物料與能量衡算說明書

1、附錄1 物料與能量衡算說明書1.1.1 環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第一工段反應(yīng)器R01001物料衡算丙烯、丙烷溶解在甲醇中與雙氧水一起進入閃蒸罐提濃預(yù)熱后進入R01001和R01002反應(yīng)后經(jīng)加料泵送入T0101和T0102精餾塔中進行粗提純。R01001和R01002反應(yīng)投料和反應(yīng)條件一樣。以R01001為例說明環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第一工段反應(yīng)器物料衡算如表1-1所示。環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第一工段Aspend模擬示意圖:圖1-1 Aspend模擬示意圖表1-1 環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第一工段Aspend模擬圖C1-BOTC1-TOPFEED1R1-OUTSubstream: MIXEDSolid Frac0.00 0.00

2、 0.00 0.00 Enthalpy kcal/mol-66.76 -21.34 -32.57 -38.05 Enthalpy kcal/kg-3377.22 -547.90 -1023.33 -1193.10 Enthalpy Gcal/hr-37.91 -20.81 -50.35 -58.70 Mole Flow kmol/hrC3H60.00 529.65 685.18 529.65 C3H80.00 42.40 42.40 42.40 C3H6O0.00 152.43 0.00 152.43 CH4O48.26 32.17 82.92 80.43 H2O509.93 218.54 5

3、73.55 728.47 H2O26.48 0.00 162.01 6.48 C4H10O22.49 0.00 0.00 2.49 C3H8O20.61 0.00 0.00 0.61 Mole FracC3H60.00 0.54 0.44 0.34 C3H80.00 0.04 0.03 0.03 C3H6O0.00 0.16 0.00 0.10 CH4O0.08 0.03 0.05 0.05 H2O0.90 0.22 0.37 0.47 H2O20.01 0.00 0.10 0.00 C4H10O20.000.000.00 0.00 C3H8O20.00 0.00 0.00 0.00 Mass

4、 Flow kg/hrC3H60.00 22288.15 28832.96 22288.15 C3H80.00 1869.71 1869.71 1869.71 C3H6O0.00 8853.11 0.00 8853.11 CH4O1546.34 1030.89 2656.96 2577.23 H2O9186.46 3937.06 10332.63 13123.52 H2O2220.43 0.00 5510.74 220.43 C4H10O2224.27 0.00 0.00 224.27 C3H8O246.58 0.00 0.00 46.58 Mass FracC3H60.00 0.59 0.5

5、9 0.45 C3H80.00 0.05 0.04 0.04 C3H6O0.00 0.23 0.00 0.18 CH4O0.14 0.03 0.05 0.05 H2O0.82 0.10 0.21 0.27 H2O20.02 0.00 0.11 0.00 C4H10O20.02 0.00 0.00 0.00 C3H8O20.00 0.00 0.00 0.00 Total Flow kmol/hr567.77 975.20 1546.06 1542.96 Total Flow kg/hr11224.08 37978.92 49203.00 49203.00 Total Flow cum/hr11.

6、98 65.00 75.63 73.81 表1-2 環(huán)氧丙烷冷凝器出口物料表C1-BOTC1-TOPFEED1R1-OUTSubstream: MIXEDSolid Frac0.00 0.00 0.00 0.00 Enthalpy kcal/mol-66.76 -21.34 -32.57 -38.05 Enthalpy kcal/kg-3377.22 -547.90 -1023.33 -1193.10 Enthalpy Gcal/hr-37.91 -20.81 -50.35 -58.70 Mole Flow kmol/hrC3H60.00 529.65 685.18 529.65 C3H80.

7、00 42.40 42.40 42.40 C3H6O0.00 152.43 0.00 152.43 CH4O48.26 32.17 82.92 80.43 H2O509.93 218.54 573.55 728.47 H2O26.48 0.00 162.01 6.48 C4H10O22.49 0.00 0.00 2.49 C3H8O20.61 0.00 0.00 0.61 Mole FracC3H60.00 0.54 0.44 0.34 C3H80.00 0.04 0.03 0.03 C3H6O0.00 0.16 0.00 0.10 CH4O0.08 0.03 0.05 0.05 H2O0.9

8、0 0.22 0.37 0.47 H2O20.01 0.00 0.10 0.00 C4H10O20.000.000.00 0.00 C3H8O20.00 0.00 0.00 0.00 Mass Flow kg/hrC3H60.00 22288.15 28832.96 22288.15 C3H80.00 1869.71 1869.71 1869.71 C3H6O0.00 8853.11 0.00 8853.11 CH4O1546.34 1030.89 2656.96 2577.23 H2O9186.46 3937.06 10332.63 13123.52 H2O2220.43 0.00 5510

9、.74 220.43 C4H10O2224.27 0.00 0.00 224.27 C3H8O246.58 0.00 0.00 46.58 Mass FracC3H60.00 0.59 0.59 0.45 C3H80.00 0.05 0.04 0.04 C3H6O0.00 0.23 0.00 0.18 CH4O0.14 0.03 0.05 0.05 H2O0.82 0.10 0.21 0.27 H2O20.02 0.00 0.11 0.00 C4H10O20.02 0.00 0.00 0.00 C3H8O20.000.000.000.00Total Flow kmol/hr567.77975.

