物料与能量衡算说明书.doc

1、2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛1附录 1 物料与能量衡算说明书1.1.1 环氧丙烷环氧化第一工段反应器 R01001 物料衡算丙烯、丙烷溶解在甲醇中与双氧水一起进入闪蒸罐提浓预热后进入 R01001 和R01002 反应后经加料泵送入 T0101 和 T0102 精馏塔中进行粗提纯。R01001 和 R01002反应投料和反应条件相同。以 R01001 为例说明环氧丙烷环氧化第一工段反应器物料衡算如表 1-1 所示。环氧丙烷环氧化第一工段 Aspend 模拟示意图:图 1-1 Aspend 模拟示意图表 1-1 环氧丙烷环氧化第一工段 Aspend 模拟图C1-

2、BOT C1-TOP FEED1 R1-OUTSubstream: MIXED Solid Frac 0.00 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 2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛2Mole Flow kmol/hr C3H6 0.00 529.65 685.18 529.65 C3H8

3、0.00 42.40 42.40 42.40 C3H6O 0.00 152.43 0.00 152.43 CH4O 48.26 32.17 82.92 80.43 H2O 509.93 218.54 573.55 728.47 H2O2 6.48 0.00 162.01 6.48 C4H10O2 2.49 0.00 0.00 2.49 C3H8O2 0.61 0.00 0.00 0.61 Mole Frac C3H6 0.00 0.54 0.44 0.34 C3H8 0.00 0.04 0.03 0.03 C3H6O 0.00 0.16 0.00 0.10 CH4O 0.08 0.03 0.0

4、5 0.05 H2O 0.90 0.22 0.37 0.47 H2O2 0.01 0.00 0.10 0.00 C4H10O2 0.00 0.00 0.00 0.00 C3H8O2 0.00 0.00 0.00 0.00 Mass Flow kg/hr C3H6 0.00 22288.15 28832.96 22288.15 C3H8 0.00 1869.71 1869.71 1869.71 C3H6O 0.00 8853.11 0.00 8853.11 CH4O 1546.34 1030.89 2656.96 2577.23 H2O 9186.46 3937.06 10332.63 1312

5、3.52 H2O2 220.43 0.00 5510.74 220.43 C4H10O2 224.27 0.00 0.00 224.27 2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛3C3H8O2 46.58 0.00 0.00 46.58 Mass Frac C3H6 0.00 0.59 0.59 0.45 C3H8 0.00 0.05 0.04 0.04 C3H6O 0.00 0.23 0.00 0.18 CH4O 0.14 0.03 0.05 0.05 H2O 0.82 0.10 0.21 0.27 H2O2 0.02 0.00 0.11 0.00 C4H10O2 0.

6、02 0.00 0.00 0.00 C3H8O2 0.00 0.00 0.00 0.00 Total Flow kmol/hr 567.77 975.20 1546.06 1542.96 Total Flow kg/hr 11224.08 37978.92 49203.00 49203.00 Total Flow cum/hr 11.98 65.00 75.63 73.81 表 1-2 环氧丙烷冷凝器出口物料表C1-BOT C1-TOP FEED1 R1-OUTSubstream: MIXED Solid Frac 0.00 0.00 0.00 0.00 Enthalpy kcal/mol -

7、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 C3H6 0.00 529.65 685.18 529.65 C3H8 0.00 42.40 42.40 42.40 C3H6O 0.00 152.43 0.00 152.43 CH4O 48.26 32.17 82.92 80.43 2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛4H2O 509.

