3-典型设备工艺设计计算说明书

塞拉尼斯（南京）化工有限公司11万吨/年醋酸乙烯酯项目目录第一章 设备设计总述51.1过程设备类别51.2过程设备设计与选型原则51.3过程设备设计与选型的主要内容5第二章 反应器设计72.1工艺参数72.1.1催化剂72.1.2反应机理82.1.3工艺参数102.2反应器设计142.2.1设计选材142.2.2反应器选型142.2.3催化剂计算172.2.4反应管设计192.2.5反应筒体设计212.2.6管板设计232.2.7气体分布板设计362.2.8封头设计392.2.9支座及拉杆设计392.2.10接管设计402.2.11连接设计412.2.12强度校核422.2.13热量衡算772.3反应器设计结果一览表802.4设备条件图82第三章 塔设备设计833.1塔设备设计规范833.2塔设备选型833.2.1塔设备简介833.2.2塔型选择原则833.2.3塔型选择方法843.3设计条件863.3.1工作介质863.3.2设计温度与设计压力863.3.3设计条件与工艺参数汇总863.4塔内部结构设计及校核（T0206）883.4.1塔型和塔径883.4.2塔内构件设计903.4.3水力学校核913.5 塔总体结构设计及校核（T0206）983.5.1塔高计算983.5.2管口设计993.5.3筒体壁厚计算1013.5.4封头尺寸计算1013.5.5裙座尺寸及开孔1013.5.6地脚螺栓1013.5.7机械强度校核1023.6塔设备装配图（T0206）1253.7塔设备设计一览表125第四章 换热器选型设计1274.1换热器选型设计依据1274.2换热器简介1274.3换热器选型原则1284.3.1基本要求1284.3.2介质流程1294.3.3终端温差1294.3.4流速选择1304.3.5压力降1304.3.6传热膜系数1304.3.7污垢系数1314.3.8换热管1314.4换热器型号的表示方法1314.5换热器类型选择1324.5.1壳型及封头选择1324.5.2换热管规格选择1334.5.3壳程1354.6换热器的选型软件1354.7选型范例（以E0202为例）1364.7.1工艺参数确定1364.7.2EDR数据输入1364.7.3换热器结构参数确定1374.7.4详细尺寸1394.7.5换热器机械强度校核1404.7.6 换热器设计和校验小结1554.8换热器设备选型一览表156第五章 容器选型1595.1储罐、回流罐1595.1.1概述1595.1.2设计原则1595.1.3设计参数1595.1.4储罐形式1605.1.5储罐材料1615.1.6储罐容积1615.1.7原料储罐1625.1.8产品储罐1645.1.9回流和缓冲罐1645.1.10选型结果一览表1655.2气液分离器1675.2.1设计原则1675.2.2设计目标1675.2.3气液分离器类型1675.2.4设计过程1675.2.5分离器设计结果1895.3油水分离器1905.3.1 D0202油水分离器1905.3.2 油水分离器选型一览表190第六章 泵设备选型1916.1泵1916.1.1选型依据1916.1.2化工装置对泵的要求1916.1.3工业泵的特点和选用要求1916.1.4选型原则1926.1.5工作参数1936.1.6选型示例与结果1936.1.7泵选型一览表195第七章 压缩机选型1987.1压缩机设备概述1987.2压缩机使用范围1987.3选型依据1987.4选型原则1997.5压缩机选型1997.5.1 C0201选型1997.5.2 C0202选型2007.5.3 C0203选型2017.5.4 C0301选型2027.5.5 C0302选型2037.5.6 C0401选型2047.6压缩机选型一览表205第八章 汽轮机选型2068.1汽轮机设备概述2068.2汽轮机选型2068.2.1 C0101选型2068.3汽轮机选型一览表207第九章 汽包设计说明2089.1汽包设计概述2089.2汽包设计2099.2.1汽包安装高度计算2099.2.2汽包尺寸计算2119.3汽包设计参数一览表212第一章 设备设计总述化工设备的工艺设计与选型是在物料衡算和热量衡算的基础上进行的，其目的是决定工艺设备的类型、规格、主要尺寸和数量，为车间布置设计、施工图设计及非工艺设计项目提供足够的设计数据。过程设备最基本的要求是满足安全性与经济性，安全是核心，在充分保证安全的前提下尽可能做到经济。过程设备的基本要求是能满足工艺要求。对于工艺上所要求的温度、压力、液位、流量等都需要过程设备来实现。在满足工艺要求的同时，过程设备也必保证有足够的强度，不会在操作过程中遭到破坏。