10、201546.061542.96Total Flow kg/hr11224.0837978.9249203.0049203.00Total Flow cum/hr11.9865.0075.6373.811.1.2 環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第二工段反應(yīng)器R01003物料衡算由T0101和T0102粗精餾后的雙氧水和丙烯、丙烷作為原料進入R01003反應(yīng)后產(chǎn)物經(jīng)加料泵P0103送入環(huán)氧丙烷精餾塔精餾。物料衡算表如R01003物料衡算1-4表所示。環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第二工段Aspend模擬示意圖：圖1-2 環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第二工段Aspend模擬表1-4 R01003物料衡算C3-BOTC3-TOPFEED3R3-

11、OUTTemperature50.0050.0060.0050.00Pressure bar1.001.001.001.00Vapor Frac0.000.870.570.54Liquid Frac1.000.130.430.46Solid Frac0.000.000.000.00Substream:MIXEDMole Flow kmol/hrC3H60.00132.41171.30132.41C3H80.0010.6010.6010.60C3H6O0.0038.110.0038.11CH4O12.068.0420.7320.11H2O127.4854.63143.39182.12H2O21.

12、620.0040.501.62C4H10O20.620.000.000.62C3H8O20.150.000.000.15Mole FracC3H60.000.540.440.34C3H80.000.040.030.03C3H6O0.000.160.000.10CH4O0.080.030.050.05H2O0.900.220.370.4H2O20.010.000.100.00C4H10O20.000.000.000.00C3H8O20.000.000.000.00Mass Flow kg/hrC3H60.005572.047208.245572.04C3H80.00467.43467.43467

13、.43C3H6O0.002213.280.002213.28CH4O386.58257.72664.24644.31H2O2296.62984.262583.13280.88H2O255.110.001377.6855.11C4H10O256.070.000.0056.07C3H8O211.60.000.0011.65Mass FracC3H60.000.590.590.45C3H80.000.050.040.04C3H6O0.000.230.000.18CH4O0.140.030.050.05 H2O0.820.100.210.27H2O20.020.000.110.00C4H10O20.0

14、20.000.000.00C3H8O20.000.000.000.00TotalF lowkmol/hr141.94243.80386.52385.74Total Flow kg/hr2806.029494.7312300.7512300.75Total Flow cum/hr3.005668.406107.655594.841.1.3 產(chǎn)品精餾塔T02002物料衡算經(jīng)環(huán)氧化反應(yīng)的產(chǎn)物經(jīng)過T0101和T0102蒸餾塔粗精餾濃縮后經(jīng)加料泵送入T201精餾塔精餾后送入產(chǎn)品精餾塔精餾得環(huán)氧丙烷質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99%以上的環(huán)氧丙烷產(chǎn)品。精餾塔T02002物料衡算如表1-3所示。產(chǎn)品精餾塔Aspend模擬示意

15、圖：圖1-3 產(chǎn)品精餾塔示意圖表1-5精餾塔T02002物料衡算DD1FWTemperature C25.00 25.00 60.00129.64Pressure bar0.800.804.008.28Vapor Frac0.001.000.000.00Liquid Frac1.000.001.001.00Solid Frac0.000.000.000.00Density kmol/cum14.150.0316.1120.29Substream: MIXEDMole Flow kmol/hrC3H63.270.323.590.00C3H80.300.020.320.00C3H6O356.382

16、.62361.602.59CH4O0.890.00228.69227.80H2O0.000.002.222.22Mole FracC3H60.010.110.010.00C3H80.000.010.000.00C3H6O0.990.880.610.01CH4O0.000.000.380.98H2O0.000.000.000.01Mass Flow kg/hrC3H6137.5713.66151.230.00C3H813.181.0914.270.00C3H6O20698.85152.1921001.52150.47CH4O28.590.057327.707299.07H2O0.000.0039

