4-2反应器设计说明书

宁夏宝塔石化年产20万吨醋酸乙烯项目 反应器设计说明书宁夏宝塔石化年产20万吨醋酸乙烯项目 反应器设计说明书目录第一章 概述11.1 化学反应器的分类11.1.1 固定床反应器21.1.2 浆态床反应器31.2 化学反应器设计的基本内容41.2.1 反应器设计的基本内容41.2.2 反应器设计基本方程51.3 本项目设计概述6第二章 醋酸乙烯酯（VAC）合成反应器设计72.1 设计目标72.2 反应器选型72.2.1 换热方式82.2.2 醋酸乙烯（VAC）合成反应器结构简介82.3 反应原理92.3.1 催化剂选择92.3.2 反应方程式92.3.3 反应机理102.3.4 反应器模型的建立112.3.5 反应条件122.3.6 反应动力学参数122.4 工艺条件的选择142.4.1 温度142.4.2 压力152.4.3 进料摩尔比172.5 反应体积计算172.5.1 VAC合成反应器-第一级182.5.2 VAC合成反应器-第二级222.5.3 VAC合成反应器-第三级262.6 反应器尺寸设计302.6.1 反应器列管长度和数目计算302.6.2 催化剂床层压力降核算312.6.3 反应器多物理场耦合计算332.6.4 反应器内径和长度设计482.7 换热任务核算492.7.1 概述492.7.2 取热介质选择及用量492.7.3 换热系数512.8 反应器结构设计542.8.1 反应器接管设计542.8.2 反应器连接结构设计562.8.3 反应器筒体壁厚、封头、管箱设计582.8.4 反应器气体再分布器设计602.8.5 反应器支座622.8.6 催化剂支托结构622.8.7 反应器拉杆设计632.9 反应器参数汇总632.10 反应器机械强度校核642.11 R0201工艺条件图86第一章 概述任何化工过程的生产，从原料到产品的过程都可以概括为下列三个组成部分：原料的预处理、化学反应和产品的分离。原料的预处理是按照化学反应的要求，将原料进行处理，例如，提纯原料，除去对反应有害的杂质；加热原料使其达到化学反应要求的温度；如原料为固体，将其进行破碎，以利于反应等等。这些预处理操作都属于物理过程。反应产物的分离，主要也是物理过程。而化学反应则是一种或几种物质转化为所需物质的化学过程。所以，化学反应这一步是整个生产过程的核心，是起主导作用的一步。化学反应器则是生产过程的核心设备。1.1 化学反应器的分类工业生产中使用的反应器型式多种多样，分类方法也有很多种，例如，可以按照物料聚集态分，可以按反应器结构分，可以按热交换情况分，还可以按反应器内的温度分布、操作方式等分类。其中，最常用的是按照相态进行分类。工业生产中应用广泛的几种反应器型式如图1-1所示。图1-1 工业常用反应器型式1.1.1 固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器，是装填有固体催化剂或固体反应物用以实现多相反应过程的一种反应器。固体物通常呈颗粒状，粒径215mm左右，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。它与流化床反应器及移动床反应器的区别在于固体颗粒处于静止状态。固定床反应器主要用于实现气固相催化反应，如氨合成塔、二氧化硫接触氧化器、烃类蒸汽转化炉等。用于气固相或液固相非催化反应时，床层则填装固体反应物。涓流床反应器也可归属于固定床反应器，气、液相并流向下通过床层，呈气液固相接触。固定床反应器有三种基本形式：（1）轴向绝热式固定床反应器。流体沿轴向自上而下流经床层，床层同外界无热交换。（2）径向绝热式固定床反应器。流体沿径向流过床层，可采用离心流动或向心流动，床层同外界无热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流动的距离较短，流道截面积较大，流体的压力降较小。但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。以上两种形式都属绝热反应器，适用于反应热效应不大，或反应系统能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。管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在2550mm之间，管数可多达上万根。列管式固定床反应器适用于反应热效应较大的反应。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，可将多个绝热反应器串联成多级绝热式固定床反应器，反应器之间设换热器或补充物料以调节温度，以便在接近于最佳温度条件下操作。图1-2 固定床反应器型式固定床反应器的优点：（1）反混小，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）催化剂机械损耗小。