1.1过程设备类别化工设备从总体上分为两类，一类称定型设备或标准设备，这是由一些加工厂成批成系列生产的设备，通俗地说，就是可以买到的现成的设备，如泵、反应釜、换热器、大型储罐等；另一类称非定型设备或非标准设备，是指规格和材料都是不定型的、需要专门设计的特殊设备，如小的储罐、塔器、反应器等。1.2过程设备设计与选型原则在满足工艺要求的前提下，为了确保安全与经济，过程设备应满足以下基本要求，其中包括合理性、可靠性和先进性、安全性、经济性。合理性即设备必须满足工艺需求，与工艺流程、生产规模、工艺条件及工艺控制水平相适应，在设备的许可范围内，能够最大限度地保证工艺的合理和优化并运转可靠。可靠性和先进性即工艺设备的型式、牌号多种多样，实现某一化工单元过程，可能有多种设备，要求设备运行可靠。在可靠的基础上考虑先进性，便于连续化和自动化生产，转化率、收率、效率要尽可能达到高的先进水平，在运转的过程中，波动范围小，保证运行质量可靠，操作上方便易行，有一定的弹性，维修容易，备件易于加工等。安全性即设备的选型和工艺设计要求安全可靠、操作稳定、无事故隐患，对工艺和建筑、地基、厂房等无苛刻要求，工人在操作时劳动强度小，尽量避免高温高压高空作业，尽量不用有毒有害的设备附件、附材，创造良好的工作环境和无污染。经济性即设备的选择力求做到技术上先进，经济上合理。1.3过程设备设计与选型的主要内容（1） 确定单元操作所用设备的类型。这项工作应与工艺流程设计结合起来进行。（2）确定设备的材质。根据工艺操作条件（温度、压力、介质的性质）和对设备的工艺要求确定符合要求的设备材质。这项工作应与设备设计专业人员共同完成。（3）确定设备的设计参数。设备的设计参数是由工艺流程设计、物料衡算、热量衡算、设备的工艺计算多项工作得到的。对不同的设备，它们有不同的设计参数。对塔设备，需要确定进出口物料的流量、组成、温度、压力、塔径与塔的材质、填料类型与填料高度或塔板类型与塔板数等，对于精馏塔还要确定塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷、换热流体的种类等；对换热器，则需要知道热负荷、换热面积、冷热流体的种类及流量。（4）确定定型设备（即标准设备）的型号或牌号以及数量。定型设备是一些加工厂成批、成系列生产的设备，即那些可以直接向生产厂家订货或购买的现成设备。对已有标准图纸的设备，确定标准图的图号和型号。随着中国化工设备标准化的推进，有些本来用于非标设备的化工装置，已逐步走向系列化、定型化。这些设备包括换热器系列、容器系列、搪玻璃设备系列以及圆泡罩、F1 型浮阀和浮阀塔塔盘系列等，它们已经有了国家标准。（5）对非标设备，向化工设备专业设计人员提出设计条件和设备草图，明确设备的型式、材质、基本设计参数、管口、维修安装要求、支承要求及其他要求（如防爆口、人孔、手孔、卸料口、液面计接口等）。（6）编制工艺设备一览表。在初步设计阶段，根据设备工艺设计的结果，编制工艺设备一览表，可按非定型工艺设备和定型工艺设备两类编制。初步设计阶段的工艺设备一览表作为设计说明书的组成部分提供给有关部门进行设计审查。第二章 反应器设计化学反应是反应过程的主体，而反应装置是实现这种反应的客观环境。化学反应过程和反应器作为化工生产流程中的中心环节，反应器的设计往往占有重要的地位。而在工业中，运用最广泛的有固定床、流化床和移动床反应器。2.1工艺参数2.1.1催化剂2.1.1.1双金属钯金催化剂1960年Moiseev首先提出在氯化钯、醋酸钠无水系统中乙烯合成乙酸乙烯。1965年英国ICI公司建成以乙烯、氧气和醋酸为原料，以氯化钯-氯化铜系统为催化剂的液相法生产装置。1971年，Somanos等研究了SiO2以及Al2O3上负载的纯钯催化剂的性能，发现醋酸乙烯的选择性达到80%90%。此后，对于气相乙烯法，人们发现比起纯钯催化剂，加入另外一种金属的双金属催化剂催化性能更好，随即开发出Pd-Au、Pd-Pt、Pd-Cd等负载型双金属催化剂。其中，Pd-Au催化剂的活性近似是纯钯催化剂活性的16倍，选择性也达到94%。目前，世界各国工业生产醋酸乙烯所使用的催化剂基本有两种：USI催化剂（氧化铝负载的醋酸钾、钯铂催化剂）和Bayer催化剂（二氧化硅负载的醋酸钾、钯金催化剂）。应用比较广泛的是Bayer催化剂体系，即Pd-Au-KAc/SiO2催化剂体系。2.1.1.2专利No.5808136催化剂尽管目前乙烯气相法生产醋酸乙烯所采用的钯金催化剂体系在工业生产中性能良好，应用相对成熟，但该催化剂价格昂贵，并且价格还在不断上涨。