17、.9539.95Mass FracC3H60.010.080.010.00C3H80.000.010.000.00C3H6O0.990.910.740.02CH4O0.000.000.260.97H2O0.000.000.000.01Total Flow kmol/hr360.852.97596.42232.60Total Flow kg/hr20878.18167.0028534.677489.49Total Flow cum/hr25.5090.2537.0211.46Density kg/cum818.891.85770.69653.281.1.4 甲醇精餾塔T03001物料衡算經(jīng)過相分

18、離器將R03001雙氧水分解器分解雙氧水后的混合物把氫氣和氧氣與甲醇分離。將分離后的液相送入經(jīng)加料泵送入T03001精餾提純甲醇后去溶解混合丙烯成為原料進入閃蒸罐預(yù)熱進入反應(yīng)器反應(yīng)。圖1-4 甲醇精餾塔Aspend模擬示意圖表1-6 甲醇精餾塔物料衡算DFWTemperature C63.4467.3099.22Pressure bar1.001.001.00Vapor Frac0.000.000.00Liquid Frac1.001.001.00Solid Frac0.000.000.00Enthalpy kcal/mol-55.80-59.93-66.92Enthalpy kcal/kg-

19、1719.97-2185.26-3695.09Enthalpy Gcal/hr-13.58-22.44-8.77Entropy cal/mol-K-54.74-47.53-35.03Entropy cal/gm-K-1.69-1.73-1.93Substream: MIXEDMole Flow kmol/hrC3H60.000.000.00C3H80.000.000.00C3H6O2.592.590.00CH4O239.72240.010.29H2O0.43131.04130.61H2O20.000.000.00C4H10O20.620.620.00C3H8O20.000.150.15O20.

20、000.000.00MoleFracC3H60.000.000.00C3H80.000.000.00C3H6O0.010.010.00CH4O0.990.640.00H2O0.000.351.00H2O20.000.000.00C4H10O20.000.000.00C3H8O20.000.000.00O20.000.000.00Mass Flow kg/hrC3H60.000.000.00C3H80.000.000.00C3H6O150.47150.470.00CH4O7681.177690.359.17H2O7.782360.732352.95H2O20.000.000.00C4H10O25

21、5.8955.900.01C3H8O20.0011.1811.18O20.000.000.00Mass FracC3H60.000.000.00C3H80.000.000.00C3H6O0.020.010.00CH4O0.970.750.00H2O0.000.230.99H2O20.000.000.00C4H10O20.010.010.00C3H8O20.000.000.00O20.000.000.00Total Flow kmol/hr243.36374.41131.04Total Flow kg/hr7895.3210268.632373.31Total Flow cum/hr10.571

22、3.202.591.1.5 雙氧水分解器R03001物料衡算經(jīng)蒸餾塔T0103將反應(yīng)器R01003生成的產(chǎn)物粗分離塔底混合液送入雙氧水分解器R03001，雙氧水分解后的產(chǎn)物送入相分離器R0304將分解后的氧氣和甲醇分離，甲醇混合液送入甲醇回收精餾塔進行精餾提純回收，氧氣進入雙氧水反應(yīng)器R0401反應(yīng)生成雙氧水作為環(huán)氧丙烷的原料。雙氧水分解器R03001器Aspend模擬示意圖：圖1-5 雙氧水分解器R03001器Aspend模擬圖表1-7 甲醇回收精餾塔物料衡算C3-BOTR4-OUTWTemperature C50.00 50.00 130.00 Pressure bar1.00 1.00

23、8.82 Vapor Frac0.00 0.00 0.00 Liquid Frac1.00 1.00 1.00 Solid Frac0.00 0.00 0.00 Substream: MIXEDMole Flow kmol/hrC3H60.00 0.00 0.00 C3H80.00 0.00 0.00 C3H6O0.00 2.59 2.59 CH4O12.21 240.01 227.80 H2O127.21 131.04 2.22 H2O21.64 0.03 0.00 C4H10O20.62 0.62 0.00 C3H8O20.15 0.15 0.00 O20.00 0.81 0.00 Mol

24、e FracC3H60.00 0.00 0.00 C3H80.00 0.00 0.00 C3H6O0.00 0.01 0.01 CH4O0.09 0.64 0.98 H2O0.90 0.35 0.01 H2O20.01 0.00 0.00 C4H10O20.00 0.00 0.00 C3H8O20.00 0.00 0.00 O20.00 0.00 0.00 Mass Flow kg/hrC3H60.00 0.00 0.00 C3H80.00 0.00 0.00 C3H6O0.00 150.47 150.47 CH4O391.28 7690.35 7299.07 H2O2291.77 2360.