（3）结构简单。但是，固定床反应器也存在明显的缺点：（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，超过允许温度）。（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适用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。1.1.2 浆态床反应器浆态床反应器其特征在于反应器至少包括以下四部分部件：入口气体分布器，换热管部件，固液分离部件，出口除尘除沫器部件，所以浆态床与其他反应器相比，其优点是：（1）持液量大，具有良好的传热传质和混合性能，反应温度均匀，反应器中无热点从在，即使应用于强放热反应也不会发生超温现象；（2）采用很细的催化剂用量，催化剂内外传递的阻力均较小，即使对于快速反应，效率因子也能接近于1，能充分发挥催化剂的作用；（3）对活性衰减迅速的催化剂，可方便的排出或更换催化剂；（4）可内置外置冷却设施，方便的排出反应热。其缺点：（1）从液相产物中分离固体催化剂，常需附设装置费用昂贵的过滤设备；（2）液相连续操作时返混大，流型接近于全混流，要达到高转化率，常需几个反应器串联；（3）液固比高，当存在均相副反应时，会使均相副反应显著增加。从其优缺点比较，其优点大于缺点，而发展迅速。浆态床反应器一般有循环式反应器，射流式反应器，沉降式反应器，机械搅拌釜式反应器，气流鼓泡悬浮反应器5种，其优点基本一样，但缺点各有不同：循环式，射流床反应器能耗较大，且易于造成催化剂的磨损，射流床不适于催化反应过程；沉降式反应器适用于间歇过程，一般更多用于废水处理的过程，不宜做连续生产；机械搅拌釜式反应器由于能耗过大对催化剂磨损高，常用作实验室反应器；气流鼓泡悬浮反应器存在的不足是：气体入口喷嘴设置在反应器底部，气体自下而上经过气体分布器，在出现故障断气时容易造成堵塞或逆流，固体悬浮液排出进行处理，如果需要将催化剂返回，需要较大的能耗和造成机械磨损。反应在浆态床中进行时，气体以鼓泡形式通过悬浮有固体细粒的液体(浆液)层，以实现气液固相反应过程的反应器。浆态反应器中液相可以是反应物，也可以是悬浮固体催化剂的载液。例如,许多不饱和烃及其衍生物的加氢反应属于前者;乙烯或丙烯的聚合反应采用悬浮有催化剂的环己烷则属于后者。1.2 化学反应器设计的基本内容工业反应器设计的任务是根据给定的生产能力，确定反应器的型式和适宜的尺寸以及相应的操作条件，使反应过程有最大收益，这就是反应器设计的优化。然而在反应器投产运转以后，还必须根据各种因素和条件的变化作出相应的修正，以使它仍能处于最优的条件下操作，即还需进行操作的优化。1.2.1 反应器设计的基本内容（1）选择合适的反应器型式和结构根据反应系统的动力学特性，如反应过程的浓度效应、温度效应及反应的热效应，结合反应器的流动特性和传递特性，如反应器的返混程度，选择合适的反应器类型以满足反应过程的需要，使反应结果达到最佳。反应器结构是指为保证一定的传递特性反应器所必需的整体结构及相应的部件结构。（2）确定最佳的工艺条件操作工艺条件，如反应器的进口物料配比、流量、反应温度、压力和最终转化率等，直接影响反应器的反应结果，也影响反应器的生产能力。在确定工艺条件时还必须使反应器在一定的操作范围内具有良好的运转特性，而且要有抗干扰的能力，满足操作稳定性的要求。（3）计算所需反应器体积根据所确定的操作条件，针对所选定的反应器型式，计算完成规定生产能力所需的反应器体积，同时由此确定优化的反应器结构和尺寸。1.2.2 反应器设计基本方程反应器设计的基本方程包括反应动力学方程式、物料衡算方程式、热量衡算方程式和动量衡算方程式。反应动力学方程式是化学反应器设计的基础。（1）物料衡算方程式物料衡算方程式以质量守恒定律为基础，是计算反应器体积的基本方程。对间歇反应器和全混流反应器，由于反应器中浓度均匀，可对整个反应器做物料衡算。对于反应器中物料浓度沿反应器长度具有分布的反应器，应选取反应器微元体积，假定在这些微元体积中浓度和温度均匀，对该微元作物料衡算，将这些微元加和起来，成为整个反应器。对整个反应器或对反应器微元体积进行某反应组分的物料衡算，基本公式为：某组分流入量=某组分流出量+某组分反应消耗量+某组分积累量在不同情况下，上式可作相应简化。对于间歇过程，由于分批加料、卸料，反应过程中某组分流入量和流出量为零。对非定态反应器，则上式各量均需要考虑。（2）热量衡算方程式热量衡算方程式以能量守恒与转化定律为基础。在计算反应速率时必须考虑反应体系的温度，通过热量衡算可以计算反应器中的温度的变化。与物料衡算相仿，对整个反应器或某一微元体积进行反应体系的热量衡算，基本公式为：物流带入的能量=物流带出的能量+反应热+热量的累积+传向环境的热量式中的反应热项，放热反应时为负值，吸热反应时为正值。