1、設計題目：環氧乙烷的制取目錄一、設計任務書 2二、設計方案簡介 3三、工藝流程草圖及說明6四、物料衡算 9五、計算結果一覽表 16六、工藝流程說明 17七、附圖 20八、參考文獻 22設計任務書一、基本數據用N2作為惰性致穩氣時的原料氣組成組成C2H4O2N2CO2CH4C2H6ArH2OMol,%反應器的單程轉化率：選擇性：%環氧乙烷的吸收率：%O2中夾帶的，循環排放氣中含 Ar為產品環氧乙烷中含Ar二、 課程設計內容及要求（一） 內容1、對環氧乙烷反應系統的物料衡算；2、繪制環氧乙烷反應系統的工藝流程圖（一張）；3、繪制二氧化碳脫除系統的工藝流程圖（一張）；4、編制課程設計說明書（一份）。

2、（二）具體要求1、環氧乙烷反應系統的物料衡算方法參考基本有機化工工藝學 （吳指南主編）一i書。2、繪制的帶控制點的工藝流程圖必須符合化工制圖的規范，并且字 體必須工整。3、編制的課程設計說明書應對計算過程與工藝流程的選擇以及控點 的確定進行詳細的說明和解釋。設計方案簡介環氧乙烷Y （簡稱EO是最簡單也是最重要的環氧化合物， 在常溫下為氣體，沸點C。可以與水、醇、醍及大多數有機溶劑以任 意比混合。有毒，易自聚，尤其當有鐵，酸，堿，醛等雜質或高溫下 更是如此，自聚時放出大量熱，甚至發生爆炸，因此存放環氧乙烷的 貯梢必須清潔，并保持在0 c以下。環氧乙烷是以乙烯為原料產品中的第三大品種， 僅次于聚乙

3、烯和 苯乙烯。它的用途是制取生產聚酯樹脂和聚酯纖維的單體、 制備表面 活性劑，此外還用于制備乙醇胺類、乙二醇醍類等。一、反應過程分析：工業上生產環氧乙烷最早采用的方法是氯醇法，該法分兩步進 行，第一步將乙烯和氯通入水中反應生成2-氯乙醇，2-氯乙醇水溶液 濃度控制在6%-7%（質量）；第二步使2-氯乙醇與Ca（OH）反應，生成 環氧乙烷。該法的優點是對乙烯的濃度要求不高，反應條件較緩和， 其主要缺點是要消耗大量氯氣和石灰， 反應介質有強腐蝕性，且有大 量含氯化鈣的污水要排放。因此開發了乙烯直接氧化法，取代氯醇法工業上生產環氧乙烷的方法是乙烯直接氧化法，在銀催化劑上乙烯用空氣或純氧氧化。乙烯在A

4、g/ % -Al 2Q催化劑存在下直接氧化制取 環氧乙烷的工藝，可用空氣氧化也可以用氧氣氧化， 氧氣氧化法雖然 安全性不如空氣氧化法好，但氧氣氧化法選擇性較好，乙烯單耗較 低，催化劑的生產能力較大，故大規模生產采用氧氣氧化法。主要反 應方程式如下：主反應，CHr十3 6氣）HZ515K. = 1 163+ 4 k J/4wolAZ/° = - 107* 2k J/molCIL=CHn + SO?ZCOZ + 2HjO （氣）副反應斤爪二-1324*6kJ/mol由乙烯環氧化反應的動力學可知，乙烯完全氧化生成二氧化碳和 水，該反應是強放熱反應，其反應熱效應要比乙烯環氧化反應大十多 倍。