25、73 39.95 H2O255.90 1.12 0.00 C4H10O255.90 55.90 0.00 C3H8O211.18 11.18 0.00 O20.00 25.77 0.00 Mass FracC3H60.00 0.00 0.00 C3H80.00 0.00 0.00 C3H6O0.00 0.01 0.02 CH4O0.14 0.75 0.97 H2O0.82 0.23 0.01 H2O20.02 0.00 0.00 C4H10O20.02 0.01 0.00 C3H8O20.00 0.00 0.00 O20.00 0.00 0.00 Total Flow kmol/hr141.8

26、3 375.24 232.60 Total Flow kg/hr2806.02 10295.51 7489.49 Total Flow cum/hr2.95 15.50 11.47 1.2 能量衡算根據(jù)能量守恒定律：輸入系統(tǒng)總的能量=輸出系統(tǒng)的能量+系統(tǒng)積累的能量本廠主要設(shè)備有雙氧水分解器、預(yù)制精餾塔、精制精餾塔、反應(yīng)器、換熱器、壓縮機、泵、閃蒸器等。輸入整個系統(tǒng)的能量主要有電能，加熱劑帶入的能量和進入物料的焓，本廠輸出能量有冷卻劑帶走的能量和輸出物料的焓。1、概述擬建一年30萬噸環(huán)氧丙烷生產(chǎn)裝置，在全工藝段中伴隨著物料從一個體系或單元進入另一個體系或單元，在發(fā)生質(zhì)量傳遞的同時也伴隨著能量的消

27、耗、釋放和轉(zhuǎn)化。其中的能量變換數(shù)量關(guān)系可以從能量衡算求得，對于新設(shè)計的車間，可以由此確定設(shè)備的熱負(fù)荷。再根據(jù)設(shè)備的熱負(fù)荷大小、所處理物料的性質(zhì)與工藝要求選擇恰當(dāng)?shù)脑O(shè)備?？傊ㄟ^下述能量衡算，可以為后續(xù)設(shè)計工作中提高熱量的利用率，降低能耗提供主要依據(jù)。2、熱量衡算原則工程依據(jù)化工設(shè)計中關(guān)于熱量衡算的基本思想和要求，遵循基本規(guī)與實際工藝相結(jié)合的原則，進行熱量衡算書的編制。其中一個主要依據(jù)是能量平衡方程： 其中表示輸入設(shè)備熱量的總和；表示輸出設(shè)備熱量的總和；表示損失熱量的總和。對于連續(xù)系統(tǒng)： Q+W=Hout-Hin 其中Q設(shè)備的熱負(fù)荷。 W輸入系統(tǒng)的機械能。 Hout離開設(shè)備的各物料焓之和。 H

28、in進入設(shè)備的各物料焓之和。 在進行全廠熱量衡算時，是以單元設(shè)備為基本單位，考慮由機械能轉(zhuǎn)換、化學(xué)反應(yīng)釋放和單純的物理變化帶來的熱量變化。最終對全工藝段進行系統(tǒng)級的熱量平衡計算，進而用于指導(dǎo)節(jié)能降耗設(shè)計工作。3、熱量衡算任務(wù)在進行環(huán)氧丙烷生產(chǎn)裝置的熱量衡算中，主要通過定量計算完成下述基本任務(wù)：（1）確定工藝單元中物料輸送機械（如泵）所需要的功率，以便于進行設(shè)備的設(shè)計和選型；（2）確定吸收、反應(yīng)單元操作中所需要的熱量或冷量以與傳遞速率，計算換熱設(shè)備的尺寸，確定加熱劑和冷卻劑的消耗量，為后續(xù)設(shè)計中比如供汽、供冷、供水等設(shè)備條件；（3）提高熱量部集成度，充分利用余熱，提高能量利用率，降低能耗；最終計

29、算出總需求能量和能量的費用，并由此確定工藝過程在經(jīng)濟上的可行性。1.2.1 環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第一工段能量衡算表1-8 反應(yīng)器R01001能量衡算精餾塔底混合液精餾塔頂混合物反應(yīng)器進口原料反應(yīng)器出口產(chǎn)物Temperature C50505050Pressure bar13131313Vapor Frac0000Liquid Frac1111Solid Frac0000Enthalpy kcal/mol-66.763727-21.337778-32.567315-38.04650Enthalpy kcal/kg-3377.2233-547.89646-1023.3346-1193.104Enthal

