物料与能量衡算说明书.doc

2013第七届“中国石化-三井化学杯”全国大学生化工设计竞赛附录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-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 环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 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-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 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：图1-3 产品精馏塔示意图表1-5精馏塔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。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 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 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： 其中表示输入设备热量的总和；表示输出设备热量的总和；表示损失热量的总和。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。 hout离开设备的各物料焓之和。 hin进入设备的各物料焓之和。 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 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 环氧丙烷环氧化第二工段能量衡算表1-9 反应器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 产品精馏塔能量衡算表1-9 精馏塔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 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 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 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；2.1.3 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。2、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。 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/（m2/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应分离耦合过程得以实现。使得易失活催化剂能在工程中使用。4、 流体与颗粒之间传热、传质速率也较其它接触方式为高。5、 由于流固体系中孔隙率的变化可以引起颗粒曳力系数的大幅度变化，以致在很宽的范围内均能形成较浓密的床层。所以流态化技术的操作弹性范围宽，单位设备生产能力大，设备结构简单、造价低，符合现代化大生产的需要。流化床反应器的缺点：1、 气体流动状态与活塞流偏离较大，气流与床层颗粒发生返混，以致在床层轴向没有温度差及浓度差。加之气体可能成大气泡状态通过床层，使气固接触不良，使反应的转化率降低。因此流化床一般达不到固定床的转化率。2、 催化剂颗粒间相互剧烈碰撞，造成催化剂的损失和除尘的困难。3、 由于固体颗粒的磨蚀作用，管子和容器的磨损严重。虽然流化床反应器存在着上述缺点，但优点是主要的。流态化操作总的经济效果是有利的，特别是传热和传质速率快、床层温度均匀、操作稳定的突出优点，对于热效应很大的大规模生产过程特别有利。综上所述，流化床反应器比较适用于下述过程：热效应很大的放热或吸热过程；要求有均一的催化剂温度和需要精确控制温度的反应；催化剂寿命比较短，操作较短时间就需更换（或活化）的反应；有爆炸危险的反应，某些能够比较安全地在高浓度下操作的氧化反应，可以提高生产能力，减少分离和精制的负担。流化床反应器一般不适用如下情况：要求高转化率的反应；要求催化剂层有温度分布的反应。 综上所述，通过固定床反应器和流化床反应器的全面比较，结合我队的设计要求，我们选择了固定床管板式反应器作为我们的环氧丙烷环氧化反应器。与物性相关的反应因素：2.1.4 产物概述环氧丙烷(propyleneoxide，简称po），又名甲基环氧乙烷或氧化丙烯，是无色、具有醚类气味的易燃液体。分子式：c3h6o，分子量：58.08；熔点-112.1e；沸点34.2；相对密度0.859；折射率1.3664；闪点-37。与水部分互溶，与乙醇、乙醚等互溶。化学性质活泼，其蒸气在空气中能自燃或爆炸。环氧丙烷是除了聚丙烯和丙烯腈以外的第三大丙烯衍生物，是重要的基本有机化工原料。主要用于聚醚多元醇、非离子表面活性剂、碳酸丙烯酯和丙二醇的生产。是精细化工产品的重要原料，广泛应用于汽车、建筑、食品、烟草、医药及化妆品等行业。目前国外环氧丙烷生产技术主要有：氯醇法，乙苯共氧化法(po/sm法），异丁烷共氧化法(po/tab法），异丙苯氧化法(chp法），过氧化氢直接氧化法(hppo法），氧气直接氧化法。其中氯醇法，po/sm法，po/tab法，chp法，hppo法已经实现工业化；氧气直接氧化法正处于实验阶段。2.1.5 氯醇法、共氧化法、异丙苯法、过氧化氢法技术优缺点对比氯醇法、共氧化法、异丙苯法、过氧化氢法技术优缺点对比见表2-2。表2-2 氯醇法、共氧化法、异丙苯法、过氧化氢法技术优缺点对比生产工艺优点缺点氯醇法1）工艺成熟，流程简单；2）操作负荷弹性大；3）选择性好；4）对原料丙烯的纯度要求不高；5）安全性高；6）