5、故副反應的發生不僅使環氧乙烷的選擇性降低，而且對反映熱效 應也有很大的影響。選擇性下降，熱效應就明顯增加，如選擇性下降 移熱慢，反應溫度就會迅速上升，甚至產生飛溫。所以反應過程中選 擇性的控制十分重要。二、催化劑的選擇：環氧化法生產環氧乙烷是一個強放熱放應， 為減少深度氧化的副反應，提高選擇性，催化劑的選擇非常重要。研究表明，只有在銀 催化劑催化下乙烯的環氧化反應才有較高的選擇性。 工業上使用的銀 催化劑是由活性組分，載體和助催化劑所組成。載體 載體的主要功能是分散活性組分和防止銀微晶的半熔和 燒結，使其活性保持穩定。由于乙烯環氧化過程存在平行副反應和連 串副反應的競爭，又是一強放熱反應，故載

6、體的表面結構及其導熱 性能，對反應的選擇性和催化劑顆粒內部溫度的分布有顯著的影響。 載體表面積大，活性比表面積大，催化劑活性高但也有利于乙烯完全 氧化反應的發生，甚至生成的環氧乙烷很少。載體如有空隙，由于反 應物在細空隙中的擴散速度慢，產物環氧乙烷在空隙中濃度比主體濃 度高，有利于連串副反應地進行。工業上為了控制反應速度和選擇性， 均采用低比表面積無孔隙或粗空隙惰性物質作為載體，并要求有較好的導熱性能和較高的熱穩定性。工業上常用的載體又碳化硅， -氧 化鋁和含有少量氧化硅的0t 氧化鋁等。助催化劑 所采用的助催化劑有堿金屬類，堿土金屬類和稀土元 素化合物等。堿土金屬類中，用得最廣泛的是鋼鹽。在

7、銀催化劑中加 入少量鋼鹽，可增加催化劑的抗熔結能力，有利于提高催化劑的穩定 性，延長其壽命，并可提高活性。據研究兩種或兩種以上的助催化劑 起到協同作用，可提高選擇性。抑制劑在銀催化劑中加入少量硒硫氯澳等對抑制二氧化碳 的生成，提高環氧乙烷的選擇性有較好的效果。工業上常在原料氣 中添加微量有機氯如二氯乙烷，以提高催化劑的選擇性，調節溫度。 三、反應器及混合器的選擇：乙烯環氧化制環氧乙烷是一強放熱反應，溫度對反應的選擇性又甚敏感， 對于這種反應最好采用流化床反應器，但因為細顆粒的銀催化劑易結塊也易磨損，流化質量很快惡化，催化劑效率急速下降，故工業上普遍采用的是列管式固定床反應器，管內放催化劑，管間

8、走冷卻介質。在配制混合氣時，由于純氧加入到循環氣和乙烯的混合氣中去，必須使氧和循環氣迅速混合達到安全組成，如果混合不好很可能形成氧濃度局部超過極限濃度，進入熱交換器時易引起爆炸危險。為此，混和器的設計極為重要，工業上是借多空噴射器對著混和氣流的下游將氧高速度噴射到循環氣和乙烯的混合氣中，使他們迅速進行均勻混合。為了確保安全，需要用自動分析檢測儀監視，并配制自動報警連鎖切斷系統，熱交換器安裝需要有防爆措施。四、影響因素（反應條件）的分析： 反應溫度乙烯環氧化過程中存在著平行的完全氧化副反應，影響轉化率和選擇性的主要因素是溫度。溫度過高，反應速度快、轉化率高、選擇性下降、催化劑活性衰退快、易造成飛

9、溫；溫度過低，速度慢、生產能力小。所以要控制適宜溫度，其與催化劑的選擇性有關，一般控制的適宜溫度在200-260。 反應壓力加壓對氧化反應的選擇性無顯著影響，但可提高反應器的生產能力且有利于環氧乙烷的回收，故采用加壓氧化法，但壓力高對設備的要求高費用增加催化劑易損壞。故采用操作壓力為2Mpa右。 空速與溫度相比該因素是次要的，但空速減小，轉化率增高，選擇性也要降低，而且空速不僅影響轉化率和選擇性，也影響催化劑的空時收率和單位時間的放熱量，故必須全面衡量，現在工業上采用的混合氣空速一般為4000-8000/h 左右，也有更高的。催化劑性能高反應熱能及時移出時選擇高空速，反之選擇低空速。 原料純度

