4-2反应器设计说明书

扬子石化年产15万吨醋酸乙烯酯项目反应器设计说明书目录第1章 概述11.1 反应器设计的作用11.2 本项目概述1第2章 反应动力学分析22.1 反应方程式22.2 反应机理分析22.3 反应动力学方程32.3.1 主反应动力学方程32.3.2 主要副反应动力学方程3第3章 催化剂选择和分析53.1 催化剂的选择53.2 催化剂失活分析53.2.1 中毒引起的失活53.2.2 催化剂的烧结和热失活63.2.3 醋酸钾的流失63.2.4 杂质引起的失活63.3 催化剂助剂分析63.4 失效催化剂中钯金的回收6第4章 反应器的设计84.1 反应器选型84.1.1 反应器类型分析84.1.2 反应器类型的确定114.2 反应器模拟模型构建124.3 反应条件的选择优化134.3.1. 反应温度的优化134.3.2 反应压力的优化134.3.3 平推流虚拟段长度L1的优化144.3.4 全混流段反应体积的优化144.4 设计条件分析154.5 反应器参数的设计164.5.1 催化剂用量的确定164.5.2 反应器直径的计算184.5.3 反应器床层高度的计算194.5.4 床层压降的计算204.6 反应器内部结构设计214.6.1 气体预分布器214.6.2 气体分布板214.6.3 旋风分离器254.7 接管设计264.7.1 进料管264.7.2 出料管274.7.3 人孔274.7.4 催化剂进出口管274.8 反应器换热系统设计274.8.1 热负荷Q274.8.2 总传热系数K284.8.3 传热温差294.8.4 换热面积A29第5章 反应器校核305.1 概述305.2 SW6-2011反应器机械强度校核305.2.1 设计条件的输入305.2.2 内压筒体的校核结果315.2.3 封头的校核结果32第6章 反应器条件图（详见设计图册）36第7章 反应器装配图（详见设计图册）3737第1章 概述1.1 反应器设计的作用反应器是化工生产过程中一系列设备中的核心设备。化工技术过程开发的成功与否很大程度上取决于反应器内流体的温度、浓度、停留时间及温度分布、停留时间分布的控制水平和控制能力。化工生产的工艺过程决定了反应器的结构型式，反应器的结构型式对工艺过程又有一个促进和完善的作用，同时反应器的结构型式在某种程度上也决定着产品的质量和性能。因此，化学反应器的选型、设计计算和选择最优化的操作条件是化工生产中极为重要的课题。一个适合反应体系的反应器可大大提高目标产物的转化率且能保证稳定的操作环境。反应器的设计主要包括：1) 反应器选型；2) 确定合适的工艺条件；3) 确定实现这些工艺条件所需的技术措施；4) 确定反应器的结构尺寸；5) 确定必要的控制手段。1.2 本项目概述本项目为年产十五万吨醋酸乙烯酯项目，用乙烯气相法制取醋酸乙烯酯。该工艺包括原料预处理工段、反应工段、二氧化碳捕集工段以及分离精制工段。涉及到的反应器为R0201，下面对其进行结构选型设计，并根据该反应的反应（动力学、热力学）和物料、催化剂等方面的特点，计算操作条件（温度、压力、组成等）及反应器体积，并以此确定反应器主要构件的尺寸，同时还应该考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。第2章 反应动力学分析2.1 反应方程式工艺合成反应方程式如下：主反应：C2H4+1/2O2+CH3COOH=CH3COOCHCH2+H2O（生成醋酸乙烯的主要反应式）副反应：C2H4+3O2=2CO2+2H2O（生成CO2的主反应）CH3COOH+2O2=2C02+2H2O（CH3COOH燃烧反应）2C2H4+2CH3COOH+3O2=2CH3COOCH3+2CO2（生成醋酸甲酯）C2H4+CH3COOH=CH3COOC2H3（生成醋酸乙酯）C2H4+1/2O2=CH3CHO（生成乙醛）2C2H4+4CH3COOH+O2=2(CH3COO)2C2H4+2H2O（生成二醋酸乙二酯）2.2 反应机理分析反应机理如下：1. 