30、py Gcal/hr-37.906222-20.808516-50.351134-58.70434Entropy cal/mol-K-39.261405-48.601706-43.323417-44.58455Entropy cal/gm-K-1.9860265-1.2479604-1.3613144-1.3981321.2.2 環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第二工段能量衡算表1-9 反應(yīng)器R01003能量衡算C3-BOTC3-TOPFEED3R3-OUTTemperature C50506050Pressure bar1111Vapor Frac00.865253530.570133640.5394553L

31、iquid Frac10.134746470.429866350.4605447Solid Frac0000Enthalpy kcal/mol-66.763727-17.467161-30.02946-35.592321Enthalpy kcal/kg-3377.2233-448.5095-943.5898-1116.1438Enthalpy Gcal/hr-9.4765554-4.2584767-11.606862-13.729407Entropy cal/mol-K-39.261405-33.491916-33.707573-35.523135Entropy cal/gm-K-1.9860

32、265-0.8599819-1.059164-1.11397421.2.3 產(chǎn)品精餾塔能量衡算表1-9 精餾塔T02002能量衡算Temperature C252560129.64399Pressure bar0.80.848.28Vapor Frac0100Liquid Frac1011Solid Frac0000Enthalpy kcal/mol-28.909148-19.47302-38.75989-53.93784Enthalpy kcal/kg-499.64712-346.4849-810.1441-1675.168Enthalpy Gcal/hr-10.431725-0.05786

33、1-23.11719-12.54615Entropy cal/mol-K-75.032727-50.33599-63.71631-49.56773Entropy cal/gm-K-1.2968174-0.895632-1.331773-1.5394441.2.4 甲醇精餾塔能量衡算表1-10 精餾塔T03001能量衡算塔頂產(chǎn)品產(chǎn)品流量進料流量塔底釜液Temperature C63.44 67.30 99.22 Pressure bar1.00 1.00 1.00 Vapor Frac0.00 0.00 0.00 Liquid Frac1.00 1.00 1.00 Solid Frac0.00

34、0.00 0.00 Enthalpy kcal/mol-55.80 -59.93 -66.92 Enthalpy kcal/kg-1719.97 -2185.26 -3695.09 Enthalpy Gcal/hr-13.58 -22.44 -8.77 Entropy cal/mol-K-54.74 -47.53 -35.03 Entropy cal/gm-K-1.69 -1.73 -1.93 1.2.5 雙氧水分解器R03001能量衡算表1-11 反應(yīng)器R0401能量衡算參數(shù) 蒸餾器底部混合物分解器出口產(chǎn)品原料進料流量Temperature 50.00 50.00 130.00 Pressu

35、re bar1.00 1.00 8.82 Vapor Frac0.00 0.00 0.00 Liquid Frac1.00 1.00 1.00 Solid Frac0.00 0.00 0.00 Enthalpy kcal/mol-66.691809-60.124254-53.926888Enthalpy kcal/kg-3371.0337-2191.3669-1674.8284Enthalpy Gcal/hr-9.459188-22.56124-12.543611Entropy cal/mol-K-39.009993-48.062187-49.543495Entropy cal/gm-K-1.

36、9718164-1.7517371-1.5386917附錄2 塔設(shè)備設(shè)計說明書2.1 反應(yīng)器R01001設(shè)計2.1.1 概述在完成了全流程模擬的基礎(chǔ)之上，我們得到了塔設(shè)備設(shè)計所需要的最基本的數(shù)據(jù)?；谶@些數(shù)據(jù)，在滿足工藝要求的條件下，充分考慮到設(shè)備的固定投資費用與操作費用，我們進行了塔設(shè)備的選型、設(shè)計和校核等工作。我們對環(huán)氧丙烷環(huán)氧化反應(yīng)器做出了詳細(xì)的設(shè)計并編寫了設(shè)計說明書。設(shè)計主要包括工藝參數(shù)設(shè)計、基本參數(shù)設(shè)計和機械設(shè)計。工藝參數(shù)設(shè)計對該塔的生產(chǎn)能力、吸收效果、物料和能量等操作參數(shù)作了模擬，基本參數(shù)設(shè)計則完成了塔尺寸、塔壁厚、塔類型與開孔形式等的設(shè)計，機械設(shè)計則完成了塔設(shè)備的封頭、開口、支座