10、原料其中的雜質可能給反應帶來不利影響：使催化劑中毒而活性下降， 如乙炔和硫化物使催化劑永久中毒，乙炔和銀形成的乙炔銀受熱會發生爆炸性分解；使選擇性下降（鐵離子）；使反應熱效應增大（H2、G以上烷炫和烯炫）；影響爆炸極限，如敏氣是惰性氣體但其會使氧的爆炸極限濃度降低而且增加爆炸的危險性，氫也有同樣的效應，故原料中的雜質含量要嚴格控制乙快 <5ppm,C以上炫<1ppm,硫化物 <1ppm,H<5ppm。 進入反應器的混合氣配比由于反應的單程轉化率較低故采用具有循環的乙烯環氧化過程，進入反應器的混合氣是由循環氣和新鮮原料氣混合而成的，其組成既影響經濟效益也關系生產安全。氧的

11、含量必須低于爆炸極限濃度，因乙烯的濃度影響氧的極限濃度而且影響催化劑的生產能力，所以其濃 度也需控制。乙烯和氧濃度有一適量值（如濃度過高，反應快，放熱 多，反應器的熱負荷大，如放熱和除熱不能平衡，就會造成飛溫），如果以氧氣作氧化劑，為使反應不致太劇烈仍須加入致穩劑。以氮氣作致穩劑時進入反應器的乙烯濃度可達15-20%，氧濃度為8%左右。由于反應的轉化率比較低，為了充分利用原料從吸收塔出來的氣體須循環。 由于循環氣中含有雜質和反應副產物，所以需要在循環之前將一部分有害氣體排除，即脫除二氧化碳。從吸收塔排出的氣體，大部分（90%）循環使用，小部分送二氧化碳吸收裝置，用堿洗法（熱碳酸鉀溶液）脫除掉副

12、反應生成的二氧化碳。二氧化碳對環氧化反應有抑制作用，但適量提高其含量對反應的選擇性有好處，且能提高氧的爆炸極限，故循環氣中允許有一定量二氧化碳，但不宜過多。 乙烯轉化率單程轉化率的控制與氧化劑的種類有關，用純氧作氧化劑時，單程轉化率一般控制在12% 15%， 選擇性可達75-84%或更高。用空氣作氧化劑時，單程轉化率一般控制在30% 35%， 選擇性可達70%左右。單程轉化率過高時，由于放熱量大，溫度升高快，會加快深度氧化，使環氧乙烷的選擇性明顯降低。因為工業上采用循環流程，所以單程轉化率也不能太低，否則會因循環氣量過大而耗能增加。工藝流程草圖及說明（ 一 ） 氧化反應部分一工藝流程草圖qri

13、5£*環氯乙烷水圖（I）氯氣氧化法反應鄙分的工藝流程1、混合器2.熱交瘓H 3,反應器見 環 氧乙烷吸收塔 5.二氧化碳吸收塔6、二氧化碳吸收液再生塔二流程草圖說明由于此反應為氣固相反應，并且催化劑比較貴，所以選擇列管式 固定床反應器。反應放出大量的熱，所以須采用換熱介質進行換熱， 根據反應的熱效應求得反應的溫度在180-250 C ,因此選擇礦物油作 為換熱介質，采用外部循環式換熱。由以上流程圖可以看出，新鮮原料氣與循環氣混合后，經過熱交 換器預熱一段時間后，從反應器上部進入催化床層。自反應器流出的反應混合氣中環氧乙烷的含量僅為1-2%,經熱交換器利用其熱量 并進行冷卻后，進入環氧