8、93 218.54 573.55 728.47 H2O2 6.48 0.00 162.01 6.48 C4H10O2 2.49 0.00 0.00 2.49 C3H8O2 0.61 0.00 0.00 0.61 Mole Frac C3H6 0.00 0.54 0.44 0.34 C3H8 0.00 0.04 0.03 0.03 C3H6O 0.00 0.16 0.00 0.10 CH4O 0.08 0.03 0.05 0.05 H2O 0.90 0.22 0.37 0.47 H2O2 0.01 0.00 0.10 0.00 C4H10O2 0.00 0.00 0.00 0.00 C3H8O2

9、 0.00 0.00 0.00 0.00 Mass Flow kg/hr C3H6 0.00 22288.15 28832.96 22288.15 C3H8 0.00 1869.71 1869.71 1869.71 C3H6O 0.00 8853.11 0.00 8853.11 CH4O 1546.34 1030.89 2656.96 2577.23 H2O 9186.46 3937.06 10332.63 13123.52 H2O2 220.43 0.00 5510.74 220.43 C4H10O2 224.27 0.00 0.00 224.27 C3H8O2 46.58 0.00 0.0

10、0 46.58 Mass Frac C3H6 0.00 0.59 0.59 0.45 C3H8 0.00 0.05 0.04 0.04 C3H6O 0.00 0.23 0.00 0.18 2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛5CH4O 0.14 0.03 0.05 0.05 H2O 0.82 0.10 0.21 0.27 H2O2 0.02 0.00 0.11 0.00 C4H10O2 0.02 0.00 0.00 0.00 C3H8O2 0.00 0.00 0.00 0.00Total Flow kmol/hr 567.77 975.20 1546.06 1542.

11、96Total Flow kg/hr 11224.08 37978.92 49203.00 49203.00Total Flow cum/hr 11.98 65.00 75.63 73.811.1.2 环氧丙烷环氧化第二工段反应器 R01003 物料衡算由 T0101 和 T0102 粗精馏后的双氧水和丙烯、丙烷作为原料进入 R01003 反应后产物经加料泵 P0103 送入环氧丙烷精馏塔精馏。物料衡算表如 R01003 物料衡算 1-4 表所示。环氧丙烷环氧化第二工段 Aspend 模拟示意图：图 1-2 环氧丙烷环氧化第二工段 Aspend 模拟表 1-4 R01003 物料衡算C3-BO

12、T C3-TOP FEED3 R3-OUTTemperature 50.00 50.00 60.00 50.002013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛6Pressure bar 1.00 1.00 1.00 1.00Vapor Frac 0.00 0.87 0.57 0.54Liquid Frac 1.00 0.13 0.43 0.46Solid Frac 0.00 0.00 0.00 0.00Substream:MIXEDMole Flow kmol/hrC3H6 0.00 132.41 171.30 132.41C3H8 0.00 10.60 10.60 10.60

13、C3H6O 0.00 38.11 0.00 38.11CH4O 12.06 8.04 20.73 20.11H2O 127.48 54.63 143.39 182.12H2O2 1.62 0.00 40.50 1.62C4H10O2 0.62 0.00 0.00 0.62C3H8O2 0.15 0.00 0.00 0.15Mole FracC3H6 0.00 0.54 0.44 0.34C3H8 0.00 0.04 0.03 0.03C3H6O 0.00 0.16 0.00 0.10CH4O 0.08 0.03 0.05 0.05H2O 0.90 0.22 0.37 0.4H2O2 0.01

14、0.00 0.10 0.00C4H10O2 0.00 0.00 0.00 0.00C3H8O2 0.00 0.00 0.00 0.00Mass Flow kg/hrC3H6 0.00 5572.04 7208.24 5572.04C3H8 0.00 467.43 467.43 467.43C3H6O 0.00 2213.28 0.00 2213.282013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛7CH4O 386.58 257.72 664.24 644.31H2O 2296.62 984.26 2583.1 3280.88H2O2 55.11 0.00 1377.68 55.

15、11C4H10O2 56.07 0.00 0.00 56.07C3H8O2 11.6 0.00 0.00 11.65Mass FracC3H6 0.00 0.59 0.59 0.45C3H8 0.00 0.05 0.04 0.04C3H6O 0.00 0.23 0.00 0.18CH4O 0.14 0.03 0.05 0.05 H2O 0.82 0.10 0.21 0.27H2O2 0.02 0.00 0.11 0.00C4H10O2 0.02 0.00 0.00 0.00C3H8O2 0.00 0.00 0.00 0.00TotalF lowkmol/hr 141.94 243.80 386