不同情况下，上式可以简化：对于间歇过程，反应过程中带入与带出的能量为零；对连续流动反应器，在定态条件下，热量累积项为零；对等温流动反应器，在定态条件下，物流带入热量等于物流带出热量再加上取热量；对绝热反应器，传向环境的热量为零。（3）动量衡算方程式动量衡算方程式以动量守恒和转化定律为基础，计算反应器的压力变化。当气相流动反应器的压降大时需要考虑压力对反应速率的影响，此时需进行动量衡算。物料衡算方程式和反应速率方程式是描述反应器性能的两个最基本的方程式。反应器设计可采用经验方法和数学模型方法。1.3 本项目设计概述本项目设计为从工业废酸回收冰醋酸与乙炔气加成制醋酸乙烯项目，20.85万吨/年醋酸乙烯产品，副产2.12万吨/年丙酸和3.79万吨/年冰醋酸产品，以及规模为0.29万吨/年乙醛。工艺系统共包含原料预处理、醋酸乙烯合成、气体分离以及醋酸乙烯精制四个主要工段，采用A型开式热泵系统、中间再沸、逆流双效精馏、反应热发蒸汽等多项节能措施，具有工艺先进、技术成熟、经济合理、能耗低及经济与环保优势显著等工艺特点。本项目涉及到的反应器为醋酸乙烯（VAC）合成反应器。本次设计对核心设备VAC合成反应器进行了结构选型，并对反应器的制造工艺进行了详细的说明，最终确定的反应器设备在满足结构合理性的基础上，实现了温度分布、浓度分布及反应时间等化工工艺参数的控制要求，使得产品质量和性能得以保证。对于VAC合成反应器，进行了体积计算，确定了反应器体积、结构及内部构件规格，并对反应器的换热和压降进行了核算。第二章 醋酸乙烯酯（VAC）合成反应器设计2.1 设计目标反应器为工艺流程中反应进行的场所，主要需要满足：（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，能承受压力反应；（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 反应器选型乙炔和醋酸反应生成醋酸乙烯是强放热反应，并且为气固相催化反应。通过前章叙述得知，可用于气固相催化反应的反应器主要有固定床反应器、移动床反应器以及流化床反应器三大类。不同型式的反应器具有不同的传递特性，传递不影响化学反应本身，但是影响浓度及温度分布，从而影响反应速率及选择性。流化床反应器传热效果好，温度均匀，便于实现固体的连续输入和输出，而且可以使用小颗粒的固体或催化剂。但其缺点也很明显，由于催化剂的剧烈运动，造成固体颗粒与流体严重反混，导致反应物转化率较低，而且催化剂磨损严重。固定床反应器内流体流动接近平推流，可以获得较高的选择性和转化率，结构简单，操作方便，催化剂磨损小，降低了催化剂的用量。其中，列管式固定床反应器管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管数可多达上万根，适用于反应热效应较大的反应。对于乙炔和醋酸反应生成醋酸乙烯的过程而言，反应温度范围可为170250。该反应是强放热反应，反应时会放出大量热量，这些热量需要及时从反应器内移走以保证反应器平稳运行。综合上述考虑，为了最大限度的发挥催化剂高选择性和高转化率的优势，及时移走热量，减少催化剂损失，本设计采用分段控温的方案，将三台恒温反应器串联成多级列管式固定床反应器，反应器之间补充醋酸进料以维持进料比，以便在接近于最佳温度及最优摩尔进料比下操作。2.2.1 换热方式本工段需要对三级反应器温度进行分段控制，保持反应器温度在一定范围内波动，同时可使反应在最佳反应温度下进行，从而获得较高的转化率。但是针对等温过程的反应器要求较高，控制等温是关键，一般采用导热系数较高的热管、均匀夹套式等都可以尽量实现这一目标。对于VAC合成反应器的温控措施，采用反应物料走管程、冷却介质走壳程的方式，两股物流在管壁上进行热量传递。在进行该反应器设计时，需要通过严格计算，确定其反应过程需要的换热面积。2.2.2 醋酸乙烯（VAC）合成反应器结构简介醋酸乙烯（VAC）合成反应器的结构为三级列管式固定床反应器。管内装填催化剂，管间通换热介质（或热载体）以移除管内反应产生的热量。换热介质应满足性质稳定、无腐蚀、热容大、廉价等要素，根据本反应的操作温度范围及热效应大小，选择的换热介质为88.67、10bar的水。气固相多级列管式固定床的优点较多：（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以看成是理想流动，因此反应物浓度高，化学反应速率较快，在完成同样的生产任务时，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，可以较长时间下连续操作；（4）多级式结构更加有利于段间取热，维持反应器全流程等温，段间补充进料，同时设置再分布器，便于维持最佳摩尔进料比；（5）适宜于高温高压条件下操作。2.3 反应原理2.3.1 催化剂选择自1922年研究成功乙炔气相合成醋酸乙烯的方法以来，使用的催化剂一直是醋酸锌活性炭，世界各国如日本、前苏联等为进一步提高催化剂的活性、强度和选择性作了大量的研究，又提出了醋酸锌系变形催化剂和醋酸锌系以外的催化剂。