因而为了获得高活性、高选择性的催化剂，人们在催化剂的活性组分、形状、制备工艺等方面不断进行研究，寻求改进。美国专利No.5808136催化剂以二氧化硅、硅酸铝或氧化铝为催化剂活性组分为载体，含有钯、金和碱化合物。专利指出根据制备方法的不同，可以得到具有均匀的贵金属分布在载体截面上或具有或多或少明显的壳型的催化剂颗粒。该催化剂具有以下优点：（1）提高催化剂的活性。（2）改善贵金属的分散性，有效降低比表面积的减小。（3）增加个体质量颗粒强度。本发明的负载催化剂的单颗粒强度约为70N，而传统生产的负载催化剂的单颗粒强度仅为48N左右。在预处理催化剂的情况下，贵金属附着力得到了改善。如果使用未经预处理的催化载体，当氯化物在贵金属化合物还原后被冲掉时，就会发生贵金属损失。通常情况下，金和钯的损失分别约为10%和6%。而按照本发明对催化载体进行预处理，则金的损失降低到6%左右，钯的损失仅为3%左右。因此经过几种钯金系催化剂对气相乙烯法制备醋酸乙烯反应的转化率和选择性的对比，本工艺选择专利No.5808136催化剂作为该制备反应的催化剂。2.1.1.3专利No.5808136催化剂的组成表2-1专利No.5808136催化剂的组成催化剂材料质量分数/%密度/(g/L)活性组分钯Pd0.5-31.5-20金Au0.2-1.50.5-10助催化剂醋酸钾KAc3.5-105-50载体硅胶/催化剂各组分及其作用：（1）活性组分钯、金。钯含量的增加，催化剂的活性增加，但生产成本增加；组分金的作用是防止活性组分钯产生氧化凝聚，使钯在载体上维持良好的分散状态，提高催化剂的活性，增加催化剂的寿命。（2）助催化剂醋酸钾。有助于反应组分乙酸在钯金属上缔合，促进物理吸附的乙酸的离解和释放氢离子，使钯-氧间的键结合力减弱，促使醋酸钯的分解；此外，还可抑制深度氧化反应，从而提高了反应的选择性。生产中必须连续补充醋酸钾，使催化剂活性和选择性稳定。（3）载体直径45mm的粗孔硅胶。承载活性组分及助催化剂，使其在载体表面上呈高度分散状态；能耐醋酸腐蚀，保持其物理性能和机械性能基本不变。2.1.1.4专利No.5808136催化剂物性表2-2.1专利No.5808136催化剂物性球形颗粒密度 dp5mm堆积密度 b500kg/m3视密度 p833kg/m3孔隙率 p0.82.1.2反应机理2.1.2.1反应方程式主反应：C2H4 + 12O2 + CH3COOH=CH3COOCHCH2+H2O主副反应：C2H4+3O2=2CO2+H2O其他副反应：（1）醋酸燃烧反应：O2+CH3COOH=2CO2+2H2O（2）生成丙烯醛反应：2C2H4+3O2+2CH3COOH=2CH2CHCHO+4H2O+2CO2（3）生成醋酸甲酯反应：2C2H4+3O2+2CH3COOH=2CH3COOCH3+2H2O+2CO2（4）生成醋酸乙酯的反应：C2H4 +CH3COOH=CH3COOC2H5（5）生成乙醛反应：C2H4 +12O2=CH3CHO（6）生成二醋酸乙二酯的反应：2C2H4+O2+4CH3COOH=2(CH3COO)2C2H4+2H2O2.1.2.2反应机理对于气相乙烯法制备醋酸乙烯的反应，人们提出了两种机理：2C2H4+3O2+2CH3COOH=2CH3COOCH3+2H2O+2CO2图2-1 气相乙烯法制备醋酸乙烯机理第一种机理是由Samanos在1971年提出的Samanos机理，即：在催化剂表面，乙烯以键形式吸附在Pd原子上，与醋酸脱去羟基氢后的吸附态耦合，形成醋酸乙烯基-Pd中间体，经-H脱去后生成醋酸乙烯。另一种由Moiseev以及Nakamura和Yasui提出，称为Moiseev机理:乙烯在催化剂表面吸附后，在原子氧的作用下，先脱去一个氢原子，再与醋酸根吸附态直接耦合生成醋酸乙烯。这两种机理的速控步骤均是:吸附态乙烯与吸附态醋酸的耦合。Tysoe课题组实验以及运用第一性原理研究了这两种反应路径，发现反应更倾向于遵循Samanos机理。目前，大多数研究者支持Samanos机理，但并没有否定Moiseev机理存在的可能性，因而该反应的机理仍存在争议，处于研究阶段。