16、.52 385.74Total Flow kg/hr 2806.02 9494.73 12300.75 12300.75Total Flow cum/hr 3.00 5668.40 6107.65 5594.841.1.3 产品精馏塔 T02002 物料衡算经环氧化反应的产物经过 T0101 和 T0102 蒸馏塔粗精馏浓缩后经加料泵送入 T201精馏塔精馏后送入产品精馏塔精馏得环氧丙烷质量分数为 99%以上的环氧丙烷产品。精馏塔 T02002 物料衡算如表 1-3 所示。产品精馏塔 Aspend 模拟示意图：2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛8图 1-3 产品精馏

17、塔示意图表 1-5 精馏塔 T02002 物料衡算D D1 F WTemperature C 25.00 25.00 60.00 129.64Pressure bar 0.80 0.80 4.00 8.28Vapor Frac 0.00 1.00 0.00 0.00Liquid Frac 1.00 0.00 1.00 1.00Solid Frac 0.00 0.00 0.00 0.00Density kmol/cum14.15 0.03 16.11 20.29Substream: MIXEDMole Flow kmol/hrC3H6 3.27 0.32 3.59 0.00C3H8 0.30 0

18、.02 0.32 0.002013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛9C3H6O 356.38 2.62 361.60 2.59CH4O 0.89 0.00 228.69 227.80H2O 0.00 0.00 2.22 2.22Mole FracC3H6 0.01 0.11 0.01 0.00C3H8 0.00 0.01 0.00 0.00C3H6O 0.99 0.88 0.61 0.01CH4O 0.00 0.00 0.38 0.98H2O 0.00 0.00 0.00 0.01Mass Flow kg/hrC3H6 137.57 13.66 151.23 0.00C3

19、H8 13.18 1.09 14.27 0.00C3H6O 20698.85 152.19 21001.52 150.47CH4O 28.59 0.05 7327.70 7299.07H2O 0.00 0.00 39.95 39.95Mass FracC3H6 0.01 0.08 0.01 0.002013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛10C3H8 0.00 0.01 0.00 0.00C3H6O 0.99 0.91 0.74 0.02CH4O 0.00 0.00 0.26 0.97H2O 0.00 0.00 0.00 0.01Total Flow kmol/hr360

20、.85 2.97 596.42 232.60Total Flow kg/hr 20878.18 167.00 28534.67 7489.49Total Flow cum/hr25.50 90.25 37.02 11.46Density kg/cum 818.89 1.85 770.69 653.281.1.4 甲醇精馏塔 T03001 物料衡算经过相分离器将 R03001 双氧水分解器分解双氧水后的混合物把氢气和氧气与甲醇分离。将分离后的液相送入经加料泵送入 T03001 精馏提纯甲醇后去溶解混合丙烯成为原料进入闪蒸罐预热进入反应器反应。2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工

21、设计竞赛11图 1-4 甲醇精馏塔 Aspend 模拟示意图表 1-6 甲醇精馏塔物料衡算D F WTemperature C 63.44 67.30 99.22Pressure bar 1.00 1.00 1.00Vapor Frac 0.00 0.00 0.00Liquid Frac 1.00 1.00 1.00Solid Frac 0.00 0.00 0.00Enthalpy kcal/mol -55.80 -59.93 -66.92Enthalpy kcal/kg -1719.97 -2185.26 -3695.09Enthalpy Gcal/hr -13.58 -22.44 -8.7

22、7Entropy cal/mol-K -54.74 -47.53 -35.03Entropy cal/gm-K -1.69 -1.73 -1.93Substream: MIXEDMole Flow kmol/hrC3H6 0.00 0.00 0.00C3H8 0.00 0.00 0.00C3H6O 2.59 2.59 0.00CH4O 239.72 240.01 0.29H2O 0.43 131.04 130.612013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛12H2O2 0.00 0.00 0.00C4H10O2 0.62 0.62 0.00C3H8O2 0.00 0.15

