统运行的必要装置。不论是吸收剂罐还是吸收剂池都使用通入65kg/cm2压力蒸汽的蛇管进行加热，以防止环境温度下结冰上冻，用贫吸收剂过滤器循环泵和二氧化碳吸收剂池泵在系统和贮存器之间进行吸收剂的输送。 (4)银催化氧化乙烯合成环氧乙烷工艺流程
乙烯氧气循环压缩机二氧化碳工业水产物出口环氧乙烷洗涤塔环氧乙烷解析塔再吸收塔乙二醇进料解析塔环氧乙烷浸渍塔再生塔氧化反应器氧化反应器接触塔去乙二醇系统碳酸钾2.2 工艺计算
2.2.1 设计条件
(1)反应原理
乙烯和氧气在银催化剂上，于一定温度和压力下，直接氧化生产环氧乙烷，反应方程式可表为：
主反应：
1 C2H4?O2?C2H4O （4-1）
2 反应(4-1)为放热反应，在250°C时，每生成一摩尔环氧乙烷要放出25．19KJ的热量
副反应：
CH2?CH2?3O2?2CO2?2H2O （4-2） 反应(4-2)为强放热反应，在250°C，每反应掉一摩尔乙烯，可放出315.9KJ的热量。 (2)原料组成
表4.1 原料气的组成
组分 含量（mol%) (3)反应器条件
C2H4
CO2
O2 N2
3.4 7.7 5.6 83.3 反应温度为210°C
反应温度为250°C 反应压力为1MPa
乙烯转化率为20%；选择性为66%；空速为5000h-1 年工作时间7200小时，年产量50000吨 反应产物分离后回收率为91%
反应器内催化剂填充高度为管长95%，每根管长6米
采用间接换热方式：导出液进口温度230°C，出口温度235°C,导出液对管壁的给热系数为650W/m2·K
催化剂为球体，D=5mm,床层孔隙率为0.8
在250°C，1MPa下反应气体导热系数为0.0304W/m2K,粘度为4.26×10-5PaS,密度为7.17Kg/m3
2.2.2 物料衡算
(1)反应部分的工艺参数
环氧乙烷生产能力：5万吨/年； 年操作时间：7200小时 进入反应器的温度：210℃； 反应温度：250℃ 乙烯转化率：20％； 选择性：66%
反应空速：5000h?1； 生产过程安全系数：1.04 反应产物分离后回收率：91%
原料组成如表4-2所示：
表4-2 原料气的组成及各组分的分子量 组分 含量（mol%)
C2H4
CO2
O2 N2
3.4 7.7
表4-3 各组分的分子量
5.6 83.3
组分 分子量
C2H4 CO2 O2 N2 C2H4O H2O
28.054 44.010 31.999 28.013 44.054 18.015
(2)反应部分的基础计算
①以100kmol/h气体进料为基准，根据已知原料气的组成，计算出每小时进入反应 器的各种气体组分的摩尔数，计算结果列于表4-4中。 ②根据反应方程式及已知数据，计算反应器出口的气体量。 主反应：
1 CH2?CH2?O2?C2H4O (4-3)
2 副反应：
CH2?CH2?3O2?2CO2?2H2O (4-4) 已知乙烯转化率为20％，选择性为66％，进入反应器的乙烯量为3.4kmol/h，所以 由式(4-3)有 消耗乙烯量：3.4×0.2×0.66＝0.4488kmol 消耗氧气量：0.4488×0.5＝0.2244kmol 生成环氧乙烷量：0.4488kmol 由式(4-4)有 消耗乙烯量：3.4×0.2×(1-0.66)=0.2312kmol 消耗氧气量：0.2312×3=0.6936kmol 生成二氧化碳量：0.2312×2=0.4624kmol 生成水量：0.2312×2=0.4624kmol
则可知 未反应的乙烯量：3.4-0.4488-0.2312=2.72kmol 未反应的氧气量：5.6-0.2244-0.6936=4.682kmol 出反应器的二氧化碳量：7.7+0.4624=8.1624kmol 出反应器的水量：0+0.4624=0.4624kmol
氮气、氩气和甲烷的量在反应过程中不发生变化，所以出口气体中各组分的量如表4-4所示。
表4.4 反应器入口和出口的气体量(kmol/h)
组分 入口 出口
C2H4
CO2
O2
N2
C2H4O
H2O
3.4 2.72
7.7 8.1624
5.6 4.682
83.3 83.3
0 0.4488
0 0.4624
(3)实际装置每小时生产的环氧乙烷可折算为
5?107?173.23kmol/h
7200?44.054?0.91 综上所述，气体进料为100 kmol/h时，可生产环氧乙烷0.4488kmol/h。若要达到51.97kmol/h的环氧乙烷生产能力，则所需原料量为
173.23?100?38597.39kmol/h。为了保证所设计的装置能够达到所要求的生产能
0.4488力，必须考虑到原料损失等因素，一般取安全系数为1.04则实际进料量为1.04×38597.39＝40141.28kmol/h (4)原料气与氧化气的组成计算
根据基准气体进料为100kmol/h时的计算结果，可以折算出实际进料量为40141.28kmol/h时的物料衡算情况。如表4-5所示
表4-5 实际原料气进料时的物料衡算
组分 C2H4
O2
kmol/h 1364.80 2247.91 3090.88 33437.69
0 0 40141.28
kg/h 38288.10 71930.87 136029.63 936690.01
0 0 1182938.61
表4-6 氧化气的物料衡算
mol% 3.4 5.6 7.7 83.3 0 0 100
wt% 3.24 6.08 11.50 79.18 0 0 100
CO2
N2
C2H4O
H2O
合计
组分 C2H4
kmol/h 1093.40
kg/h 30674.24
mol% 2.73
wt% 2.60