14、乙烷吸收塔。由于環氧乙烷能以任何比例與 水混合，故采用水做吸收劑以吸收反應氣中的環氧乙烷。從吸收塔排出的氣體，大部分（約90%循環使用，而一小部分需送入CG吸收裝置，用熱碳酸鉀溶液脫除掉副反應所生成的 CO。送入CO吸收裝置的那一小部分氣體在二氧化碳吸收塔中與來自再生塔的高溫貧碳酸氫鉀 - 碳酸鉀溶液接觸。在二氧化碳作用下轉化為碳酸氫鉀。自二氧化碳吸收塔塔頂排出的氣體經冷卻，并分離出夾帶的液體后，返回至循環系統。二氧化碳吸收塔塔釜的富碳酸氫鉀-碳酸鉀溶液經減壓入再生塔，經加熱，使碳酸氫鉀分解為二氧化碳和碳酸鉀，CO自塔頂排出，再生后的貧碳酸氫鉀-碳酸鉀溶液循環回二氧化碳吸收塔。（ 二 ） 環氧

15、乙烷回收和精制部分自吸收塔塔底排出的環氧乙烷吸收液（%）經熱交換利用其熱量后進入解析塔，冷凝出大部分水和重組分雜質。解析出10%（質量）的環氧乙烷水溶液，同時分離出一起解離出的二氧化碳和其他不凝氣體。 然后進入脫氣塔脫二氧化碳，此處脫出的氣體除含二氧化碳外還有大量的環氧乙烷蒸汽，這部分氣體返回吸收塔。自脫氣塔排出的環氧乙烷水溶液，一部分直接送乙二醇裝置，加入適量水后水合制乙二醇。其余進精餾塔，塔頂蒸出的甲醛（含環氧乙烷）和塔下部取出的含乙醛的的環氧乙烷，仍返回脫氣塔。精餾塔和解析塔的塔底排出的水，經熱交換利用其熱量和冷卻后，循環回吸收塔作吸收水用。關于能耗方面，除了反應選擇性和反應熱的利用等影

16、響因素外，環氧乙烷吸收液的濃度和吸收水熱量的利用，對能耗也有顯著影響。在環氧乙烷吸收系統和解吸收系統設置多個換熱器，以回收不同位能低位能熱量的回收和利用，降低吸收水溫度以提高吸收效率，提高吸收液中環氧乙烷的濃度，減少循環水量，二氧化碳系統熱量的回收和利用等，均可降低能耗。乙烯催化氧化法制環氧乙烷的工藝需注意以下兩點1、保障安全性對此工藝，由于副反應為強放熱反應，溫度的控制尤為重要，若反應熱未及時移走，就會導致溫度難于控制，產生飛溫現象。由于是氧氣做氧化劑，還存在爆炸極限的問題，所以反應氣體的混合至關重要。 可借用多孔噴射器對著混合氣流的下游將氧高速噴射入循環氣和乙烯的混合氣中，使它們迅速進行均

17、勻混合。為控制氧氣、乙烯的濃度在爆炸極限以內，也為使反應不致太劇烈，需采用惰性致穩氣，可采用N2或CH乍致穩氣。2、保障經濟性對化工行業的生產工業來說，經濟性是應首先考慮的重要因素。為滿足此要求，應想辦法使反應的選擇性提高，催化劑的研究開發決定著反應的選擇性，故應采用性能良好的催化劑，并用二氯化物來抑制副反應的發生。還應考慮能量的利用率，想辦法利用生產流程中各種位能的熱量，充分節約資源，降低生產成本。物料衡算（一）由設計任務書已知數據如下：用N2作為惰性致穩氣時的原料氣組成組成C2H402N2COCHCHArH2OMol,%反應器的單程轉化率：選擇性：%環氧乙烷的吸收率：%Q中夾帶的，循環排放

18、氣中含 Ar為產品環氧乙烷中含Ar（二）乙烯催化氧化制取環氧乙烷得物料衡算框圖：SRCSPCII水! C除TCCO用_ CO脫除裝置圖（1）其中：FF新鮮原料氣MF原料混合氣RP反應混合氣SP混合分離氣RC循環氣P產品環氧乙烷W排空廢氣SPC未脫除二氧化碳的循環氣TC脫除的二氧化碳 SRC脫除二氧化碳的循環氣（三）衡算過程衡算基準：以進入反應器的混合原料氣 100mol為基準衡算范圍：以下各步的衡算范圍如圖（1）虛線框所示1、以反應器為衡算范圍，確定反應混合氣（RP）組成（A）反應器中的主要反應方程式:+ 4 QjjEHlCHK 氣）主反應方程式上/n平行副反應方程式:CHCH*+岫-卜 2H