2.1.2.3反应动力学经查阅专利及文献得专利No.5808136催化剂反应动力学如下：主反应：rVAC=k1*pC2H41*po21k1=0.000265*e-E1RT表2-2.2专利No.5808136催化剂主反应动力学反应温度T/12014016010.380.350.3510.200.200.21表2-2.3专利No.5808136催化剂主反应活化能反应温度T/120140140160E1/(kJmol)4015故有：rVAC=k1*pC2H40.36*po20.20k1=0.000265*e-15000RT副反应：rCO2=k2*pC2H42*po22k2=0.000750*e-E2RT表2-2.4专利No.5808136催化剂主反应动力学反应温度T/1401601802-0.27-0.31-0.2720.880.820.89E2/(kJmol)21故有：rCO2=k2*pC2H4-0.31*po20.82k2=0.000750*e-21000RT2.1.3工艺参数2.1.3.1工作参数表2-3 列管式固定床反应器工作参数年产量11万吨年工作时长8000h反应压力7.8bar反应温度148.5179.63原料摩尔配比C2H4:HAC:O2=9.34:4.14:1空速2100/h反应选择性99.9%2.1.3.2进口物料参数表2-4反应器进口物料参数单位PG0108从E0104至R0101A流股类型CONVEN相态Vapor温度C148.5压力bar7.8摩尔汽相分率1摩尔液相分率0摩尔焓kJ/kmol-87064.3质量焓kJ/kg-2421.7摩尔熵kJ/kmol-K-91.6491质量熵kJ/kg-K-2.54922摩尔密度mol/cc0.000222质量密度gm/cc0.007999焓流量kW-85157平均分子量35.95177摩尔流量kmol/hr3521.136O2kmol/hr192.63C2H4kmol/hr1798.405HACkmol/hr796.6013VACkmol/hr0.02WATERkmol/hr41.69397CO2kmol/hr38.58C2H6kmol/hr650.3971CH3CHOkmol/hr2.508116ACROL-01kmol/hr0.127939METHY-01kmol/hr1.60E-07ACETIDINkmol/hr5.23E-08DIETH-01kmol/hr0.034498HCOOHkmol/hr0.134791MONOE-01kmol/hr6.27E-08摩尔分率O20.054707C2H40.510746HAC0.226234VAC6.89E-06WATER0.011841CO20.010956C2H60.184712CH3CHO0.000712ACROL-013.63E-05METHY-014.53E-11ACETIDIN1.49E-11DIETH-019.80E-06HCOOH3.83E-05MONOE-011.78E-11质量流量kg/hr126591.1O2kg/hr6163.929C2H4kg/hr50452.02HACkg/hr47837.95VACkg/hr2.089955WATERkg/hr751.1286CO2kg/hr1697.844C2H6kg/hr19557.21CH3CHOkg/hr110.4904ACROL-01kg/hr7.172783METHY-01kg/hr1.18E-05ACETIDINkg/hr4.61E-06DIETH-01kg/hr5.041705HCOOHkg/hr6.203859MONOE-01kg/hr3.83E-06质量分率O20.048692C2H40.398543HAC0.377894VAC1.65E-05WATER0.005934CO20.013412C2H60.154491CH3CHO0.000873ACROL-015.67E-05METHY-019.34E-11ACETIDIN3.64E-11DIETH-013.98E-05HCOOH4.90E-05MONOE-013.03E-11体积流量l/min263764.5汽相摩尔焓kJ/kmol-87064.3质量焓kJ/kg-2421.7摩尔熵kJ/kmol-K-91.6491质量熵kJ/kg-K-2.54922摩尔密度mol/cc0.000222质量密度gm/cc0.007999焓流量kW-85157平均分子量35.95177摩尔流量kmol/hr3521.136质量流量kg/hr126591.1密度mol/cc0.000222恒容热容kJ/kmol-K53.81913粘度cP0.013564热导系数kcal-m/hr-sqm0.043374O2kJ/kmol-K21.95635C2H4kJ/kmol-K46.96769HACkJ/kmol-K74.37222VACkJ/kmol-K119.1112WATERkJ/kmol-K26.118CO2kJ/kmol-K34.06938C2H6kJ/kmol-K59.93716CH3CHOkJ/kmol-K59.64428ACROL-01kJ/kmol-K82.44055METHY-01kJ/kmol-K100.2646ACETIDINkJ/kmol-K134.5792DIETH-01kJ/kmol-K212.1719HCOOHkJ/kmol-K47.86163MONOE-01kJ/kmol-K100.7012.2反应器设计2.2.1设计选材反应器管程介质为乙烯、醋酸和氧气等，醋酸具有一定的腐蚀性。