1、5、原料纯度及配比：原料其中的杂质可能给反应带来不利影响：使催化剂中毒而活 性下降，如乙炔和硫化物使催化剂永久中毒， 乙炔和银形成的乙炔银 受热会发生爆炸性分解；使选择性下降（铁离子） ；使反应热效应增 大（H 2、C3 以上烷烃和烯烃） ；影响爆炸极限，如氩气是惰性气体但 其会使氧的爆炸极限浓度降低而且增加爆炸的危险性， 氢也有同样的 效应，故原料中的杂质含量要严格控制。 （乙炔 5ppm,C 3 以上烃 1ppm, 硫化物 1ppm,H 25ppm ）进入反应器的混合气组成：由于反应的单程转化率较低故采用 具有循环的乙烯环氧化过程， 进入反应器的混合气是由循环气和新鲜 原料气混合而成的，
2、其组成既影响经济效果也关系生产安全。 氧的含 量必须低于爆炸极限浓度， 因乙烯的浓度影响氧的极限浓度而且影响 催化剂的生产能力， 所以其浓度也需控制。 乙烯和氧浓度有一适量值 （如浓度过高，反应快，放热多，反应器的热负荷大，如放热和除热 不能平衡，就造成飞温） ，以氧为氧化剂为使反应不致太剧烈仍须加 入稀释剂， 以氮作稀释剂进反应器的乙烯浓度可达 15-20% ，氧浓度 为 8% 左右。由于反应的转化率比较低，为了充分利用原料从吸收塔 出来的气体须循环， 由于循环气中含有杂质和反应副产物所以需要在 循环之前将一部分有害气体排除， 即脱除二氧化碳。 从吸收塔排出的 气体，大部分（ 90% ）循环
3、使用，小部分送二氧化碳吸收装置，用 碱洗法（热碳酸钾溶液）脱除掉副反应生成的二氧化碳。二氧化碳对环氧化反应有抑制作用，但适量提高其含量对反应 的选择性有好处， 且提高氧的爆炸极限， 故循环气中允许有一定量二 氧化碳，但不宜过多，因反应产生二氧化碳所以须脱除。6、反应器的选择：由于此反应为气固相反应，并且催化剂比较贵所以选择固定床 反应器。 反应放出大量的热所以须换热介质进行换热， 采用对外换热 式换热，根据反应的热效应求得反应的温度在 180-250 ，所以选 择矿物油作为换热介质。 反应器为列管式固定床反应器， 采用外部循 环式换热。7、能耗： 关于能耗方面，除了反应选择性和反应热的利用等影
4、响因素外， 环氧乙烷吸收液的浓度和吸收水热量的利用，对能耗也有显著影响。 在环氧乙烷吸收系统和解吸收系统设置多个换热器， 以回收不同位能 的热量；低位能热量的回收和利用， 降低吸收水温度以提高吸收效率， 提高吸收液中环氧乙烷的浓度， 减少循环水量， 二氧化碳系统热量的 回收和利用等，均可降低能耗。、工艺流程草图及说明一）、氧气氧化法反应部分1、工艺流程草图二）、流程草图说明乙烯催化氧化法制环氧乙烷的工艺需注意以下两点；1、安全性的保障：对此工艺，由于副反应为强放热反应，温度的控制尤为重要，若 反应热未及时移走，就会导致温度难于控制，产生飞温现象。由于是 氧气做氧化剂， 还存在爆炸极限的问题，
5、所以反应气体的混合至关重 要。可借用多孔喷射器对着混合气流的下游将氧高速喷射入循环气和 乙烯的混合气中，使它们迅速进行均匀混合。为控制氧气、乙烯的浓 度在爆炸极限以内，也为使反应不致太剧烈，需采用惰性致稳气，可 采用 N2或 CH 4做致稳气。2、生产经济性的保障：对化工行业的生产工业来说， 经济性是应考虑的重要因素。 为满 足此要求， 应想办法使反应的选择性提高， 故应采用性能良好的催化 剂，催化剂的研究开发决定着反应的选择性。 并用抑制二氯化烷来抑 制副反应的发生。 还应考虑能量的利用律， 想办法利用生产流程中各 种位能的热量，充分节约资源，降低生产成本。新鲜原料氧气和新鲜原料乙烯与循环气
6、混合后， 经过热交换器预 热一段时间后， 从反应器上部进入催化床层。 自反应器流出的反应气 环氧乙烷含量仅 1-2% ，经热交换器利用其热量并进行冷却后，进入 环氧乙烷吸收塔。 由于环氧乙烷能以任何比例与水混合， 故采用水做 吸收剂以吸收反应气中的环氧乙烷。 从吸收塔排出的气体， 大部分（约 90% ）循环使用，而一小部分需送 CO2 吸收装置，用热碳酸钾溶液 脱除掉副反应所生成的 CO2。送 CO2 吸收装置那一小部分气体在二氧 化碳吸收塔中与来自再生塔的热的贫碳酸氢钾 - 碳酸钾溶液接触。在 二氧化碳作用下转化为碳酸氢钾。 自二氧化碳吸收塔塔顶排出的气体 经冷却，并分离出夹带的液体后，返回