19、Q （氣）+=計算結果如下表：（B）原料混合氣（MF）各組分摩爾數的變化A (C2H4)100x15% x%= (C2HO)x %= (CQ)x %)x 2= (H2O) (O2)x 1/2+ x 3/2=(C)反應混合氣(RP)的組分含量C2H4100X15%=Q100X7%=C2H4OCO100x%+=H2O100x%+=其他氣體未參加反應，故他們的量不變，同原料氣CH 4100X%=N2100x%=CH100 x%=Ar100x%=(D) 反應混合氣的組成由以上計算可得RP中混合物的總量(Srp)RP=+組成C2H4QNCOCHGHArH2OCHOmolMol,%2、以吸收塔為衡算范圍，

20、確定混合分離氣(SP)的組成(A) RP中各組分量的變化(即在產品P中的含量) (C2H4O)X %= (Ar)x =x 10-3 mol (H2O)( 即考慮水全部進入產品中)由此可得，產品(P)中帶出的物質總量(SP)P=+x 10-3+=(B) SP中各組分的含量利用衡算關系式：RP(X) = SP(X) + P(X)X 為 sp 中某組分對GHO和Ar作物料衡算，得它們的含量如下GH4O其他氣體的量不變。(C)確定SP的組成由于SP的組成與循環排放氣 W組成相同，故SP中Ar的摩爾分數也為可得SP中各組分的總量(Ssp)SP=%=計算結果如下表：組成C2H402NCOCHGHArHOQ

21、HOmol00Mol,%003、確定新鮮原料(FF)和循環氣(RC)組成(A)以整體為衡算范圍，對 Ar作物料衡算.設FF中Q為X mol,C2H為 Y mol;RC 中。2為 Z mol , C2H4 為 G mol。利用衡算式FF(Ar) = P(Ar) + W(Ar)可得=X10-3+ W %(B)以節點B為衡算范圍，對和O作物料衡算。利用衡算式SP(x) = RC(x) + W(x)X為 C2H4和 O2且W中各組分白組成與SP中各組分的組成相等，可得對 GH:=G+ W X%對O :=Z+ W X%(C)以節點A為衡算范圍，對GH和O作物料衡算。利用衡算式 MF(X) = FF(X)

22、 + RC(X) X 為C2曰和o 可得：對 C2H:=Y + G對O :=X + Z聯立以上五式，解得X= Y= Z= G= W=(D)確定FF的組成由以上計算可知FF中：O2含量為，C2H4含量為，故FF中Q中的Ar夾帶量為： x =以節點B為衡算范圍，對N2作物料衡算，利用衡算式SP(N2) = RC(N 2) + W(N 2)可得RC(N 2)=以節點A為衡算范圍，對N2作物料衡算，利用衡算式MF(N2) = FF(N 2) + RC(N 2) 可得FF(N 2)=故FF中各組分的總量FF=+=計算結果如下表:組成CHQArmolMol,%(E)確定RC的組成由前面的計算已得RC中：Q

23、: CH4:,N2:。以節點A為衡算范圍，對Ar作物料衡算，利用衡算式MF(Ar) = FF(Ar) + RC(Ar)可得：RC(Ar)= RC中其他組分的量與MF中相等。故RC中各組分的總量RC=+=計算結果如下表:組成CHQCOCHCHArHOCHOmol0Mol,%04、確定未脫CO的循環氣SPC勺組成(A) W中含CO的量 x %=x 10-3mol(極少，略去)由節點C處CO守衡，有：TC(CQ) = SP(CO2)- RC(CO 2)得：TC(CO2)=根據工藝條件，可設二氧化碳脫除裝置中CO的脫除效率為70%!U進入裝置的CO量為：70%=SRC CO的量SRC(CO 2)= x