37、、基和地震載荷等等的設(shè)計，同時完成了機械性能的校核的設(shè)計，同時完成了械性能的校核。2.1.2 設(shè)計要求環(huán)氧丙烷環(huán)氧化是生成環(huán)氧丙烷產(chǎn)品最重要的環(huán)節(jié)，直接決定了環(huán)氧丙烷的產(chǎn)量。雙氧水環(huán)氧化丙烯生成環(huán)氧丙烷，具有較高經(jīng)濟價值的和符合環(huán)境友好型化工產(chǎn)品生產(chǎn)，降低環(huán)境污染，同時提高環(huán)氧丙烷的轉(zhuǎn)化率。降低產(chǎn)品成本，在設(shè)計此塔時，考慮到應(yīng)滿足以下基本要求：（1）在給定的反應(yīng)條件下達(dá)最大的轉(zhuǎn)化率；（2）發(fā)電成本可容許上浮30%；（3）原料與催化劑充分接觸，實現(xiàn)更快的反應(yīng)速率；（4）生產(chǎn)能力大，即原料處理能力大；（5）操作穩(wěn)定，操作彈性大；（6）流體流動阻力小，流體通過塔設(shè)備的壓降大；（7）耐腐蝕性、表面潤濕

38、性能好；（8）結(jié)構(gòu)簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以降低設(shè)備投資，同時盡可能降低操作費用；2.1.3 反應(yīng)器的選型固定床反應(yīng)器和流化床反應(yīng)器的比較是個復(fù)雜的問題，涉與的因素很多，難以用比較簡便的方法明確地作對比。表2-1 固定床、流化床反應(yīng)器的比較反應(yīng)器固定床流化床定義氣體流經(jīng)固定不動的催化劑床層進行催化反應(yīng)的裝置流體（氣體或液體）以較高流速通過床層，帶動床固體顆粒運動，使之懸浮在流動的主體流中進行反應(yīng)，具有類似流體流動的一些特性的裝置特點結(jié)構(gòu)簡單、操作穩(wěn)定、便于控制、易實現(xiàn)大型化和連續(xù)化生產(chǎn)等優(yōu)點，是現(xiàn)代化工和反應(yīng)中應(yīng)用很廣泛的反應(yīng)器；床層溫度分布不均勻； 床層導(dǎo)熱性較差； 對放熱量大

39、的反應(yīng)，應(yīng)增大換熱面積，與時移走反應(yīng)熱，但這會減少有效空間傳熱面積大、傳熱系數(shù)高、傳熱效果好。進料、出料、廢渣排放用氣流輸送，易于實現(xiàn)自動化生產(chǎn)；物料返混大，粒子磨損嚴(yán)重；要有回收和集塵裝置；構(gòu)件復(fù)雜；操作要求高等應(yīng)用主要用于氣固相催化反應(yīng)應(yīng)用廣泛，催化或非催化的氣固、液固和氣液固反應(yīng)固定床：1、 凡是流體通過不動的固體物料形成的床層面進行反應(yīng)的設(shè)備都稱為固定床反應(yīng)器，而其中尤以利用氣態(tài)的反應(yīng)物料，通過由固體催化劑所構(gòu)成的床層進行反應(yīng)的氣固相催化反應(yīng)器在化工生產(chǎn)中應(yīng)用最為廣泛。氣固相固定床反應(yīng)器的優(yōu)點較多，主要表現(xiàn)在以下幾個方面：1、在生產(chǎn)操作中，除床層極薄和氣體流速很低的特殊情況外，床層氣體

40、的流動皆可看成是理想置換流動，因此在化學(xué)反應(yīng)速度較快，在完成同樣生產(chǎn)能力時，所需要的催化劑用量和反應(yīng)器體積較小。2、氣體停留時間可以嚴(yán)格控制，溫度分布可以調(diào)節(jié)，因而有利于提高化學(xué)反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率和選擇性。3、催化劑不易磨損，可以較長時間連續(xù)使用。4、適宜于高溫高壓條件下操作。由于固體催化劑在床層中靜止不動，相應(yīng)地產(chǎn)生一些缺點：1、 催化劑載體往往導(dǎo)熱性不良，氣體流速受壓降限制又不能太大，則造成床層中傳熱性能較差，也給溫度控制帶來困難。對于放熱反應(yīng)，在換熱式反應(yīng)器的入口處，因為反應(yīng)物濃度較高，反應(yīng)速度較快，放出的熱量往往來不與移走，而使物料溫度升高，這又促使反應(yīng)以更快的速度進行，放出更多的熱量，物料