7、至循环系统。二氧化碳吸收塔 塔釜的富碳酸氢钾 - 碳酸钾溶液经减压入再生塔，经加热，使碳酸氢 钾分解为二氧化碳和碳酸钾， CO2 自塔顶排出，再生后的贫碳酸氢钾 -碳酸钾溶液循环回二氧化碳吸收塔。三、物料衡算一）、已知数据（1）用 N2 作为惰性致稳剂时的原料气组成组成C2H4O2N2CO2CH4C2H6ArH2Omol，%15.007.053.2710.550.630.8712.400.28反应器的单程转化率： 12.3%选择性： 73.8%环氧乙烷的吸收率： 99.5%O2中夹带 Ar 0.00856 mol ，循环排放气中含 Ar 为 12.85% ，产品 环氧乙烷中含 Ar 0.006
8、31 mol 。2）用 CH4 作为惰性致稳气时的原料气组成mol ， %25.007.8-6.4153.790.076.900.03 8.14%73.8%99.5%O2 中夹带 Ar 0.00856 mol ，循环排放气中含 Ar 为 12.85% ，产品 环氧乙烷中含 Ar 0.00631 mol 。二）、乙烯催化氧化制环氧乙烷物料衡算框图图-2其中： FF新鲜原料气MF 混合原料气RP混合反应气SP混合分离气RC循环气P产品环氧乙烷W排空废气SPC未脱除二氧化碳的循环气SRC脱除二氧化碳后的循环气（三）、衡算过程衡算基准：进入反应器的混合气 100mol 衡算范围：以下各步的衡算范围如图
9、 -1 所示 反应器中的反应：混合气中乙烯的转化量： 100 15% 12.3%=1.845mol 生成环氧乙烷的量： 1.845 73.8%=1.3616mol 生成二氧化碳的量：（1-73.8% ）2=0.9668mol 生成水的量： 0.9668mol消耗氧气的量： 1.3616 1/2+0.9668 3/2=2.1310mol 由此可得反应混合气 RP 的组成：乙烯：15%-1.845=13.155mol氧气：7%-2.1310=4.8690mol环氧乙烷： 1.3616mol二氧化碳：10.55%+0.9668=11.5168mol水：0.28%+0.9668=1.2468mol其他
10、气体因未参与反应，故它们的量仍与原料气一样。所以反应气出口的气体组成（ RP）为：13.155+4.8690+11.5168+1.24678+1.3616+53.27+0.63+12 .4+0.87=99.3192molC2H4O13.2454.911.5950.6341.3711.2550.87612.48553.635（2）以吸收塔为衡算范围来确定 SP 的组成在吸收塔中， 99.5% 的环氧乙烷被吸收，故产品中环氧乙烷的量为：1.3616 99.5%=1.3548环氧乙烷中夹带的 Ar 的量：1.3548 0.00631=0.008549mol对 Ar 作物料衡算， RP 中 Ar 的量
11、=SP 中 Ar 的量+ 产品 P 夹带的Ar 的量SP 中 Ar 的量：12.4-0.008549=12.39145mol对C2H4O作物料衡算， RP中C2H4O的量=SP 中C2H4O的量+P 中C2H4O 的量SP中C2H 4O 的量：1.36161-1.3548=0.006808mol ，很小，故不考虑。SP 中 H 2O 的量不计，其他气体的量不变。 （单位： mol ）C2 H 4：13.155 O2：4.8690 CH 4：0.63 H2O：1.2468C2H6：0.87 CO2：11.5168 N 2：SP 中与 W 各物质的组成相同， SP 中 Ar 占 12.85% 吸收