24、 (1-70%)=節點D處CO平衡，有RC(CO2) = SRC(CO2) + SPC(CO2)可得：SPC(CO2)=又SPC中各組分的組成與 SP各組分相等，故SPC#組分總量SPC=%=因 SPC/( SP-W)=所以從吸收塔出來進入循環的混合氣有88%t接循環，12%S入CO脫除裝置中。(B)因SPCW SP各組分組成相等，可得SPC中各物質的摩爾數(單位：mol) C2H4：O 2： CH 4：GH6:CO2：ArSPCS成的計算結果如下表:組成CHQNCOCHCHArHOCHOmol00Mol,%005、以節點D為衡算范圍，確定SRC勺組成。利用， RC(x) = SP(x) +

25、SRC(x)X為 src中某組分可得SRCfr各組分的量C2H4 :=故SRC各組分的總量SRC=+=計算結果如下表:組成C2H4QNCOCHGHArHOCHOmol0Mol,%0數據校核及結果評價1、數據校核 總物料平衡 FF=P+W+TC其中 FF= P= W= TC=方程右邊=方程左邊 吸收塔物料平衡RP=SP+P其中 RP= SP= P=得方程右邊=方程左邊 節點A物料平衡 MF=FF+RC其中 FF= RC= MF=100mol有方程右邊二100mol訪程左邊節點B(C)物料平衡 SP=W+RC+TC其中 SP= W= RC= TC=得方程右邊=方程左邊 節點 D 物料平衡RC=SR

26、C+SPC其中 RC= SRC= SPC=有方程右邊=方程左邊2、結果評價以上在不同的衡算范圍對總氣體量分別進行校核，計算的結果顯示各種計算數據基本符合要求。雖有一些誤差，但都在工程允許范圍內。下面對誤差進行分析。在實際生產過程中，由于在環氧乙烷吸收塔中，水也溶解了其它微量氣體，所以產品P中并非僅有C2HCM微量的Ar,而在計算過程中 沒有考慮那部分氣體的量，視產品中僅有C2H4O口Ar,而且計算過程中 忽略了刖排出的極少部分氣體，所以導致SP勺氣體總量及部分物質 的量不精確，但誤差很小，并不影響整體結果。在計算過程中，將 SP 中口GHO勺量視為零，因SPdSP勺組成相同，所以RC的HO考慮

27、 為從SR中來，即從CO脫除裝置中出來的循環氣帶出了少量的水，從 而滿足水的平衡。由于致穩氣N2是循環使用的，只需一次輸入即可，組成CHQNbCOCHCHArH2OC2H4O總計混但在實際生產中，W TW及P處都有少量N2帶出，故FF中需要夾帶定量的N2進行補充。mol合氣molRPMol,%100mol00SPMol,%00100mol00000FFMol,%00000100mol0RCMol,%0100mol00SPCMol,%00100mol0SRCMol,%0100計算結果一覽表工藝流程及控制點說明（一）工藝流程說明環氧乙烷反應系統工藝流程1主流程（1）原料流程原料乙烯、氧氣和致穩氮氣

28、來自界區，他們與循環物料氣的混合 氣體站（H-102）充分混合后，進入氣氣換熱器（E-111）與反應生成 氣換熱并預熱到指一定溫度后，從填充銀催化劑的列管式固定床反應 器（D-110）的上部進入催化床層，在一定溫度（220-260 C）和壓力 （2Mpa下，進行氧化反應。（2）吸收流程已反應的氣體自氧化反應器（D-110）下部流出，進入氣氣換熱 器（E-111）,被反應原料氣冷卻后進入環氧乙烷水吸收塔（D-115）。在吸收塔中，以水做吸收劑，吸收反應氣體中的產物環氧乙烷。吸收劑水自塔上部進入，環氧乙烷吸收液自塔中部流入，進入環氧乙 烷精制流程。為提高環氧乙烷的吸收率和避免循環氣中二氧化碳的積累