在室温下，铬镍不锈钢可耐所有浓度醋酸的腐蚀，但在高温、高浓度时呈现一定的活性，添加钼和硅对耐醋酸性有明显改善，综合考虑反应温度、反应压力、材料许用应力、价格、供货情况及焊接性能等，根据GB150-2011钢制压力容器选材要求，在设计中反应列管、气体分布管和管板材料均选用06Cr17Ni12Mo2（数字代号：S31608）。反应器壳程介质为戊烷，筒体可选用一般钢种，综合考虑反应温度、反应压力、材料许用应力、价格、供货情况及焊接性能等，根据GB150-2011钢制压力容器选材要求，在设计中反应器筒体、封头、法兰、支座、折流板等均选用Q345R。Q345R是低合金高强钢中应用最为广泛的钢，有比较成熟的使用经验，是制造中低压容器和一般钢结构的代表材料，焊接性很好。韧性也比较好，基本属于热轧的低合金钢，是普通低合金钢中发展最早的钢，其综合性能、焊接性能及加工工艺性能，均优于普通碳素钢，且质量稳定。与碳素钢相比，使用Q345R可以节省20%30%的钢材，使用温度范围较广，因此广泛应用于压力容器、桥梁、船舶、飞机和其他装备。2.2.2反应器选型2.2.2.1反应器选型目标反应器是工程设计中典型的非标设备，是整个项目的核心内容，故准确设计反应器尺寸等在工程设计中起着重要的作用，本次设计主要参考化工工艺设计手册、压力容器手册、过程设备设计与选型基础、化工原理等相关资料，对反应器进行了筒体壁厚、封头壁厚、管板厚度、法兰复核、内构件设计、管口设计以及强度校核，并且列出了反应器的设计压力、设计温度、设备直径及计算长度。反应器为工艺流程中反应进行的场所，主要需要满足以下要求：（1）反应器有良好的传热能力；（2）反应器内温度分布均匀；（3）反应器有足够的壁厚，能承受反应压力；（4）反应器结构满足反应发生的要求，保证反应充分；（5）反应器材料满足反应物腐蚀要求；（6）保证原料有较高的转化率，反应有理想的收率；（7）降低反应过程中副反应发生的水平。2.2.2.2固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器，是一种装填有固体催化剂用以实现多相反应的反应器。固体催化剂通常呈颗粒状，粒径215 mm，堆积成一定高度（或厚度）的床层，床层静止不动，流体通过床层进行反应。目前我国的固定床反应器技术比较成熟，主要用于气固相催化反应，反应器包括氨合成塔、二氧化硫接触氧化器、烃类蒸汽转化炉等设备。固定床反应器有如下优点：（1）可以严格控制停留时间，温度分布可以适当调节，流体同催化剂可进行有效接触，当反应伴有串联副反应时可得较高选择性；（2）反应速率较快，可用较少量的催化剂和较小的反应器容积来获得较大的生产能力；（3）催化剂机械损耗小；（4）结构简单；但另一方面，固定床反应器也有不可忽视的不足之处：（1）传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器也可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许范围）；（2）操作过程中催化剂不能更换，催化剂需要频繁再生的反应一般不宜使用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。固定床反应器有3种基本形式：（1）轴向绝热式。流体沿轴向自上而下流经床层，床层同外界无热交换。（2）径向绝热式。流体沿径向流过床层，可采用离心流动或向心流动形式，床层与外界不发生热交换。与轴向绝热式反应器相比，径向绝热式反应器中流体流动的距离较短，流道截面积较大，流体的压力降较小，但结构较复杂。轴向绝热式固定床反应器和径向绝热式固定床反应器都属绝热反应器，适用于反应热效应不大，或反应系统能够承受绝热条件下由反应热效应引起的温度变化的场合。（3）列管式固定床反应器。由多根反应管并联构成，适用于热效应较大的反应。此外尚有由上述基本形式串联组合而成的反应器，称为多级固定床反应器。例如：当反应热效应大或需分段控制温度时，可将多个绝热式固定床反应器串联成多级绝热式固定床反应器，在反应器之间设置换热器或补充物料以调节温度，以便在接近最佳温度条件下操作。2.2.2.3流化床反应器流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态时进行气固相或液固相反应过程的反应器。