41、溫度繼續(xù)升高，直到反應(yīng)物濃度降低，反應(yīng)速度減慢，傳熱速度超過了反應(yīng)速度時，溫度才逐漸下降。所以在放熱反應(yīng)時，通常在換熱式反應(yīng)器的軸向存在一個最高的溫度點，稱為“熱點”。如設(shè)計或操作不當(dāng)，則在強放熱反應(yīng)時，床熱點溫度會超過工藝允許的最高溫度，甚至失去控制而出現(xiàn)“飛溫”。此時，對反應(yīng)的選擇性、催化劑的活性和壽命、設(shè)備的強度等均極不利。2、 不能使用細(xì)粒催化劑，否則流體阻力增大，破壞了正常操作，所以催化劑的活性表面得不到充分利用。3、 催化劑的再生、更換均不方便。固定床反應(yīng)器雖有缺點，但可在結(jié)構(gòu)和操作方面做出改進，且其優(yōu)點是主要的。因此，仍不失為氣固相催化反應(yīng)器中的主要形式，在化學(xué)工業(yè)中得到了廣泛的

42、應(yīng)用。例如石油煉制工業(yè)中的裂化、重整、異構(gòu)化、加氫精制等；無機化學(xué)工業(yè)中的合成氨、硫酸、天然氣轉(zhuǎn)化等；有機化學(xué)工業(yè)中的乙烯氧化制環(huán)氧乙烷、乙烯水合制乙醇、乙苯脫氧制苯乙烯、苯加氫制環(huán)己烷等。2、 固定床反應(yīng)器的分類隨著化工生產(chǎn)的發(fā)展，已出現(xiàn)多種固定床反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)形式，以適應(yīng)不同的傳熱要求和傳熱方式，主要分為絕熱式和換熱式兩大類。絕熱式固定床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)簡單，催化劑均勻堆置于床，一般有下列特點：床層直徑遠(yuǎn)大于催化劑顆粒直徑；床層高度與催化劑顆粒直徑之比一般超過100；與外界沒有熱量交換，床層溫度沿物料的流向而變化。 換熱式固定床反應(yīng)器以列管式為多，通常管裝催化劑，管間走載熱體，一般有下列特點：催化

43、劑的粒徑小于管徑的8倍；利用載熱體來移走或供給熱量，床層溫度維持穩(wěn)定。流化床：流化床反應(yīng)器是工業(yè)上應(yīng)用較廣泛的一類反應(yīng)器，適用于催化或非催化的氣固、液固和氣液固反應(yīng)系統(tǒng)。流化床反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)型式很多，傳統(tǒng)流化床反應(yīng)器一般都由殼體、氣體分布裝置、部構(gòu)件、換熱裝置、氣因分離裝置、催化劑的加入和卸出裝置等組成。流化床反應(yīng)器是利用固體流態(tài)化技術(shù)進行氣固相反應(yīng)的裝置。將大量固體顆粒懸浮于運動的流體從而使顆粒具有類似于流體的某些宏觀表現(xiàn)特性，這種流固接觸狀態(tài)稱為固體流態(tài)化?；瘜W(xué)工業(yè)廣泛使用固體流態(tài)化技術(shù)進行固體的物理加工、顆粒輸送、催化和非催化化學(xué)加工。目前流態(tài)化技術(shù)作為一門基礎(chǔ)技術(shù)已經(jīng)滲透到國民經(jīng)濟的許多

44、部門，在化工、煉油、冶金、能源、原子能、材料、輕工、生化、機械、環(huán)保等各項領(lǐng)域中都可以見到。流化床反應(yīng)器的優(yōu)點流化床的固體粒子像流體一樣運動，由于流態(tài)化的特殊運動形式，使這種反應(yīng)器具有如下優(yōu)點：1、 由于可采用細(xì)粉顆粒，并在懸浮狀態(tài)下與流體接觸，流固相界面積大（可高達(dá)328016400m2/m3），有利于非均相反應(yīng)的進行，提高了催化劑的利用率。2、 由于顆粒在床混合激烈，使顆粒在全床的溫度和濃度均勻一致，床層與浸換熱表面間的傳熱系數(shù)很高200400W/（m2/K），全床熱容量大，熱穩(wěn)定性高，這些都有利于強放熱反應(yīng)的等溫操作。這是許多工藝過程的反應(yīng)裝置選擇流化床的重要原因之一。3、 流化床的顆粒

45、群有類似流體的性質(zhì)，可以大量地從裝置中移出、引入，并可以在兩個流化床之間大量循環(huán)。這使得一些反應(yīng)再生、吸熱放熱、正反應(yīng)逆反應(yīng)等反應(yīng)耦合過程和反應(yīng)分離耦合過程得以實現(xiàn)。使得易失活催化劑能在工程中使用。4、 流體與顆粒之間傳熱、傳質(zhì)速率也較其它接觸方式為高。5、 由于流固體系中孔隙率的變化可以引起顆粒曳力系數(shù)的大幅度變化，以致在很寬的圍均能形成較濃密的床層。所以流態(tài)化技術(shù)的操作彈性圍寬，單位設(shè)備生產(chǎn)能力大，設(shè)備結(jié)構(gòu)簡單、造價低，符合現(xiàn)代化大生產(chǎn)的需要。流化床反應(yīng)器的缺點：1、 氣體流動狀態(tài)與活塞流偏離較大，氣流與床層顆粒發(fā)生返混，以致在床層軸向沒有溫度差與濃度差。加之氣體可能成大氣泡狀態(tài)通過床層，