29、，從吸收塔頂部排出的氣體，一部分（90%）循環回反應器，另一小部分送至二氧化碳吸收裝置，用熱碳酸鉀溶液脫除掉副反應所生成的二氧化碳。從吸收塔頂部出來的吸收氣，一部分作為循環排放氣排至蒸汽加熱器（B-110）中燒掉：另一部分作為循環氣與致穩氣氮氣進入循環壓縮機（C-110） , 加壓后，混合氣大約有十分之一送至二氧化碳脫除流程，脫除二氧化碳后，再返回至循環氣系統：一部分經添加抑制劑二氯乙烷后，進入氧氣混和器（H-102） , 與原料乙烯，氧氣混合，成為原料氣。2 輔助流程（ 1）熱油循環流程乙烯的環氧化反應為放熱反應，其副反應為乙烯完全氧化為二氧化碳和水的反應，更是強放熱反應。故在反應過程中應及

30、時將反應產生的反應熱移走，否則不僅會使選擇性下降，甚至還會產生飛溫現象。本工藝流程方案中，用礦物油做冷卻劑，移走反應熱。流程如下：循環載熱的熱油經過熱油冷卻器（ E-110） 冷卻后， 進入氧化反應器（D-110）的上部，吸收反應熱會后從反應器下部流出。由于此時熱油溫度較高，為防止熱膨脹使輸油管變形，應與熱油膨脹罐（ F-110）連接。同時為了補充循環過程中的礦物油損失，應在設一熱油儲罐（F-110）,并以2kg/cm2的蒸汽加熱，經加熱的熱油由輸送泵（G-115）輸出，與反應器下部流出的高溫熱油混合后，油熱泵（G-110）送入熱油冷卻器（E-110） , 如此不斷循環。（2）蒸汽流程在熱油冷

31、卻器（E-110）中，熱油在換熱冷卻的同時產生高壓蒸 汽，一部分送至用戶，另一部分進入蒸汽加熱氣（B-110）進一步提高熱位。蒸汽加熱氣（B-110）以燃料油及吸收塔中排出氣等作燃料， 進入空氣燃燒，來加熱蒸汽，產生高熱位蒸汽，經循環壓縮機（C-110）, 減壓變為低壓蒸汽，作為流程中其它設備熱源之用。（3）抑制劑流程為抑制副反應，氧化反應過程中需有抑制劑二氯乙烷（ EDC加 入，用中壓氮氣作載氣。抑制劑由抑制劑罐（F-1308）送入抑制劑蒸 發器（F-30A）,經加熱蒸發與壓縮后的致穩氣，循環氣混合，進入混 合器。二氧化碳脫除系統工藝流程1、脫二氧化碳循環氣流程經循環壓縮機（C-110）加壓

32、后，循環氣的一部分進入接觸塔 （D-210）,與來自再生塔后由塔頂排出，進入脫二氧化碳冷卻器 （D-211）的碳酸鉀溶液作用，脫去二氧化碳后又塔頂排出，進入脫 二氧化碳冷卻器（E-211）,經冷卻后夾帶著冷凝的碳酸鉀溶液的循環 氣進入接觸分離罐（F-210）進行氣液分離。分離出來的液體則送入 再生塔（D-220）進行再生處理。2、碳酸鉀溶液循環系統接觸塔（D-210）中，來自再生塔的貧碳酸鉀溶液與循環氣體中的二氧化碳重用，碳酸鉀轉化為碳酸氫鉀，塔釜的富碳酸鉀-碳酸氫鉀溶液送至再生塔（D-220）的上部，再生后由塔釜經碳酸鹽溶液泵（G-220）送入接觸塔（D-210）上部循環使用。為補充循環回路