尽管其中有些催化剂具有高于醋酸锌一活性炭催化剂数倍的活性，但因反应温度高，成本高，活性下降快等种种原因而未能工业化。贾莉在乙炔气相法合成醋酸乙烯新型催化剂的研究中具体论述了各种组分催化剂的选择性、收率及优缺点。研究表明，以-氧化铝为载体的醋酸锌催化剂，可将固定床中醋酸转化率提高到95%以上。而使用醋酸锌活性炭催化剂，固定床的醋酸的单程转化率只有50%60%，最高也不超过80%。并且，-氧化铝价格便宜、活性高且对温度敏感，高温反应条件下对反应速率提升大。因此，本设计选择以-氧化铝为载体，以醋酸锌为活性组分的新型催化剂，其规格如下表2-1所示。表2-1 催化剂参数名称醋酸锌氧化铝种类醋酸锌系形状球形（23mm）BET表面积280 m2/g孔容0.45 cm3/g堆积密度0.650.74 g/cm3孔隙率0.742.3.2 反应方程式本反应器发生的主要反应为乙炔与醋酸生成醋酸乙烯，该反应温度高，且是一个强放热反应。该反应的产物较为复杂，副反应多。经查阅贾莉的文献，知该反应的产物主要有醋酸乙烯、醋酸、乙醛、丙酮等（反应产物由GC900A型气相色谱仪测定）。将该过程发生的反应方程式整理如下：1.主反应方程式副反应方程式 乙醛的生成 丙酮的生成 醋酸酐的生成2.3.3 反应机理关于乙炔气相法合成醋酸乙烯的动力学已有很多学者进行了研究，但提出的机理和反应速率方程不尽相同，本设计采用最常用的A.E.Cornelissen、古川等提出的机理。该机理认为，首先，在第B族过渡金属离子上乙炔与之配位结合形成络合物，随后发生转位，形成络合体，该络合物再经过分解而形成醋酸乙烯。该反应控制步骤为乙炔在催化剂表面上的吸附，反应对醋酸近似为零级，对乙炔近似为一级。反应过程共分三步进行，其中第一步反应的速度最慢。（1）乙炔分子吸附在催化剂表面形成络合物（2）络合物迅速进行分子重排，生成络合体（3）该络合物与醋酸反应又分解成醋酸锌分子和醋酸乙烯2.3.4 反应器模型的建立为了简化模型方程的推导，根据操作条件和列管式固定床反应器的特点，对VAC合成反应器作理想化处理，提出以下几点假设：（1）在垂直于流体流动方向的截面上流体性质和速度是均匀的，径向不存在速度梯度和温度梯度，也不存在浓度梯度。（2）轴向传热和传质仅由平推流的总体流动所引起。按以上假设，采用拟均相一维平推流模型，即忽略反应器的径向温度分布和浓度分布，只考虑反应器的轴向参数变化，并按均相反应器来考虑。根据以上假设导出反应器模型。先把列管式固定床反应器看做管式反应器分析，达到稳定后，随物料流动的轴向而变化，故可取任意时间间隔某微元体积dVR，对此微元体积进行物料衡算。进料量： 输出量： 反应量： 则微元体积的物料衡算式为：化简然后积分可得：物料衡算微分方程：热量衡算微分方程：经整理后，可得到如下的积分方程和微分方程：式中: FA0反应物A进料摩尔流量，kmol/h；Ft反应物总进料摩尔流量，kmol/h；G流体的空床质量流速，kg/m2h；B催化剂堆积密度，kg/m3；（-rA）反应速率，kmol/kg催化剂h；l反应器长度方向距离，m；yA0进料中组分A的分子分数；VR反应器体积，m3；T反应器内反应温度，；TS反应介质温度，；K总传热系数，W/m2K；xA反应物A的转化率。2.3.5 反应条件由Aspen流程模拟可知，反应物料是从加热炉中出来的物流，进入反应器的温度为240，三级反应器均恒温操作，管间产生蒸汽取走反应热。第一段反应压力取3.6bar，第二段反应压力3.4bar，第三段反应压力3.2bar。2.3.6 反应动力学参数2.3.6.1 动力学参数采用原文献中动力学参数并对其进行换算，结果如表2-2所示。表2-2 主反应相关动力学参数表参数数值（513.15K）k02.791011 mol/(hm3atm)E076870 J/mol动力学方程式如下： 2.3.6.2 热力学参数通过查阅文献，同时利用纯物质化学性质查询软件，可以获得各物质的标准摩尔生成焓和恒压热容计算公式，各参数如表2-3所示。恒压热容计算公式如下： kJ/(molK)表2-3 各物质基础热力学数据物质AB10C105D108C2H2226.7481.030.0291-0.1920.054CH3COOH-487.06.30243910.25723-56.0808311.15775VAC-349.7533.6987303.848681-23.306105.432677H20-285.83832.415020.003422141.285147-0.4408350CH3CHO-166.3613.546341.605576-7.4280881.266935不同温度下的反应焓变计算公式为：通过该方程计算可得反应热数据如表2-4。表2-4 VAC合成反应热数据表反应ABC103D105E108C2H2+CH3COOHCH3COOCHCH2-90.40-28765.323.72-247.43-8.7652.4 工艺条件的选择2.4.1 温度乙炔与醋酸生成醋酸乙烯酯为强放热反应，单位温升较高，如果采用绝热反应器，反应器出口温度太高，将会对催化剂、反应器本身和反应体系造成破坏性影响。