46、使氣固接觸不良，使反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率降低。因此流化床一般達(dá)不到固定床的轉(zhuǎn)化率。2、 催化劑顆粒間相互劇烈碰撞，造成催化劑的損失和除塵的困難。3、 由于固體顆粒的磨蝕作用，管子和容器的磨損嚴(yán)重。雖然流化床反應(yīng)器存在著上述缺點，但優(yōu)點是主要的。流態(tài)化操作總的經(jīng)濟效果是有利的，特別是傳熱和傳質(zhì)速率快、床層溫度均勻、操作穩(wěn)定的突出優(yōu)點，對于熱效應(yīng)很大的大規(guī)模生產(chǎn)過程特別有利。綜上所述，流化床反應(yīng)器比較適用于下述過程：熱效應(yīng)很大的放熱或吸熱過程；要求有均一的催化劑溫度和需要精確控制溫度的反應(yīng)；催化劑壽命比較短，操作較短時間就需更換（或活化）的反應(yīng)；有爆炸危險的反應(yīng)，某些能夠比較安全地在高濃度下操作的氧化反應(yīng)，

47、可以提高生產(chǎn)能力，減少分離和精制的負(fù)擔(dān)。流化床反應(yīng)器一般不適用如下情況：要求高轉(zhuǎn)化率的反應(yīng)；要求催化劑層有溫度分布的反應(yīng)。 綜上所述，通過固定床反應(yīng)器和流化床反應(yīng)器的全面比較，結(jié)合我隊的設(shè)計要求，我們選擇了固定床管板式反應(yīng)器作為我們的環(huán)氧丙烷環(huán)氧化反應(yīng)器。與物性相關(guān)的反應(yīng)因素：2.1.4 產(chǎn)物概述環(huán)氧丙烷(PropyleneOxide，簡稱PO），又名甲基環(huán)氧乙烷或氧化丙烯，是無色、具有醚類氣味的易燃液體。分子式：C3H6O，分子量：58.08；熔點-112.1e；沸點34.2；相對密度0.859；折射率1.3664；閃點-37。與水部分互溶，與乙醇、乙醚等互溶?；瘜W(xué)性質(zhì)活潑，其蒸氣在空氣中能

48、自燃或爆炸。環(huán)氧丙烷是除了聚丙烯和丙烯腈以外的第三大丙烯衍生物，是重要的基本有機化工原料。主要用于聚醚多元醇、非離子表面活性劑、碳酸丙烯酯和丙二醇的生產(chǎn)。是精細(xì)化工產(chǎn)品的重要原料，廣泛應(yīng)用于汽車、建筑、食品、煙草、醫(yī)藥與化妝品等行業(yè)。目前國外環(huán)氧丙烷生產(chǎn)技術(shù)主要有：氯醇法，乙苯共氧化法(PO/SM法），異丁烷共氧化法(PO/TAB法），異丙苯氧化法(CHP法），過氧化氫直接氧化法(HPPO法），氧氣直接氧化法。其中氯醇法，PO/SM法，PO/TAB法，CHP法，HPPO法已經(jīng)實現(xiàn)工業(yè)化；氧氣直接氧化處于實驗階段。2.1.5 氯醇法、共氧化法、異丙苯法、過氧化氫法技術(shù)優(yōu)缺點對比氯醇法、共氧化法、異丙苯法、過氧化氫法技術(shù)優(yōu)缺點對比見表2-2。表2-2 氯醇法、共氧化法、異丙苯法、過氧化氫法技術(shù)優(yōu)缺點對比生產(chǎn)工藝優(yōu)點缺點氯醇法1）工藝成熟，流程簡單；2）操作負(fù)荷彈性大；3）選擇性好；4）對原料丙烯的純度要求不高；5）安全性高；6）投資少；7）有成本競爭力。1）水耗大2）產(chǎn)生大量廢水與廢渣(每生產(chǎn)1t環(huán)氧丙烷產(chǎn)生40 50t含氯化物廢水和2.1tCaCl2）；3）消耗大量氯氣和石灰原料，污染環(huán)境；4）產(chǎn)生的次氯酸對設(shè)備的腐蝕嚴(yán)重。共氧化法