23、0.15O2 0.00 0.00 0.00MoleFracC3H6 0.00 0.00 0.00C3H8 0.00 0.00 0.00C3H6O 0.01 0.01 0.00CH4O 0.99 0.64 0.00H2O 0.00 0.35 1.00H2O2 0.00 0.00 0.00C4H10O2 0.00 0.00 0.00C3H8O2 0.00 0.00 0.00O2 0.00 0.00 0.00Mass Flow kg/hrC3H6 0.00 0.00 0.00C3H8 0.00 0.00 0.00C3H6O 150.47 150.47 0.00CH4O 7681.17 7690.35

24、 9.17H2O 7.78 2360.73 2352.95H2O2 0.00 0.00 0.00C4H10O2 55.89 55.90 0.01C3H8O2 0.00 11.18 11.18O2 0.00 0.00 0.00Mass FracC3H6 0.00 0.00 0.002013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛13C3H8 0.00 0.00 0.00C3H6O 0.02 0.01 0.00CH4O 0.97 0.75 0.00H2O 0.00 0.23 0.99H2O2 0.00 0.00 0.00C4H10O2 0.01 0.01 0.00C3H8O2 0.0

25、0 0.00 0.00O2 0.00 0.00 0.00Total Flow kmol/hr 243.36 374.41 131.04Total Flow kg/hr 7895.32 10268.63 2373.31Total Flow cum/hr 10.57 13.20 2.591.1.5 双氧水分解器 R03001 物料衡算经蒸馏塔 T0103 将反应器 R01003 生成的产物粗分离塔底混合液送入双氧水分解器R03001，双氧水分解后的产物送入相分离器 R0304 将分解后的氧气和甲醇分离，甲醇混合液送入甲醇回收精馏塔进行精馏提纯回收，氧气进入双氧水反应器 R0401 反应生成双氧水作

26、为环氧丙烷的原料。双氧水分解器 R03001 器 Aspend 模拟示意图：图 1-5 双氧水分解器 R03001 器 Aspend 模拟图表 1-7 甲醇回收精馏塔物料衡算2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛14C3-BOT R4-OUT WTemperature C 50.00 50.00 130.00 Pressure bar 1.00 1.00 8.82 Vapor Frac 0.00 0.00 0.00 Liquid Frac 1.00 1.00 1.00 Solid Frac 0.00 0.00 0.00 Substream: MIXED Mole Flo

27、w kmol/hr C3H6 0.00 0.00 0.00 C3H8 0.00 0.00 0.00 C3H6O 0.00 2.59 2.59 CH4O 12.21 240.01 227.80 H2O 127.21 131.04 2.22 H2O2 1.64 0.03 0.00 C4H10O2 0.62 0.62 0.00 C3H8O2 0.15 0.15 0.00 O2 0.00 0.81 0.00 Mole Frac C3H6 0.00 0.00 0.00 C3H8 0.00 0.00 0.00 C3H6O 0.00 0.01 0.01 CH4O 0.09 0.64 0.98 H2O 0.9

28、0 0.35 0.01 H2O2 0.01 0.00 0.00 C4H10O2 0.00 0.00 0.00 C3H8O2 0.00 0.00 0.00 O2 0.00 0.00 0.00 2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛15Mass Flow kg/hr C3H6 0.00 0.00 0.00 C3H8 0.00 0.00 0.00 C3H6O 0.00 150.47 150.47 CH4O 391.28 7690.35 7299.07 H2O 2291.77 2360.73 39.95 H2O2 55.90 1.12 0.00 C4H10O2 55.90 55

29、.90 0.00 C3H8O2 11.18 11.18 0.00 O2 0.00 25.77 0.00 Mass Frac C3H6 0.00 0.00 0.00 C3H8 0.00 0.00 0.00 C3H6O 0.00 0.01 0.02 CH4O 0.14 0.75 0.97 H2O 0.82 0.23 0.01 H2O2 0.02 0.00 0.00 C4H10O2 0.02 0.01 0.00 C3H8O2 0.00 0.00 0.00 O2 0.00 0.00 0.00 Total Flow kmol/hr 141.83 375.24 232.60 Total Flow kg/h