根据专利，-氧化铝载体配置的催化剂优选温度可达400。根据醋酸乙烯合成反应的实际工业条件，该反应温度一般控制在170250。通过Aspen Plus软件对三级反应器各段反应温度进行灵敏度分析，结果如图2-1、2-2、2-3所示。图2-1 第一级反应器反应各物质质量流率随反应温度变化关系图2-2 第二级反应器反应各物质质量流率随反应温度变化关系图2-3 第三级反应器反应各物质质量流率随反应温度变化关系由图可以看出，随着反应温度的升高，醋酸的质量不断减小，即醋酸的转化率持续增加。在240附近，曲线斜率趋近最大值，即可以认为在此温度下反应速率最快。因此，选定240为反应温度。2.4.2 压力根据平衡移动原理，乙炔气相合成醋酸乙烯是一个分子体积减小的反应，压力适当升高有利于合成反应的进行，可提高产率。但压力太高会增加乙炔的分解和发生事故的危险，因此对三段反应器的反应压力对产物分布进行灵敏度分析，如图2-4、2-5、2-6所示。图2-4 第一级反应器各物流质量流率随反应压力变化关系图2-5 第二级反应器各物流质量流率随反应压力变化关系图2-6 第三级反应器各物流质量流率随反应压力变化关系由图可看出，随着反应压力的升高，各物流的质量流率变化不明显。因此，综合考虑转化率因素和安全因素，将反应压力选定为3.6Bar（第一级）、3.4Bar（第二级）、3.2Bar（第三级）。2.4.3 进料摩尔比前人有研究结果认为，醋酸乙烯合成反应的反应速率是乙炔分压的函数，与醋酸的分压无关。提高乙炔和醋酸的摩尔比能增加混合气体中乙炔的分压，提高醋酸的转化率和醋酸乙烯的空时收率，加快合成反应速度。但是，摩尔比过大，乙炔分压的增加就越不明显。总压一定后，当醋酸分压低于10毫米汞柱时，反应速率会随醋酸分压的降低而减小，空时收率经一极大值后下降。另外，乙炔浓度过大，会增加聚合的可能性，造成催化剂中毒或硬化。经查阅文献，同时再考虑反应器换热的需要，反应器乙炔和醋酸的最优摩尔比为57。本设计反应器型式为三级列管式固定床反应器，因此，出于将反应器整体进料摩尔比控制为5:1的考虑，单段进料比为12:1。2.5 反应体积计算在反应器选型、催化剂选择、机理分析、动力学分析确定以后，在醋酸锌系催化剂催化反应操作条件范围内选取一个合适的操作点，利用COMSOL化学反应工程模块在选定的操作条件下对三级反应器各段中的C2H2转化率、CH3COOH转化率、各物料浓度分布和各物料摩尔流率随反应时间的变化关系进行模拟，具体结果如图2-7至图2-21所示。2.5.1 VAC合成反应器-第一级图2-7 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第一级 醋酸CH3COOH转化率与反应时间关系图2-8 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第一级 乙炔C2H2转化率与反应时间关系图2-9 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第一级 各物料摩尔流率与反应时间关系图2-10 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第一级 各物料摩尔浓度与反应时间关系由各物质浓度随时间的变化可以看出，当反应时间为15s的时候，醋酸的转化率达到95%，乙炔的转化率达到7.9%。醋酸转化率和VAC的选择性已基本达到工业化反应要求。此后即便反应时间再延长，VAC的产率和选择性也没有很大的变化，而反应器体积和操作费用以及后续工段的费用反而会大大增加，故第一级VAC合成反应器反应时间可取15s。由于在使用COMSOL模拟时是以催化剂为基准的动力学模拟计算的，此时已经把催化剂床层的空隙体积考虑在内。此外，由醋酸的转化率可知，控制第一段反应器进料摩尔比在12:1是合理的，由COMSOL模拟结果可知此时反应速度较快。根据模拟过程第一级VAC合成反应器物流信息，混合进料的体积流量20652.5m3/h,反应的空速GHSV1=1600h-1,则第一级反应器催化剂的床层体积为：第一级VAC合成反应器各物料浓度随反应体积的变化关系如图2-11所示。图2-11 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第一级 各物料摩尔浓度与反应体积关系催化剂质量：可以看出由催化剂床层体积算出的反应停留时间与模拟结果基本一致。