乙烯、氧气离解吸附于金属钯，醋酸（物理吸附于金属钯）和离解吸附的氧作用后，离解吸附于钯：CH2=CH2+2Pd=CH2=CH-Pd+Pd-H（1）O2+2Pd=2Pd-O（2）CH3COOH+Pd=PdCH3COOH（3）Pd-CH3COOH+Pd-O=Pd-OCOCH3+Pd-OH（4）2. 离解吸附于钯的乙烯与离解吸附于钯的醋酸反应生成醋酸乙烯，并脱离催化剂而逸出：Pd-OCOCH3+CH2=CH-Pd=Pd-CH2CHOCOCH3+Pd （5）Pd-CH2CHOCOCH3=Pd+CH2CHOCOCH3 （6）上述反应中，生成醋酸乙烯的反应是这些反应最缓慢的阶段，即反应控制阶段。3. 醋酸钾作为助催化剂能促进反应（4）及（5）的进行，同时可防止钯凝聚。4. 由反应（1）、（4）生成的Pd-H和Pd-OH生成水。Pd-OH+Pd-H=Pd-H2O+Pd （7）Pd-H2O=Pd+H2O （8）钯金催化剂中Au的加入能够改变各物种在合金表面Pd原子上的吸附强度，增强生成的醋酸乙烯分子的脱附能力,具有防止钯凝聚并能使钯分散状态保持良好的效果，还利于形成独立的Pd单体，能够阻止连续Pd原子的形成，从而阻止副反应的发生，有助于VAc选择性的提高，并且Au的加入可以避免催化剂的CO中毒，这是由于CO在Pd单体上的吸附强度较连续Pd位上的弱，可认为对催化剂的活性和寿命都具有一定的效果。2.3 反应动力学方程2.3.1 主反应动力学方程反应器内发生的主反应为醋酸氧乙酰化反应，动力学方程如下：k1=A1exp(E1RT) 式中：A1=9.710-6 kmolVA/ kgCat seg E1=26.4 kJ/kmol T=433 KrVA=k1PEt1POX1 式中：PEt为乙烯的分压，单位为kpa POX为氧气的分压，单位为kpa 1=0.35 1=0.212.3.2 主要副反应动力学方程反应器内发生的主要副反应为二氧化碳的合成反应，动力学方如下：k2=A2exp(E2RT) 式中：A2=5.1310-7 kmolVA/ kgCat seg E2=18 kJ/kmol T=433 KrCO2=k2PEt2POX2 式中：PEt为乙烯的分压，单位为kpa POX为氧气的分压，单位为kpa 2=-0.27 2=0.88其他主要副反应在此不做详细说明，详见动力学来源。第3章 催化剂选择和分析3.1 催化剂的选择目前，世界各国工业生产VAc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-KAcO/SiO2催化剂体系。催化剂一般采用浸渍法来制备，这种传统的制备方法得到的催化剂能够获得较高的催化活性，但同时也伴随有副产物二氧化碳的生成。美国专利US5,968,869提出载体在负载其它活性组份前先负载金属铜，得到的催化剂可减少产物中二氧化碳的比例，但其缺点是催化剂的活性似乎有所损失。基于此，本反应器采用的催化剂载体为SiO2或Al2O3中的一种，或两者的混合物，催化剂活性组分包括金属钯、金属金、金属铜和碱金属醋酸盐，各活性组份的含量为：金属钯0.9%11.2%；金属金0.5%9.3%；金属铜0.5%4.7%、碱金属醋酸盐9.3%74.8%（质量分数），使催化剂同时具备优良的活性和产物选择性。3.2 催化剂失活分析一般来讲，催化剂的失活原因主要有:1中毒引起的失活；2催化剂的烧结和热失活；3催化剂结焦和堵塞引起的失活。对于醋酸乙烯催化剂体系，失活的原因也不外乎这3点3.2.1 中毒引起的失活Han等实验发现向醋酸乙烯反应体系中加入一定量的CO会造成钯金催化剂的失活，这属于可逆中毒，当停止通入CO后，催化剂活性得到恢复；Chen等认为CO对催化剂的毒性作用是因为CO在催化剂表面连续Pd上的脱附温度较高，在醋酸乙烯的反应条件下，占据了反应的活性位，因此，在实际生产需要严格控制原料中的CO的载入量，以避免催化剂的活性受到影响；另外，杨运信等对比研究了新鲜催化剂和使用33个月后失活的催化剂，发现失活的催化剂表面覆盖了一些大分子稠环有机物，推测这些大分子稠环物质是造成催化剂最终失活的一个重要原因，这些大分子稠环物质可能是由于反应过程中产生的副产物生成的，具体反应路径还未见报道。