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熱后進入R01001和R01002反應后經(jīng)加料泵送入T0101和T0102精餾塔中進行粗提純。R01001和R01002反應投料和反應條件相同。以R01001為例說明環(huán)氧丙烷環(huán)氧化第一工段反應器物料衡算如表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: MIXED Solid 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/hr C3H60.00 529.65 685.18 529.65 C3H80.00 42.40 42.40 42.40 C3H6O0.00 152.43 0.00 152.43 CH4O48.26 32.17 82.92 80.43 H2O509.93 218.54 573.55 728.47 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 Frac C3H60.00 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 Flow kg/hr C3H60.00 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 Frac C3H60.00 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 C3H8O20.00 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/hr11.98 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: MIXED Solid 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/hr C3H60.00 529.65 685.18 529.65 C3H80.00 42.40 42.40 42.40 C3H6O0.00 152.43 0.00 152.43 CH4O48.26 32.17 82.92 80.43 H2O509.93 218.54 573.55 728.47 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 Frac C3H60.00 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 Flow kg/hr C3H60.00 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 Frac C3H60.00 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/hr567.77975.201546.061542.96Total 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-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/hrC3H60.00132.41171.30132.41C3H80.0010.6010.6010.60C3H6O0.0038.110.0038.11CH4O12.068.0420.7320.11H2O127.4854.63143.39182.12H2O21.620.0040.501.62C4H10O20.620.000.000.62C3H8O20.150.000.000.15Mole 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/hrC3H60.005572.047208.245572.04C3H80.00467.43467.43467.43C3H6O0.002213.280.002213.28CH4O386.58257.72664.24644.31H2O2296.62984.262583.13280.88H2O255.110.001377.6855.11C4H10O256.070.000.0056.07C3H8O211.60.000.0011.65Mass FracC3H60.000.590.590.45C3H80.000.050.040.04C3H6O0.000.230.000.18CH4O0.140.030.050.05 H2O0.820.100.210.27H2O20.020.000.110.00C4H10O20.020.000.000.00C3H8O20.000.000.000.00TotalF 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)氧丙烷質量分數(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/hrC3H63.270.323.590.00C3H80.300.020.320.00C3H6O356.382.62361.602.59CH4O0.890.00228.69227.80H2O0.000.002.222.22Mole FracC3H60.010.110.010.00C3H80.000.010.000.00C3H6O0.990.880.610.01CH4O0.000.000.380.98H2O0.000.000.000.01Mass Flow kg/hrC3H6137.5713.66151.230.00C3H813.181.0914.270.00C3H6O20698.85152.1921001.52150.47CH4O28.590.057327.707299.07H2O0.000.0039.9539.95Mass 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熱進入反應器反應。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-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/hrC3H60.000.000.00C3H80.000.000.00C3H6O2.592.590.00CH4O239.72240.010.29H2O0.43131.04130.61H2O20.000.000.00C4H10O20.620.620.00C3H8O20.000.150.15O20.000.000.00MoleFracC3H60.000.000.00C3H80.000.000.00C3H6O0.010.010.00CH4O0.990.640.00H2O0.000.351.00H2O20.000.000.00C4H10O20.000.000.00C3H8O20.000.000.00O20.000.000.00Mass Flow kg/hrC3H60.000.000.00C3H80.000.000.00C3H6O150.47150.470.00CH4O7681.177690.359.17H2O7.782360.732352.95H2O20.000.000.00C4H10O255.8955.900.01C3H8O20.0011.1811.18O20.000.000.00Mass 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/hr10.5713.202.591.1.5 