表2-5 第一级VAC合成反应器Aspen模拟物料数据表项目进料出料质量流率kg/h49962.96 49962.96 体积流率m3/h20652.29 20564.39 温度239.63 240.00 压力bar3.60 3.40 气相分率1.00 1.00 组分质量流率 kg/hC2H241432.96 38670.73 CH3COOH7909.48 1750.53 醋酸乙烯C4H6O20.00 8826.01 WATER492.73 428.86 乙醛 ALD 26.50 183.54 醋酸酐 C4H6O30.00 0.94 丙酮 ACT0.00 0.61 CO294.69 95.15 丙酸 C3H6O26.60 6.60经过计算，其结果与COMSOL模拟所得结果基本一致。因此，本次模拟结果合理。2.5.2 VAC合成反应器-第二级图2-12 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第二级 醋酸CH3COOH转化率与反应时间关系图2-13 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第二级 乙炔C2H2转化率与反应时间关系图2-14 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第二级 各物料摩尔流率与反应时间关系图2-15 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第二级 各物料摩尔浓度与反应时间关系由各物质浓度随时间的变化可以看出，当反应时间为15s的时候，醋酸的转化率达到94%，乙炔的转化率达到10.2%。醋酸转化率和VAC的选择性已基本达到工业化反应要求。此后即便反应时间再延长，VAC的产率和选择性也没有很大的变化，而反应器体积和操作费用以及后续工段的费用反而会大大增加，故第二级VAC合成反应器反应时间可取15s。由于在使用COMSOL模拟时是以催化剂为基准的动力学模拟计算的，此时已经把催化剂床层的空隙体积考虑在内。在第一级反应器与第二级反应器之间设置再分布器，同时补充醋酸进料。此时，第二级反应器的乙炔和醋酸的进料摩尔比为9:1，这是出于维持整体进料摩尔比5:1的考虑，同时提高乙炔分压以达到尽量高的反应速率。根据模拟过程第二级VAC合成反应器物流信息，混合进料的体积流量22175.3m3/h,反应的空速GHSV2=1740h-1,则第二级反应器催化剂的床层体积为：第二级VAC合成反应器各物料浓度随反应体积的变化关系如图2-16所示。图2-16 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第二级 各物料摩尔浓度与反应体积关系催化剂质量：可以看出由催化剂床层体积算出的反应停留时间与模拟结果基本一致。表2-6 第二级VAC合成反应器Aspen模拟物料数据表项目进料出料质量流率kg/h57887.90 57887.90 体积流率m3/h22175.00 22179.60 温度239.67 240.00 压力bar3.40 3.20 气相分率1.00 1.00 组分质量流率 kg/hC2H238670.7035915.10 CH3COOH9569.92 3498.61 醋酸乙烯 C4H6O28826.0117652.00 WATER437.77 378.83 乙醛 ALD183.54 329.39醋酸酐 C4H6O30.94 2.81 丙酮 ACT0.61 1.82 CO295.15 96.07 丙酸 C3H6O213.20 13.202.5.3 VAC合成反应器-第三级图2-17 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第三级 醋酸CH3COOH转化率与反应时间关系图2-18 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第三级 乙炔C2H2转化率与反应时间关系图2-19 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第三级 各物料摩尔流率与反应时间关系图2-20 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第三级 各物料浓度与反应时间关系由各物质浓度随时间的变化可以看出，当反应时间为15s的时候，醋酸的转化率达到93%，乙炔的转化率达到12.9%。醋酸转化率和VAC的选择性已基本达到工业化反应要求。此后即便反应时间再延长，VAC的产率和选择性也没有很大的变化，而反应器体积和操作费用以及后续工段的费用反而会大大增加，故VAC合成反应器第三级反应时间可取15s。由于在使用COMSOL模拟时是以催化剂为基准的动力学模拟计算的，此时已经把催化剂床层的空隙体积考虑在内。同样的，在第二级反应器与第三级反应器之间设置液体再分布器，同时补充醋酸进料。此时，第三级反应器的乙炔和醋酸的进料摩尔比为7:1。根据模拟过程第三级VAC合成反应器物流信息，混合进料的体积流量23892.0m3/h,反应的空速GHSV3=1810h-1,则第三级反应器催化剂的床层体积为：第三级VAC合成反应器各物料浓度随反应体积的变化关系如图2-21所示。