33、中總的碳酸鹽溶液，另設碳酸鹽溶液梢及儲梢。碳酸鹽溶液梢（F-231）中，脫鹽水溶解固體碳酸鉀。生成的碳酸鉀溶液進入碳酸鹽貯梢（F-320）,再生碳酸鹽輸送泵（G-230）送出，與再生后的碳酸鹽溶 液混合后經碳酸鹽溶液泵（G-220）進入接觸塔。3、再生塔流程再生塔中，吸收二氧化碳后的碳酸鹽溶液加熱再生， 生成的二氧 化碳由塔頂排出，經再生塔冷卻器（E-221）氣液分離后，二氧化碳 排空，再生塔冷卻器及直線分離器分離出的碳酸鹽溶液進入再生塔再 生。再生塔塔釜處的再沸器（E-220）用2kg/cm2的低壓蒸汽加熱，冷 凝液送入再沸器凝液罐（F-240）。為防止接觸塔和再生塔內的堿液起 泡，可根據需

34、要在堿液中定期注入消泡劑，應另設消泡劑壓入器（H-222）,消泡劑由此處送出與再生塔塔釜混合后，進入再沸器加熱。（二）控制點說明環氧乙烷反應系統控制點1、蒸汽加熱器（B-110）進氣控制點：此控制點為一流量控制點，用 以調節進入加熱器的空氣量，以便加熱器內的燃料充分燃燒。2、熱油冷卻器（E-110）出口蒸汽控制點：此控制點為液位控制點， 通過控制冷卻器出口蒸汽量，穩定熱油冷卻溫度。3、熱油儲罐（F-115）液位控制點：此控制點為液位控制點，為防止 熱油冷卻凝結，儲罐內同蒸汽加熱，它通過控制所加熱氣量調節儲罐 液位。4、氣-氣換熱器（F-115）液位控制點：此控制點為壓力控制點，用 以調節控制進

35、口反應原料壓力。5、吸收塔（D-115）出口混合分離器控制點：此控制點為壓力控制點， 用以控制循環反應氣量及循環排空氣量。6、吸收塔（D-115）塔釜液位控制點：此控制點為液位控制點，由于 循環吸收氣所夾帶液位在塔釜積累，此控制點可是塔釜液位控制在一 定范圍內。二氧化碳脫除系統控制點1、接觸塔（D-210）塔釜液位控制點：此控制點為液位控制點，用以 控制塔釜內的碳酸鹽溶液液位高度，通過調節送往再生塔的碳酸鹽溶 液量，使接觸塔塔釜液位保持在一定液位。2、碳酸鹽儲梢（F-230）進液控制點：此控制點為流量控制點，用以 控制碳酸鹽溶液梢內碳酸鹽溶液輸往儲梢的流量，使儲梢內的溶液量保持在一定量。3、接

36、觸塔分離罐（F-210）出液控制點：此控制點為液位控制點，通 過調節送往再生塔的碳酸鹽溶液量，穩定分離罐內分離出的溶液位。4、再沸器（E-220）加熱蒸汽調節點：此控制點為流量控制點，通過 控制進入再沸器的加熱蒸汽流量，使再生塔保持在一定的熱解溫度。5、直線分離器（H-221）出口控制點：此控制點為流量控制點，通過控制二氧化碳排空量，是直線分離器中氣液分離充分藝工與程工學化工化4NW業專級班間時附圖（共兩張）器' 凝 冷液收吸 ,T圖程流藝工統系應反烷乙氧環>京北1學大業礦國中計核核緝設校審總彪振傅 圖制位液L力度壓 溫P T量液 F 節調 C號代量流R w C水稔R氣氮壓低-B至1空放氣環循2C 收3-cm-d 至水卻冷 WC汽蒸熱加 R w .R 氣氮壓中體氣的-2-F自來罐儲液收吸器離分塔收吸機縮壓環循 罐劑制抑 器發蒸劑制抑器合混氣氧器應反化氧罐脹膨油熱泵送輸油熱罐儲油熱-Oli il C彳11 -E 012 -FOrii -C氣蒸壓低劑制抑83U1 -FAU3 -F201 -Hon -Don -F-SYJ1 G5n tI藝 工 與 程 工 學 化ffia -30工化2-117業 專級