30、r 2806.02 10295.51 7489.49 Total Flow cum/hr 2.95 15.50 11.47 1.2 能量衡算根据能量守恒定律：输入系统总的能量=输出系统的能量+系统积累的能量2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛16本厂主要设备有双氧水分解器、预制精馏塔、精制精馏塔、反应器、换热器、压缩机、泵、闪蒸器等。输入整个系统的能量主要有电能，加热剂带入的能量和进入物料的焓，本厂输出能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓。1、概述拟建一年 30 万吨环氧丙烷生产装置，在全工艺段中伴随着物料从一个体系或单元进入另一个体系或单元，在发生质量传递的同时也伴

31、随着能量的消耗、释放和转化。其中的能量变换数量关系可以从能量衡算求得，对于新设计的车间，可以由此确定设备的热负荷。再根据设备的热负荷大小、所处理物料的性质及工艺要求选择恰当的设备。总之，通过下述能量衡算，可以为后续设计工作中提高热量的利用率，降低能耗提供主要依据。2、热量衡算原则工程依据化工设计中关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际工艺相结合的原则，进行热量衡算书的编制。其中一个主要依据是能量平衡方程： loutinQ其中表示输入设备热量的总和；inQ表示输出设备热量的总和；out表示损失热量的总和。l对于连续系统： Q+W=Hout-Hin其中Q设备的热负荷。 W输入系统的机械能

32、。 Hout离开设备的各物料焓之和。 Hin进入设备的各物料焓之和。 2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛17在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作。3、热量衡算任务在进行环氧丙烷生产装置的热量衡算中，主要通过定量计算完成下述基本任务：（1）确定工艺单元中物料输送机械（如泵）所需要的功率，以便于进行设备的设计和选型；（2）确定吸收、反应单元操作中所需要的热量或冷量以及传递速率，计算换热设备的尺寸，确定加热剂和冷却剂的消耗量，为后续设

33、计中比如供汽、供冷、供水等专业提供设备条件；（3）提高热量内部集成度，充分利用余热，提高能量利用率，降低能耗；最终计算出总需求能量和能量的费用，并由此确定工艺过程在经济上的可行性。1.2.1 环氧丙烷环氧化第一工段能量衡算表 1-8 反应器 R01001 能量衡算精馏塔底混合液 精馏塔顶混合物 反应器进口原料反应器出口产物Temperature C50 50 50 50Pressure bar 13 13 13 13Vapor Frac 0 0 0 0Liquid Frac 1 1 1 1Solid Frac 0 0 0 0Enthalpy kcal/mol-66.763727 -21.337

34、778 -32.567315 -38.04650Enthalpy kcal/kg-3377.2233 -547.89646 -1023.3346 -1193.1042013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛18Enthalpy 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 环氧丙烷

35、环氧化第二工段能量衡算表 1-9 反应器 R01003 能量衡算C3-BOT C3-TOP FEED3 R3-OUTTemperature C 50 50 60 50Pressure bar 1 1 1 1Vapor Frac 0 0.86525353 0.57013364 0.5394553Liquid Frac 1 0.13474647 0.42986635 0.4605447Solid Frac 0 0 0 0Enthalpy kcal/mol-66.763727 -17.467161 -30.02946 -35.592321Enthalpy kcal/kg -3377.2233 -44

36、8.5095 -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 产品精馏塔能量衡算表 1-9 精馏塔 T02002 能量衡算2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛19Temperature C 25 25 60 129

37、.64399Pressure bar 0.8 0.8 4 8.28Vapor Frac 0 1 0 0Liquid Frac 1 0 1 1Solid Frac 0 0 0 0Enthalpy 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 -

38、63.71631 -49.56773Entropy cal/gm-K -1.2968174 -0.895632 -1.331773 -1.5394441.2.4 甲醇精馏塔能量衡算表 1-10 精馏塔 T03001 能量衡算塔顶产品产品流量 进料流量 塔底釜液Temperature C 63.44 67.30 99.22 Pressure bar 1.00 1.00 1.00 Vapor Frac 0.00 0.00 0.00 Liquid Frac 1.00 1.00 1.00 Solid Frac 0.00 0.00 0.00 2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛

39、20Enthalpy 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 双氧水分解器 R03001 能量衡算表 1-11 反应器 R0401 能量衡算参数 蒸馏器底部混合物分解器出口产品原料进料流量Temperature 50.00 50.00 130.00 Pres

40、sure bar 1.00 1.00 8.82 Vapor Frac 0.00 0.00 0.00 Liquid Frac 1.00 1.00 1.00 Solid Frac 0.00 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 -49.543495Ent

41、ropy cal/gm-K-1.9718164 -1.7517371 -1.53869172013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛21附录 2 塔设备设计说明书2.1 反应器 R01001 设计2.1.1 概述在完成了全流程模拟的基础之上，我们得到了塔设备设计所需要的最基本的数据。基于这些数据，在满足工艺要求的条件下，充分考虑到设备的固定投资费用及操作费用，我们进行了塔设备的选型、设计和校核等工作。我们对环氧丙烷环氧化反应器做出了详细的设计并编写了设计说明书。设计主要包括工艺参数设计、基本参数设计和机械设计。工艺参数设计对该塔的生产能力、吸收效果、物料和能量等操作参数作了

42、模拟，基本参数设计则完成了塔尺寸、塔壁厚、塔类型及开孔形式等的设计，机械设计则完成了塔设备的封头、开口、支座、基和地震载荷等等的设计，同时完成了机械性能的校核的设计，同时完成了械性能的校核。2.1.2 设计要求环氧丙烷环氧化是生成环氧丙烷产品最重要的环节，直接决定了环氧丙烷的产量。双氧水环氧化丙烯生成环氧丙烷，具有较高经济价值的和符合环境友好型化工产品生产，降低环境污染，同时提高环氧丙烷的转化率。降低产品成本，在设计此塔时，考虑到应满足以下基本要求：（1）在给定的反应条件下达最大的转化率；（2）发电成本可容许上浮30%；（3）原料与催化剂充分接触，实现更快的反应速率；（4）生产能力大，即原料处

43、理能力大；（5）操作稳定，操作弹性大；（6）流体流动阻力小，流体通过塔设备的压降大；（7）耐腐蚀性、表面润湿性能好；（8）结构简单可靠，材料耗用量少，制造安装容易，以降低设备投资，同时尽可能降低操作费用；2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛222.1.3 反应器的选型固定床反应器和流化床反应器的比较是个复杂的问题，涉及的因素很多，难以用比较简便的方法明确地作对比。表2-1 固定床、流化床反应器的比较反应器 固定床 流化床定义气体流经固定不动的催化剂床层进行催化反应的装置流体（气体或液体）以较高流速通过床层，带动床内固体颗粒运动，使之悬浮在流动的主体流中进行反应，具有类

44、似流体流动的一些特性的装置特点结构简单、操作稳定、便于控制、易实现大型化和连续化生产等优点，是现代化工和反应中应用很广泛的反应器；床层温度分布不均匀； 床层导热性较差； 对放热量大的反应，应增大换热面积，及时移走反应热，但这会减少有效空间传热面积大、传热系数高、传热效果好。进料、出料、废渣排放用气流输送，易于实现自动化生产；物料返混大，粒子磨损严重；要有回收和集尘装置；内构件复杂；操作要求高等应用 主要用于气固相催化反应应用广泛，催化或非催化的气固、液固和气液固反应固定床：1、凡是流体通过不动的固体物料形成的床层面进行反应的设备都称为固定床反应器，而其中尤以利用气态的反应物料，通过由固体催化剂

45、所构成的床层进行反应的气固相催化反应器在化工生产中应用最为广泛。气固相固定床反应器的优点较多，主要表现在以下几个方面：1、在生产操作中，除床层极薄和气体流速很低的特殊情况外，床层内气体的流动皆可看成是理想置换流动，因此在化学反应速度较快，在完成同样生产能力时，所需要的催化剂用量和反应器体积较小。2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛232、气体停留时间可以严格控制，温度分布可以调节，因而有利于提高化学反应的转化率和选择性。3、催化剂不易磨损，可以较长时间连续使用。4、适宜于高温高压条件下操作。由于固体催化剂在床层中静止不动，相应地产生一些缺点：1、催化剂载体往往导热性不