雙氧水分解器R03001物料衡算經(jīng)蒸餾塔T0103將反應器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器R0401反應生成雙氧水作為環(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 8.82 Vapor Frac0.00 0.00 0.00 Liquid Frac1.00 1.00 1.00 Solid Frac0.00 0.00 0.00 Substream: MIXED Mole Flow kmol/hr C3H60.00 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 Mole Frac C3H60.00 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/hr C3H60.00 0.00 0.00 C3H80.00 0.00 0.00 C3H6O0.00 150.47 150.47 CH4O391.28 7690.35 7299.07 H2O2291.77 2360.73 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 Frac C3H60.00 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/hr141.83 375.24 232.60 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備有雙氧水分解器、預制精餾塔、精制精餾塔、反應器、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)生質量傳遞的同時也伴隨著能量的消耗、釋放和轉化。其中的能量變換數(shù)量關系可以從能量衡算求得，對于新設計的車間，可以由此確定設備的熱負荷。再根據(jù)設備的熱負荷大小、所處理物料的性質及工藝要求選擇恰當?shù)脑O備。總之，通過下述能量衡算，可以為后續(xù)設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)化工設計中關于熱量衡算的基本思想和要求，遵循基本規(guī)范與實際工藝相結合的原則，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： 其中表示輸入設備熱量的總和；表示輸出設備熱量的總和；表示損失熱量的總和。對于連續(xù)系統(tǒng)： Q+W=Hout-Hin 其中Q設備的熱負荷。 W輸入系統(tǒng)的機械能。 Hout離開設備的各物料焓之和。 Hin進入設備的各物料焓之和。 在進行全廠熱量衡算時，是以單元設備為基本單位，考慮由機械能轉換、化學反應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，進而用于指導節(jié)能降耗設計工作。3、熱量衡算任務在進行環(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：（1）確定工藝單元中物料輸送機械（如泵）所需要的功率，以便于進行設備的設計和選型；（2）確定吸收、反應單元操作中所需要的熱量或冷量以及傳遞速率，計算換熱設備的尺寸，確定加熱劑和冷卻劑的消耗量，為后續(xù)設計中比如供汽、供冷、供水等專業(yè)提供設備條件；（3）提高熱量內部集成度，充分利用余熱，提高能量利用率，降低能耗；最終計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 反應器R01001能量衡算精餾塔底混合液精餾塔頂混合物反應器進口原料反應器出口產(chǎn)物Temperature C50505050Pressure bar13131313Vapor Frac0000Liquid Frac1111Solid Frac0000Enthalpy kcal/mol-66.763727-21.337778-32.567315-38.04650Enthalpy kcal/kg-3377.2233-547.89646-1023.3346-1193.104Enthalpy 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 反應器R01003能量衡算 C3-BOTC3-TOPFEED3R3-OUTTemperature C50506050Pressure bar1111Vapor Frac00.865253530.570133640.5394553Liquid 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-1.9860265-0.8599819-1.059164-1.11397421.2.3 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-10.431725-0.057861-23.11719-12.54615Entropy 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 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 Pressure 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-1.9718164-1.7517371-1.5386917附錄2 塔設備設計說明書2.1 反應器R01001設計2.1.1 概述在完成了全流程模擬的基礎之上，我們得到了塔設備設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，充分考慮到設備的固定投資費用及操作費用，我們進行了塔設備的選型、設計和校核等工作。我們對環(huán)氧丙烷環(huán)氧化反應器做出了詳細的設計并編寫了設計說明書。設計主要包括工藝參數(shù)設計、基本參數(shù)設計和機械設計。工藝參數(shù)設計對該塔的生產(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)設計則完成了塔尺寸、塔壁厚、塔類型及開孔形式等的設計，機械設計則完成了塔設備的封頭、開口、支座、基和地震載荷等等的設計，同時完成了機械性能的校核的設計，同時完成了械性能的校核。2.1.2 設計要求環(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)氧丙烷的轉化率。降低產(chǎn)品成本，在設計此塔時，考慮到應滿足以下基本要求：（1）在給定的反應條件下達最大的轉化率；（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，流體通過塔設備的壓降大；（7）耐腐蝕性、表面潤濕性能好；（8）結構簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以降低設備投資，同時盡可能降低操作費用；2.1.3 反應器的選型固定床反應器和流化床反應器的比較是個復雜的問題，涉及的因素很多，難以用比較簡便的方法明確地作對比。