3.2.2 催化剂的烧结和热失活Abel等研究了Pd-Cd-K/SiO2催化剂的失活动力学，发现失活的主要原因是由于醋酸钯的迁移造成了催化剂的烧结，而Norman等研究Pd-AuK/SiO2催化剂时，发现PdAu合金粒子逐渐长大过程中合金组成并没有变化，因而认为催化剂的烧结是由于PdAu合金粒子长大形成团簇引起的，并不是由于醋酸钯的迁移，这也解释了为什么催化剂在反应过程中活性降低，而选择性变化很小Smejkal等也认为失活的一个原因是由金属颗粒的烧结引起的，Pohla等实验证实在长时间反应后，催化剂表面结构会发生变化，Pd原子会从催化剂体相向表面迁移，形成连续Pd位，而使催化活性高的单体Pd以及第二临位Pd对的表面覆盖率减少，造成催化剂活性降低一般情况下，烧结引起的催化剂失活属于不可逆的，不能再生，但可以通过控制反应温度以及加入热稳定剂来延缓烧结的速度，这些方面还未见报道，需要进一步的研究。3.2.3 醋酸钾的流失醋酸钾的流失以及过量补给也是催化剂活性降低的一个原因:一方面醋酸钾在生产工程中因反应温度较高会不断流失；另一方面当补给的醋酸钾负载量成倍增加时，堆密度会升高，比表面积会下降，醋酸钾会覆盖活性中心，导致活性降低，但可以采取一定的措施减少因醋酸钾而造成的活性降低，例如在工业生产通过合理调节补充醋酸钾，使流失与补给间建立恰当的平衡来解决因醋酸钾的流失造成的催化剂失活。3.2.4 杂质引起的失活卤化盐的存在也会造成催化剂失活，例如乙酸吸附物乙酸-Pd在氯离子的存在下会发生歧化反应，影响VAc的生成。3.3 催化剂助剂分析醋酸乙烯催化剂中助催化剂一般使用醋酸钾，它帮助反应组分乙酸在Pd金属上缔合，促进物理吸附的乙酸离解和释放氢离子，减弱钯-氧间的键结合力，促进乙酸钯分解，此外还可抑制深度氧化反应，从而提高反应的选择性。在一定范围内，催化剂的活性随着乙酸钾含量的升高而升高，随着反应的进行，醋酸钾在不断流失，催化剂的活性也在不断下降，通常，工程生产中采用连续补给醋酸钾的方法来降低因醋酸钾流失而造成催化剂活性的降低。3.4 失效催化剂中钯金的回收金、钯具有很高的化学稳定性，优良的导热、导电性能及催化活性，广泛应用于航空、航天和电子技术等领域。随着国家对金、钯专控政策的放开和金、钯在工业领域应用的不断拓展，我国工业生产和首饰加工所需的金、钯用量都在逐年增加。随着我国金、钯矿产资源的日渐枯竭，从含金、钯废料等二次资源中回收利用金、钯显得尤其重要。根据物料情况，浸出前需经高温灼烧、还原等预 处理，然后在盐酸溶液中通入氯气浸出金、钯。其工艺流程如图3-1。图3-1 从失效催化剂中回收金、钯的工艺流程采用HCl/CI体系对预处理后的金、钯废催化剂进行溶解的较佳条件为：盐酸浓度6.0 mol/L、固液比1：5、温度95、反应时间4 h。 将海绵钯粉还原得到的海绵金用稀硝酸煮洗除去过量钯粉后，海绵金产品纯度大于9995%，金回收率大于998%。该工艺过程简单、操作方便、成本低、经济效益显著，提纯的海绵钯可重复使用。第4章 反应器的设计4.1 反应器选型4.1.1 反应器类型分析有固体物料参与的反应，在工业中运用最广泛的有固定床、流化床和移动床反应器。(一) 固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器，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。固定床反应器可分类为三种基本形式：轴向绝热式固定床反应器(见图4-1)。流体沿轴向自上而下流经床层，床层同外界无热交换。径向绝热式固定床反应器（见图4-2）。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。管式固定床反应器（见图4-3）。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(见图4-4)，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4-1轴向绝热式固定床反应器图 图4-2径向绝热式固定床反应器图4-3列管式固定床反应器图 图4-4多级绝热式固定床反应器固定床反应器的优点：（1）返混小，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；（2）催化剂机械损耗小；（3）结构简单；（4）固定床反应器中的催化剂不限于颗粒状，网状催化剂早已应用于工业上。