46、良，气体流速受压降限制又不能太大，则造成床层中传热性能较差，也给温度控制带来困难。对于放热反应，在换热式反应器的入口处，因为反应物浓度较高，反应速度较快，放出的热量往往来不及移走，而使物料温度升高，这又促使反应以更快的速度进行，放出更多的热量，物料温度继续升高，直到反应物浓度降低，反应速度减慢，传热速度超过了反应速度时，温度才逐渐下降。所以在放热反应时，通常在换热式反应器的轴向存在一个最高的温度点，称为“热点” 。如设计或操作不当，则在强放热反应时，床内热点温度会超过工艺允许的最高温度，甚至失去控制而出现“ 飞温”。此时，对反应的选择性、催化剂的活性和寿命、设备的强度等均极不利。2、不能使用细

47、粒催化剂，否则流体阻力增大，破坏了正常操作，所以催化剂的活性内表面得不到充分利用。3、催化剂的再生、更换均不方便。固定床反应器虽有缺点，但可在结构和操作方面做出改进，且其优点是主要的。因此，仍不失为气固相催化反应器中的主要形式，在化学工业中得到了广泛的应用。例如石油炼制工业中的裂化、重整、异构化、加氢精制等；无机化学工业中的合成氨、硫酸、天然气转化等；有机化学工业中的乙烯氧化制环氧乙烷、乙烯水合制乙醇、乙苯脱氧制苯乙烯、苯加氢制环己烷等。2、固定床反应器的分类随着化工生产的发展，已出现多种固定床反应器的结构形式，以适应不同的传热要求和传热方式，主要分为绝热式和换热式两大类。绝热式固定床反应器结

48、构简单，催化剂均匀堆置于床内，一般有下列特点：床层直径远大于催化剂颗粒直径；床层高度与催化剂颗粒直径之比一般超过100；与外界没有热量交换，床层温度沿物料的流向而变化。 2013 第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛24换热式固定床反应器以列管式为多，通常管内装催化剂，管间走载热体，一般有下列特点：催化剂的粒径小于管径的8倍；利用载热体来移走或供给热量，床层温度维持稳定。流化床：流化床反应器是工业上应用较广泛的一类反应器，适用于催化或非催化的气固、液固和气液固反应系统。流化床反应器的结构型式很多，传统流化床反应器一般都由壳体、气体分布装置、内部构件、换热装置、气因分离装置、催化

49、剂的加入和卸出装置等组成。流化床反应器是利用固体流态化技术进行气固相反应的装置。将大量固体颗粒悬浮于运动的流体从而使颗粒具有类似于流体的某些宏观表现特性，这种流固接触状态称为固体流态化。化学工业广泛使用固体流态化技术进行固体的物理加工、颗粒输送、催化和非催化化学加工。目前流态化技术作为一门基础技术已经渗透到国民经济的许多部门，在化工、炼油、冶金、能源、原子能、材料、轻工、生化、机械、环保等各项领域中都可以见到。流化床反应器的优点流化床内的固体粒子像流体一样运动，由于流态化的特殊运动形式，使这种反应器具有如下优点：1、由于可采用细粉颗粒，并在悬浮状态下与流体接触，流固相界面积大（可高达328016400m2/m3），有利于非均相反应的进行，提高了催化剂的利用率。2、由于颗粒在床内混合激烈，使颗粒在全床内的温度和浓度均匀一致，床层与内浸换热表面间的传热系数很高200400W/（m 2/K），全床热容量大，热稳定性高，这些都有利于强放热反应的等温操作。这是许多工艺过程的反应装置选择流化床的重要原因之一。3、流化床内的颗粒群有类似流体的性质，可以大量地从装置中移出、引入，并可以在两个流化床之间大量循环。这使得一些反应再生、吸热放热、正反应逆反应等反应耦合过程和反