表2-1 固定床、流化床反應器的比較反應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的裝置流體（氣體或液體）以較高流速通過床層，帶動床內固體顆粒運動，使之懸浮在流動的主體流中進行反應，具有類似流體流動的一些特性的裝置特點結構簡單、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)代化工和反應中應用很廣泛的反應器；床層溫度分布不均勻； 床層導熱性較差； 對放熱量大的反應，應增大換熱面積，及時移走反應熱，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，粒子磨損嚴重；要有回收和集塵裝置；內構件復雜；操作要求高等應用主要用于氣固相催化反應應用廣泛，催化或非催化的氣固、液固和氣液固反應固定床：1、 凡是流體通過不動的固體物料形成的床層面進行反應的設備都稱為固定床反應器，而其中尤以利用氣態(tài)的反應物料，通過由固體催化劑所構成的床層進行反應的氣固相催化反應器在化工生產(chǎn)中應用最為廣泛。氣固相固定床反應器的優(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，床層內氣體的流動皆可看成是理想置換流動，因此在化學反應速度較快，在完成同樣生產(chǎn)能力時，所需要的催化劑用量和反應器體積較小。2、氣體停留時間可以嚴格控制，溫度分布可以調節(jié)，因而有利于提高化學反應的轉化率和選擇性。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，相應地產(chǎn)生一些缺點：1、 催化劑載體往往導熱性不良，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，在換熱式反應器的入口處，因為反應物濃度較高，反應速度較快，放出的熱量往往來不及移走，而使物料溫度升高，這又促使反應以更快的速度進行，放出更多的熱量，物料溫度繼續(xù)升高，直到反應物濃度降低，反應速度減慢，傳熱速度超過了反應速度時，溫度才逐漸下降。所以在放熱反應時，通常在換熱式反應器的軸向存在一個最高的溫度點，稱為“熱點”。如設計或操作不當，則在強放熱反應時，床內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，對反應的選擇性、催化劑的活性和壽命、設備的強度等均極不利。2、 不能使用細粒催化劑，否則流體阻力增大，破壞了正常操作，所以催化劑的活性內表面得不到充分利用。3、 催化劑的再生、更換均不方便。固定床反應器雖有缺點，但可在結構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器中的主要形式，在化學工業(yè)中得到了廣泛的應用。例如石油煉制工業(yè)中的裂化、重整、異構化、加氫精制等；無機化學工業(yè)中的合成氨、硫酸、天然氣轉化等；有機化學工業(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)多種固定床反應器的結構形式，以適應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。絕熱式固定床反應器結構簡單，催化劑均勻堆置于床內，一般有下列特點：床層直徑遠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。 換熱式固定床反應器以列管式為多，通常管內裝催化劑，管間走載熱體，一般有下列特點：催化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：流化床反應器是工業(yè)上應用較廣泛的一類反應器，適用于催化或非催化的氣固、液固和氣液固反應系統(tǒng)。流化床反應器的結構型式很多，傳統(tǒng)流化床反應器一般都由殼體、氣體分布裝置、內部構件、換熱裝置、氣因分離裝置、催化劑的加入和卸出裝置等組成。流化床反應器是利用固體流態(tài)化技術進行氣固相反應的裝置。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工業(yè)廣泛使用固體流態(tài)化技術進行固體的物理加工、顆粒輸送、催化和非催化化學加工。目前流態(tài)化技術作為一門基礎技術已經(jīng)滲透到國民經(jīng)濟的許多部門，在化工、煉油、冶金、能源、原子能、材料、輕工、生化、機械、環(huán)保等各項領域中都可以見到。流化床反應器的優(yōu)點流化床內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，使這種反應器具有如下優(yōu)點：1、 由于可采用細粉顆粒，并在懸浮狀態(tài)下與流體接觸，流固相界面積大（可高達328016400m2/m3），有利于非均相反應的進行，提高了催化劑的利用率。2、 由于顆粒在床內混合激烈，使顆粒在全床內的溫度和濃度均勻一致，床層與內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的等溫操作。這是許多工藝過程的反應裝置選擇流化床的重要原因之一。3、 流化床內的顆粒群有類似流體的性質，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)。這使得一些反應再生、吸熱放熱、正反應逆反應等反應耦合過程和反應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，以致在很寬的范圍內均能形成較濃密的床層。所以流態(tài)化技術的操作彈性范圍寬，單位設備生產(chǎn)能力大，設備結構簡單、造價低，符合現(xiàn)代化大生產(chǎn)的需要。流化床反應器的缺點：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及濃度差。加之氣體可能成大氣泡狀態(tài)通過床層，使氣固接觸不良，使反應的轉化率降低。因此流化床一般達不到固定床的轉化率。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重。雖然流化床反應器存在著上述缺點，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，流化床反應器比較適用于下述過程：熱效應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；催化劑壽命比較短，操作較短時間就需更換（或活化）的反應；有爆炸危險的反應，某些能夠比較安全地在高濃度下操作的氧化反應，可以提高生產(chǎn)能力，減少分離和精制的負擔。流化床反應器一般不適用如下情況：要求高轉化率的反應；要求催化劑層有溫度分布的反應。 綜上所述，通過固定床反應器和流化床反應器的全面比較，結合我隊的設計要求，我們選擇了固定床管板式反應器作為我們的環(huán)氧丙烷環(huán)氧化反應器。與物性相關的反應因素：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。化學性質活潑，其蒸氣在空氣中能自燃或爆炸。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)。是精細化工產(chǎn)品的重要原料，廣泛應用于汽車、建筑、食品、煙草、醫(yī)藥及化妝品等行業(yè)。目前國外環(huán)氧丙烷生產(chǎn)技術主要有：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；氧氣直接氧化法正處于實驗階段。2.1.5 氯醇法、共氧化法、異丙苯法、過氧化氫法技術優(yōu)缺點對比氯醇法、共氧化法、異丙苯法、過氧化氫法技術優(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)