图2-21 醋酸乙烯（VAC）合成反应器-第三级 各物料浓度与反应体积关系催化剂质量：可以看出由催化剂床层体积算出的反应停留时间与模拟结果基本一致。表2-7 第三级VAC合成反应器Aspen模拟物料数据表项目进料出料质量流率kg/h65812.70 65812.70 体积流率m3/h23891.8024014.70温度239.70 240.00 压力bar3.20 3.00 气相分率1.00 1.00 组分质量流率 kg/hC2H235915.10 33166.10 CH3COOH11408.005244.34 醋酸乙烯 C4H6O217652.0026478.00WATER387.74 333.72 乙醛 ALD329.39464.08醋酸酐 C4H6O32.815.61丙酮 ACT1.823.64CO296.0797.45丙酸 C3H6O219.80 19.80表2-8 数据汇总（停留时间、床层体积、空速、催化剂质量）第一级第二级第三级停留时间（s）151515空速（h-1）160017401810床层体积（m3）12.9112.7413.20催化剂质量（kg）8391.508281.008580.002.6 反应器尺寸设计2.6.1 反应器列管长度和数目计算该反应器所选用催化剂粒径2mm，为降低反应物在管内的沟流、壁流效应，反应管内径应大于催化剂粒径的8倍。根据国标GB/T 17395-2008，列管选用25mm2.5mm的无缝钢管。根据GB/T 14976-2012流体输送用不锈钢无缝钢管，材料为S31608（06Cr17Ni12Mo2）。在本设计中，使用的计算模型为一维平推流模型。如果用Pe准数来衡量反混程度，该模型应满足的条件为：当雷诺准数Re10时，Pea=2。此时，有：即床层高度。另外，根据标准，一般催化剂填充高度占整个反应管长度的80%90%左右。在本反应器中，催化剂粒径为2mm，因此本设计选择催化剂的填充高度为，列管长。催化剂床层的横截面积为：列管截面积：取反应进料空床线速度：催化剂床层的直径约为：满足催化剂装填体积要求量。反应器列管数：出于降低三级式反应器（非标设备）施工难度，节省投资的考虑，将三级反应器的列管数均圆整为10000根。2.6.2 催化剂床层压力降核算固定床压力降计算公式为：其中：流体密度，； 颗粒直径，； 摩擦系数； 床层高度，； 空管流速，； 床层空隙率； 流体的粘度，。从Aspen Plus反应器模拟中获得反应混合物有关物性数据，如表2-9所示。表2-9 反应混合物物性数据（由Aspen Plus导出）第一级（1#）第二级（2#）第三级（3#）密度（）2.419252.61052.75462粘度（）1.668510-51.6431710-51.6169910-5将以上数据带入公式求解：当时，等号右侧第二项可以省略，而在的充分湍流区，则右侧第一项可以省略。因为上述各式所求的雷诺数均满足：，则：三级反应器压力分别为：3.6bar、3.4bar、3.2bar。在生产过程中，固定床的压降不宜超过床内压力的15%，校核得：因此，可得出结论，三级列管式固定床反应器各级床层压降均符合设计要求。2.6.3 反应器多物理场耦合计算使用COMSOL Multiphysics 5.2a对反应器进行多物理场耦合计算。在计算过程中，我们考虑到质量传递、动量传递、热量传递三场的相互影响，对三个传递场进行耦合计算，进而得到各物质在反应器内的浓度分布及物质在反应器内的速度、压力、浓度分布。在进行反应器耦合计算时，对三种反应管方案进行了验证。三种方案分别为：反应管管径25mm2.5mm，每级反应列管长度为5000mm，反应列管数为10000根；反应管管径20mm2.5mm，每级反应列管长度为7450mm，反应列管数为10000根；反应管管径32mm2.5mm，每级反应列管长度为2300mm，反应列管数为10000根。经模拟结果比较，方案最为合理（模拟比较见源文件“7-4”）。因此本次设计选用方案，下面从反应物料浓度变化、温度、压力和流速分布来详细检验该方案是否为最优。2.6.3.1 速度分布图2-22至图2-27即为用COMSOL Multiphysics计算所得各级反应器反应管内流体速度分布，从图中可以看出除了在靠近管壁处由于粘滞作用出现流速的急剧减小，在管子主体部分流体的流速分布均匀。图2-22 第一级（1#）反应器列管内流速分布（二维）图2-23 第一级（1#）反应器列管内流速分布（三维）图2-24 第二级（2#）反应器列管内流速分布（二维）图2-25 第二级（2#）反应器列管内流速分布（三维）图2-26 第三级（3#）反应器列管内流速分布（二维）图2-27 第三级（3#）反应器列管内流速分布（三维）2.6.3.2 压力分布在传质、传热、动量传递相互影响的情况下，反应器列管内的压力变化如图2-28至2-33所示，可以看出，整个反应区域压降分布均匀，不存在突变，有利于反应物流在反应器内均匀分布。