流态化技术之所以得到如此广泛的应用，是因为流化床反应器有以下突出优点：（1）可以实现固体物料的连续输入和输出，这对于催化剂迅速失活而需随时再生的过程来说正是能否实现大规模连续生产的关键。此外，单纯作为颗粒的输送手段，在各行业中也得到广泛应用；（2）流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于放热反应 ；（3）由于颗粒细，可以消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的效能。但流化床反应器也有一些缺点。（1）气流状况不均，不少气体以气泡状态经过床层，气固两相接触不够有效，在要求达到高转化率时这种状况更为不利。（2）颗粒运动基本上是全混式，因此停留时间不一。在以颗粒为加工对象时，可影响产品质量的均一性，且转化率不高。另外粒子的全混也造成气体的部分返混，影响反应速率和造成副反应的增加。（3）颗粒的磨损和带出造成催化剂的损失，并要有旋风分离器等颗粒回收系统。因此，是否选用流化态的方式，确定怎样的操作条件，都应当是在考虑了上述这些优缺点，并结合反应的动力学特性加以斟酌后才能正确决定的。2.2.2.4反应器选型结论在工业反应器中，强放热的气固催化反应往往采用列管式反应器，如此每根列管就相当于一个小反应器，可以减小管径以满足热稳定性的要求。其反应放热强弱的重要标志是物系的绝热温升大小。Td=-H*cb0*cpTd=-H*cb0*cp=17511853.3957.9991496.979=780.869K式中，Td绝热温升，K；H反应热，J/mol；cb0反应器进口流体浓度，mol/m3；反应物料平均密度，kg/m3；cp反应物料平均比热容，J/(kgK)。相关计算数据如下表所示：表2-5 反应热及绝热温升等计算结果绝热温升TM K780.87反应热H J/mol175118反应器进口流体浓度cb0 mol/m353.395反应物料平均密度 kg/m37.999反应物料平均比热容cp J/(kgK)1496.979Td=-H*Cb0*cp=17511853.3957.9991496.979=780.869 K因此选用列管式固定床反应器。列管式固定床反应器是由多根直径2550mm的反应管并联构成。几乎所有类型的列管式固定床反应器都是在管内装填某种催化剂，管束的排列方式有多种，在大多数工业设计汇总，管子都是等边三角形排列的。在壳程，适当的载热体（如水、熔盐、多种矿物油以及液态金属等）流经管间移走或提供反应热。列管式反应器根据换热介质的不同分为对外换热式和自热式。所有列管式固定床反应器的共同特征如下：（1）列管式固定床反应器通常很大，直径达四五米，管数一般多达3000到30000根。（2）为了改进反应器的传热状况并提供单位体积的最大表面积，管径要在可行的范围内尽量取得小一些。而为了保证产量，管径又不能太小，因此工业上常用的管径通常是1到2英寸。值得一提的是，如果反应器内反应速率较慢或掺入大量的惰性物时，则可采用相对较大的管径。（3）在列管式反应器的壳程，载热体流进和流出反应器管束之前和之后一般都设环形流道，与平行流式和错流式构成管间流体均匀分布的重要组成部分。因此管间流体均布问题就分为两部分：一是环形流道内的流体均匀分流和合流，一是壳程管间流动。后者主要是防止大部分载热体沿反应器壁做轴向流动，使中心部分变成死水区。（4）管中的催化剂可以由反应器内装配的多孔挡板固定在适当位置，多孔挡板上铺有筛网并可分段取出，或者将筛网与可移动的支撑格栅相连。无论是何种情况，管子都应当稍微伸出管板并靠在筛网上。支撑格栅与多孔挡板由构件固定在管板上，而催化剂可以用单个带孔的塞子固定在每根管子内。需要装卸催化剂时，应将催化剂分段取出筛网、支撑组件，或者挨个取出每个塞子再用空气吹扫，有必要时用氮气吹扫就可将催化剂全部卸出。（5）反应器容积是根据ASME受压容器规范或其他相似规范来设计的。如管板等一些内部构件可根据管子的稳定效应的公式做出比较经济、合理的设计。为了沿管长稳定管子，必要时可装上拉杆。按照标准热交换器的习惯做法，还可装设挡板以分布壳程流体。列管式固定床反应器具有以下优点：（1）反应器床层内流体的轴向流动近似为理想的活塞流，而活塞流内的化学反应速率非常快，单程转化率高，为完成同样生产任务所需催化剂的用量少，反应器体积可以较小。（2）流体在反应器内的停留时间可以严格控制，床层的温度分布可以严格的控制，因而有利于提高化学反应的转化率和选择性。（3）此外，固定床反应器中的催化剂不易磨损，损耗率低。图2-2 列管式反应器2.2.3催化剂计算本工艺主要考虑主反应和主副反应。