱器 冷流體 453 453 熱流體 537 298 器前換熱器 冷流體 336 465 熱流體 500 375 EO 吸收塔 375 307 二氧化碳吸收塔 373 380 壓縮機 343 塔后換熱器 冷流體 298 303 熱流體 380 314 第 2 個分離 罐上 314 314 新鮮物料 298 河北工業(yè)大學城市學院 20xx 屆本科畢業(yè)設計論文 13 ⑴ 反應器的熱負荷 13 4 1 5 3 5 1 )4 7 7 7(6 0 5 6 0 0 0 01 ???? ????? ?? hkJTCmQ Poi l ?反 ⑵ 反應器后冷卻器的熱負荷 ? ?15005373102321 1 8 8 4 1 5 111?????????????????? ?hkJ