12、塔出口的气体量（ SP）=12.39145/12.85%=96.4315molC2H 4O13.6425.04911.9430.650.90212.55.2485（3）、确定新鲜原料 FF及循环气 RC 的组成设 FF中 O2为 x mol ，C2H4为 y mol ，RC中 O2为 z mol ， C2H4为 s mol以整体为衡算范围， 对 Ar 作物料衡算新鲜原料中 Ar 的量等于 产品中夹带的 Ar 的量与排放气中 Ar 的量之和。即： 0.00856x=0.0085488+W 12.85% 以吸收塔为衡算范围，分别对 O2、C2H4作物料衡算，RP中 O（2 C2H4） 的量等于 R
13、C 中 O2（C2H 4）的量与排放气 W 中 O2（C2H 4）的量之 和。且排放气 W 各物质的组成与 SP 中的组成相同。对 O2 有： 4.869025=z+W 5.049% 对 C2H4 有： 13.155=s+W 13.642% 根据 A 点物料平衡， MF=FF+RC由A 点O2平衡，有： 7=x+z 由A 点C2H 4平衡，有： 15=y+s 联立上述五式，解得： w=0.07789mol x=2.1679mol y=1.8556mol z=4.8321mol s=12.1444mol即新鲜原料 FF中O2为 2.1679mol ，C2H4为1.8556mol 新鲜原料中 O2
14、 夹带的 Ar 的量： 2.179 0.00856=0.0186mol 由 A 点 Ar 平衡， MF 中 Ar 的量=FF 中 O2夹带的 Ar 的量 +RC 中Ar 的量，故循环气 RC 中 Ar 的量为： 12.4-0.0186-12.381molRC 中其他物质的量与 MF 中的量一样。 mol ） C2H 4：13.1444 O2：4.8321 CH4 ：10.55 N 2：53.27 Ar ： 12.381循环气体的组成（ RC）为：13.1444+4.8321+0.63+0.28+0.87+10.55+53.27+12.381=95 .9765mol13.6955.03710.9
15、90.6560.2920.90612.955.5（4）、确定未脱除 CO2 的循环气 SPC 的组成根据 B 点 CO2 平衡， SP 中 CO2的量= 脱除的 CO2的量+ 循环气 RC 中 CO 2的量，又循环气 RC 中 CO2 的量与混合原料气 MF 中 CO2的 量相同。脱除的 CO 2的量： 11.51678-10.55=0.96678mol 根据工艺条件，可设 CO 2脱除装置中 CO 2的脱除效率为 70% ，则送 入 CO2 脱除装置中 CO2 的量为： 0.96678/70%=1.3811mol脱除 CO2 后的循环气 SRC 中 CO2 的量为：1.3811-0.9667
16、8=0.4143mol根据 C 点 CO2 平衡，RC 中 CO2 的量=SRC 中 CO2 的量+SPC 中 CO2的量SPC 中 CO2 的量：10.55-0.4143=10.1357molSPC 与 SP 中各物质的组成相同，故 SPC 中 CO2 占 11.943%未脱除CO 2的循环气（ SPC）的总量：10.1357/11.943%=84.867molSPC/SP=84.867/96.43153=88% ，即从吸收塔出来的混合气有88% 直接循环，有 12% 送入 CO2 脱除装置中根据 SPC 与 SP 中其它物质的组成相同，可得 SPC 中各物质的量，由 C 点物料平衡，有 R
17、C=SRC+SPC95.9765-84.867=11.1095mol14.14.923.730.722.50.9413.357.5C2 H 6：0.1045CO2：0.4143N 2：6.39 Ar ：1.4756（四）、数据校核及结果评价（1）、校核数据 总物料衡算： FF=P+W 吸收塔物料衡算： RP=SP+P 结点 A 物料 衡 算 ： MF=FF+RC 结点 C 物 料 衡算 ：RC=SPC+SRC 根据上述物料衡算式对总气体量及各物质的量分别进行校核， 计算结 果基本符合上式。（2）、结果评价在实际工艺过程中， 由于在环氧乙烷吸收塔中， 水也溶解了其它 微量气体， 所以产品 P 中