图2-28 第一级（1#）反应器列管内压力分布（二维）图2-29 第一级（1#）反应器列管内压力分布（三维）图2-30 第二级（2#）反应器列管内压力分布（二维）图2-31 第二级（2#）反应器列管内压力分布（三维）图2-32 第三级（3#）反应器列管内压力分布（二维）图2-33 第三级（3#）反应器列管内压力分布（三维）2.6.3.3 浓度分布三个物理场耦合后乙炔和醋酸乙烯的浓度变化如图2-34至图2-39所示，乙炔浓度由77mol/m3降至71mol/m3(1#)、66.9mol/m3降至60.8mol/m3(2#)、57.7mol/m3降至50.6mol/m3(3#)；VAC浓度由0mol/m3升到6mol/m3(1#)、4.6mol/m3升到11.3mol/m3(2#)、8.6mol/m3升到16.0mol/m3(3#)。图2-34 第一级（1#）反应器列管内C2H2浓度分布（二维）图2-35 第一级（1#）反应器列管内C2H2浓度分布（三维）图2-36 第一级（1#）反应器列管内VAC浓度分布（二维）图2-37 第一级（1#）反应器列管内VAC浓度分布（三维）图2-38 第二级（2#）反应器列管内C2H2浓度分布（二维）图2-39 第二级（2#）反应器列管内C2H2浓度分布（三维）图2-40 第二级（2#）反应器列管内VAC浓度分布（二维）图2-41 第二级（2#）反应器列管内VAC浓度分布（三维）图2-42 第三级（3#）反应器列管内C2H2浓度分布（二维）图2-43 第三级（3#）反应器列管内C2H2浓度分布（三维）图2-44 第三级（3#）反应器列管内VAC浓度分布（二维）图2-45 第三级（3#）反应器列管内VAC浓度分布（三维）2.6.3.4 温度分布在COMSOL Multiphysics中由多物理场耦合可得多级反应器各级列管内部温度分布，图2-46至图2-48即为耦合结果。从图中可知，列管内部温度均匀分布，基本维持在513.5K上下，证明管间取热介质取热效果理想，设计合理，符合恒温反应器预期。图2-46 第一级（1#）反应器列管内温度分布（二维）图2-47 第二级（2#）反应器列管内温度分布（二维）图2-48 第三级（3#）反应器列管内温度分布（二维）通过以上比选，方案各反应物浓度变化较为均匀，温度、压力、流速分布合理，方案最优。2.6.4 反应器内径和长度设计2.6.4.1 三级反应器壳体内径设计反应器各级列管数均为10000根，每级反应器列管排列方式选择错列正三角形排列。采用焊接法固定，反应器列管的布置与普通换热器有很大不同。按三角形排列，管心距一般取为列管外径的1.25倍，可得：管束排列情况如下：图2-49 列管排列方式示意图横过管束中心线的管数为：管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离为：壳体内径：根据GB/T 9019-2015（压力容器公称直径）圆整后，反应器壳体内径均取为3500mm。2.6.4.2 三级反应器长度设计列管长度：由前面工艺计算可知，列管长度为5.0m,即5000mm；筒体顶部空间（上管箱）高度：根据压力容器设计手册，H1=1000mm；筒体底部空间（下管箱）高度：根据压力容器设计手册，H2=1000mm；因此反应器的反应段总长度（不包括封头、裙座等外部结构）计算如下：2.6.4.3 折流板设计在三级列管式固定床反应器中，出于增加壳程取热介质湍流程度的需要，设置折流挡板。本设计采用弓形折流板。取弓形折流板圆缺高度为壳体内经的25%，则切去的圆缺高度为：折流板间距为：折流板数量：2.7 换热任务核算2.7.1 概述使用Aspen模拟混合物体系参与反应的反应热，当反应达到要求的时候，换热负荷为；则总换热负荷为：每一级反应器换热面积为：2.7.2 取热介质选择及用量为满足等温催化反应的条件，取热介质应具有良好的传热性能且本身温度与列管内催化剂的温差较小。本设计采用发生蒸汽取走反应热,进口水为来自总厂的除氧水，经分流进入各级反应器。各级物流信息由表2-10给出。表2-10 各级物流参数表物流名称温度t压力P密度定压比热Cp导热系数粘度Mpakg/m3kJ/(kgK)W/(mK)10-4Pas1#进口水88.6701.0930.19604.38700.67023.18541#出口蒸汽184.2001.04.94562.02010.03230.15902#进口水88.6711.0930.19604.38700.67023.18542#出口蒸汽184.4051.04.94312.02010.03240.15913#进口水88.6711.0930.19604.38700.67023.18543#出口蒸汽185.0071.04.93582.02010.03240.1594取热介质与反应物料可以并流，也可以逆流，两者各有优缺点。逆流的优点是原料气进入床层后能较快地升温而接