主反应：C2H4 + 12O2 + CH3COOH=CH3COOCHCH2+H2O主副反应：C2H4+3O2=2CO2+H2O物料衡算方程：-dFadV=ra1+ra2-dFbdV=0.5*ra1+3*ra2dFcdV=-ra1dFddV=ra1dFedV=ra1+2*ra2dFfdV=2*ra2dXdV=ra1+ra2Fa0热量衡算方程：dTdV=U*Ta-T0*a+-ra1*-Hr1+-ra2*(-Hr2)cpa*Fa+cpb*Fb+cpc*Fc+cpd*Fd+cpe*Fe+cpf*Ff式中，FaC2H4摩尔流率，mols-1；Fa0C2H4进料初始摩尔流率，mols-1；FbO2摩尔流率，mols-1；FcCH3COOH摩尔流率，mols-1；FdCH3COOCHCH2摩尔流率，mols-1；FeH2O摩尔流率，mols-1；FfCO2摩尔流率，mols-1；V床层体积，m3；ra1以CH3COOCHCH2表示的主反应速率，molm-3s-1；ra2以CO2表示的主副反应速率，molm-3s-1；T反应器内温度，K；U传热系数，Vm-2K-1；Ta冷却介质温度，K；T0反应器进口温度，K；a管子单位体积传热面积，m-1；Hr1主反应热效应，Jmol-1；Hr2主副反应热效应，Jmol-1；cpaC2H4比热容，Jmol-1K-1；cpbO2比热容，Jmol-1K-1；cpcCH3COOH比热容，Jmol-1K-1；cpdCH3COOCHCH2比热容，Jmol-1K-1；cpeH2O比热容，Jmol-1K-1；cpfCO2比热容，Jmol-1K-1。应用Polymath编程可得到反应产物及床层温度随催化剂量的变化曲线，根据本工艺对反应收率的要求，取催化剂质量V=31.40m3。可计算得催化剂体积V催=V床*(1-)=31.401-0.4=18.84m3。催化剂质量m=*V催=83318.84=15695kg。2.2.4反应管设计2.2.4.1反应管径设计对于列管式固定床反应器内发生的强放热反应，考虑到反应器的热稳定性、参数灵敏性和床层压降的限制，对管径的最大值做出如下规定：ddmax=4*U*R*Tmax2(-rA)*-Hr*E式中，d列管管径，m；U总传热系数，Jm-2K-1s-1；R理想气体常数，Pam3mol-1K-1；T床层温度，K；(-rA)床层最高温度处的反应速率，molm-3s-1；(-Hr)反应热，Jmol-1；E反应活化能，Jmol-1；下角标max最大。通过ASPEN中反应模块的结果得最高温度为179.505，因在此部位部分数据较难查询，故由分布结果中在管长6.3m时温度为179.444，与反应器中较为接近，以此处计算最大允许管径。摘要数据如下：表2-6.1 反应器相关数据反应器长度/m压力/bar温度/6.37.53077179.444摩尔组成数据如下：表2-6.2 反应器相关数据反应器长度/mO2C2H46.30.03194660.483083其他有关计算数据如下：表2-6.3 反应器相关数据总传热系数U (Jm-2K-1s-1)93.04理想气体常数R (Pam3mol-1K-1)8.3145床层最高温度Tmax K179.444反应速率常数k1 (molm-3s-1)k1=0.000265*e-ERT反应速率rVAC (molkg-1s-1)rVAC=k1*pC2H40.36*po20.20床层催化剂密度 (kgm-3)=8331+0.4=595床层最高温度处的反应速率-rA molm-3s-1-rA=rVAC*反应热-Hr Jmol-1146440反应活化能E (Jmol-1)15000计算得到dmax=0.115m，为消除壁效应，反应管径至少要在粒径的8倍以上，取反应器管直径d为0.040m，壁厚0.002m。2.2.4.2反应管长设计对于单管试验，应用POLYMATH计算转化率和催化剂质量的关系，根据所设转化率得出所需催化剂质量M=5.65kgL=Mp*4*d2=5.65833(1-0.4)40.0402=9m2.2.4.3反应管数及排布设计根据催化剂填充床层总体积V=31.40m3，由反应管内径d0为0.040m和填充高度L0为9m得：N管数=V催化剂填充总体积L04d02=31.40940.0402=2778根根据GB/T151-2014热交换器，反应管排列方式类似换热管有等边三角形和正方形两种。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍流层都高，表面传热系数大；正方形排列虽比较松散，传热效果也差，但管外清洗方便。因本工艺管外壳程走戊烷，故选择正三角形排列方式，列管与管板采用焊接法连接。