18、并非仅有环氧乙烷及微量的氩， 而在计算过 程中没有考虑那部分气体的量， 视产品中仅有环氧乙烷和氩， 所以导 致 SP 的气体总量及部分物质的量不精确，但误差很小，并不影响整 体结果。在计算过程中，将 SP 中水的量视为零，因 SPC 与 SP 的组 成相同，所以 RC 中的水考虑为从 SRC 中来，即从 CO2 脱除装置中 出来的循环气带出了少量的水，从而满足水的平衡。四、计算结果概要气1.8561513.1611.581.56713.1445.913.2513.6413.72.16874.8694.2850.5474.83253.646.886.3953.6411.5210.140.4141
19、.5511.611.940.550.080.7650.1050.01912.412.3910.911.47612.380.4612.4912.851.2471.3621371总计4.04210099.3296.4384.86711.1195.980.719（ mol ）五、工艺流程及控制点说明（一）工艺流程环氧乙烷反应系统工艺流程1、 主要流程（1 ） 原料流程原料乙烯、 氧气和致稳氮气来自界区， 它们与循环物料气的混合 气体在氧气混合站（H-102 ）充分混合后，进入气-气换热器（E-111 ） 与反应生成气换热后，从充填银催化剂的列管式固定床反应器 （D-110 ）的上部进入催化床层，在一
20、定温度（ 220 260 ）和压 力（ 2Mpa ）下，进行氧化反应。（2 ） 吸收流程已反应的气体自氧化反应器（ D-110 ）下部流出，进入气 - 气换 热器 （ E-111 ），被 反应 原 料 气冷却 后进入 环 氧乙 烷 水吸收 塔 （ D-115 ）。在吸收塔中，以水做吸收剂，吸收反应气体中的产物环氧乙烷。 吸收剂自塔上部进入， 环氧乙烷吸收液自塔中部流出， 进入环氧乙烷 精制流程。为提高环氧乙烷的吸收率， 从吸收塔顶部排出的气体， 再送入塔 下部，进行循环吸收。从吸收塔顶部出来的吸收气， 一部分作为循环排放气排至蒸气加 热器（ B-110 ）中烧掉；另一部分作为循环气与致稳气氮气
21、进入循环 压缩机（ C-110 ），加压后，混合气大约有十分之一送至二氧化碳脱 除流程，脱除二氧化碳，再返回至循环气系统；一部分经添加抑制剂 二氯乙烷后，进入氧气混合器（ H-102 ），与原料乙烯、氧气混合， 成为原料气。2、 辅助流程（1 ） 热油循环流程乙烯的环氧化反应为放热反应， 其副反应为乙烯完全氧化为二氧 化碳和水的反应， 是强放热反应。 在反应过程中应及时将所产生的反 应热移走，否则不仅会使选择性下降，甚至会产生飞温现象。本方案 中，用矿物油作冷却剂，移走反应热。循环载热的热油经热油冷却器（ E-110 ）冷却后，进入氧化反应 器（D-110 ）的上部，吸收反应热后从反应器下部流
22、出。由于此时热 油温度较高，为防止热膨胀使输油管变形， 应与热油膨胀罐（ F-110 ） 连接。同时为了补充循环过程中的矿物油损失，设一热油贮罐 （ F-115 ），并以 2kg/cm 的蒸气加热，经加热的热油由输送泵 （ G-115 ）打出，与反应器下部流出的高温热油混合后，由热油泵 （ G-110 ）送入热油冷却器（ E-110 ），如此不断循环。2 ） 、蒸汽流程在热油冷却器（ E-110 ）中，热油在换热冷却的同时产生高压蒸 汽，一部分送至用户，另一部分进入蒸汽加热器（ B-110 ）进一步提 高起热位。蒸汽加热器（ B-110 ）以燃料油及吸收塔中排出的循环排 放气等作燃料，通入空气燃烧，来加热蒸汽，产生高热位蒸汽，经循 环压缩机（ C-110 ），减压变为低压蒸汽，作为流程中其他设备热源 之用。（3）、抑制剂流程 为抑制副反应，氧化反应过程中需有抑制剂二氯乙烷（ EDC）加 入，用中压氮气作载气。抑制剂由抑制剂罐（ F-1308 ）送入抑制剂 蒸发器（ F-30A ），经加热蒸发与压缩后的致稳气、循环气混合，进 入混合器。二氧化碳脱除系统工艺流程1、 脱二氧化碳循环气流程经循环压缩机（ C-110 ）加压后，循环气的一部分进入接触塔 （ D-21