反应管中心距要保证管子与管板连接时，管桥（相邻两管间的净空距离）有足够的强度和宽度，管心距不应小于1.25倍的反应管外径，即有1.25*d0=1.250.040=0.050m，也不应大于小于1.5倍的反应管外径，即有1.5*d0=1.50.040=0.060m。常用管心距有16mm，19mm，25mm，32mm，40mm，48mm，57mm，72mm，选用57mm，即0.057m。图2-3 管分布示意图2.2.5反应筒体设计2.2.5.1反应器筒体内径设计横过管束中心线的管数nc为：nc=1.1*n=1.12778=58根管束中心线最外层管的中心至筒体内壁的距离e，一般情况下取e=11.5*d0本工艺取：e=1.25*d0=1.250.040=0.050m筒体内径为：D0=t*nc-1+2*e=0.05758-1+20.050=3.35m对于用钢板卷制的容器筒体而言，其公称直径的数值等于筒体内径，故在设计时应根据工艺计算的结果确定容器的直径，并将其数值调整至符合标准化以后的尺寸系列，所以筒体内径为3400mm。2.2.5.2折流板的设计在管壳式换热器的壳程中设置折流板可提高流体流速、增强湍动、改善传热；对管束起支持作用、增强其刚度、防止管子挠度过大，防止振动。为取得良好效果，挡板的形状和间距必须适当。列管式固定床反应器的壳程折流板的设计与管壳式换热器相同，大多采用圆盘-圆环形、单弓形、双弓形和三重弓形折流板。对于常用的圆缺型挡板，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。弓形缺口太大或太小都会产生“死区”，太大不利于传热，太小又增加流体阻力。圆盘-圆环形折流板是由大直径的开口圆板即圆环板(也称环板)和小直径的盘板交错排列组成。介质流动的特征是与轴心对称，流动多为与管束相向的平行流。因此，流动阻力较单弓形折流板小，由于管子垂直的横流引起的振动较小，但壳程传热膜系数增加比单弓形的小。圆盘-圆环形折流板一般用于大直径和大流量场合。本工艺壳程走戊烷以对反应的强烈放热进行移除，故采用圆盘-圆环形折流板，其介质流动方向及结构型式如下图所示。Slipcevie法壳程设计指则如下：盘和环之间的间距通常为壳内径的20%45%，不允许15%；由于流体流动平行于传热管时的那部分壳程传热膜系数要低于流体垂直于管流动（即横向流动）的那部分传热膜系数。为此，折流板的间距应是使折流板开口处的速度要高于垂直于管子时的流速；应使盘板折流板与壳体间的环形截面积Sk1等于环形折流板以内的截面积Sk2，即Sk1=4(DS2-D12)Sk2=4D22Sk1=Sk2，DS2=D12+D22其中D1为环形折流板内径，D2为盘形折流板直径，DS为筒体内径。首先设定盘和环之间的间距为壳内径的45%，即有B=45%D=45%3400=1530mm，管长9000mm，因在热点处不设置折流板，故需用折流板90001530-1=4块；根据工程经验，第一块为环形折流板，选定冷却介质流速为2m/s，则有Sk1=qVu=0.8722=0.436m2，D1=2DS2-4Sk1=23.42-40.4363.14=3.3m，D2=DS2-D12=3.42-3.32=0.8m。在介质换热的过程中，体积流量、流速、密度不断变化，为简化计算，所有折流板与第一块保持一致。2.2.5.3反应器筒体高度设计列管长度：由工艺计算中可知，列管长度为9000mm。筒体顶部空间：根据压力容器手册，Ha=1000mm；筒体底部空间：根据压力容器手册，Hb=1000mm；由以上可得：反应器筒体长度H=L+Ha+Hb=9000+1000+1000=11000mm。2.2.5.4反应器筒体壁厚设计及校核由于本操作在温度为148.5，压强在7.8bar下进行操作，选用材料为Q345R，根据GB6654压力容器用钢板和GB3531低温压力容器用低合金钢板规定，腐蚀裕量C2=2mm，焊接方式选用双面焊接，焊接系数=0.85。但由于该反应为强放热反应，热点温度为179，设计温度应高于最高温度1030，故将设计温度定为190；壳程压力为13.04 bar，取最高压力为190对应饱和戊烷的压力30.5bar。设计压力：P=1.1P0=1.13.05=3.355MPa；设计温度：T=190。假设壁厚大于36mm，在190下Q345R的许用压力t=172.6MPa带入计算得筒体厚度：=pc*Di2*t*-pc=3.35534002172.60.85-3.355=39.33mm查阅筒体标准，将壁厚圆整至标准规格厚度：n=+C1+C2+=39.33+0.3+2+=45mm满足壁厚大于36mm的假设，故筒体厚度为4