目前，蜂窝状、纤维状催化剂也已被广泛使用。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。(二) 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，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称为沸腾床反应器。按流化床的运用状况主要分为以下两类：（1）一类是有固体物料连续进料和出料的装置，主要用于固相加工过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生。（2）另一类是无固体物料连续进料和出料装置，主要用于固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程，如石油催化裂化、酶反应过程等催化反应过程，称为流体相加工过程。 图4-5 流化床工作示意图 常见的流化床如下图4-5所示：与固定床相比，流化床反应器的特点主要有以下几点：（1）可以实现固体物料的连续输入和输出；（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，特别适用于强放热反应。（3）流化床适合使用细粒子催化剂，易消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的效能。（4）由于返混严重，可对反应器的效率和反应的选择性带来一定影响。再加上气固流化床中气泡的存在使得气固接触变差，导致气体反应得不完全。因此，通常不宜用于要求单程转化率很高的反应。（5）固体颗粒的磨损和气流中的粉尘夹带，也使流化床的应用受到一定限制。为了限制返混，可采用多层流化床或在床内设置内部构件。这样可在床内建立起一定的浓度或温度差。此外，由于气体得到再分布，气固间的接触亦可有所改善。(三) 移动床反应器移动床与固定床相似，不同的是固体颗粒自顶部连续加入，由底部卸出。移 图4-6 移动床吸附器 动床离子交换树脂在交换器、再生器和清洗塔之间，周期性流动的离子交换装置。移动床与固定固定床的差别在于反应过程中催化剂从反应器入口向出口缓慢运动，新鲜催化剂(或再生好的催化剂)从反应器入口进入，失活的催化剂从反应器出口移出，进行再生。催化剂运动速度较慢，没有达到流化状态。如UOP与IFP连续重整工艺中的移动床反应器。移动床吸附器如下图4-6所示。4.1.2 反应器类型的确定本项目中的反应器用来完成乙烯、乙酸和氧气在催化剂作用下在反应器内完成反应。主反应为醋酸氧酰化反应，该反应特点如下：1) 在工业上的催化剂一般为固体Pd-Au-SiO2，且该反应为强放热反应。2) 催化剂容易结焦失活，连续工业化不允许频繁停车来更换催化剂，否则会导致产品质量的不稳定以及额外的能量与原料消耗。现有反应器反应体系不稳定，不利于放大设计。列管式固定床反应器虽然好地解决了撤热问题，但由于采用了冷却水撤热，冷却水由于流量、温度的扰动容易造成反应床层热点温度漂移，进而导致反应体系不稳定，不利于反应器的放大设计。针对以上情况，本项目创新地采用了流化床反应器，既实现了沿程移热功能，使反应体系温度保持在160的工艺条件范围，同时又通过精密的控制系统实现了生产过程连续化。因此，本工艺选择流化床反应器。4.2 反应器模拟模型构建流化床的流化态在反应器内随着径向呈现出不同的形式，从反应器底部向上依次分为密相流化态，快速流化态，密相气力输送和稀相气力输送。考虑到在ASPEN中，单纯使用RPLUG模型模拟流化床内物流走向存在一定的失真。因为，对于高径比较大的流化床反应器，流化床中心区气体程平推流状上升，而到达一定高度后，则会沿两边形成返混的环流。这股环流增大了反应器的返混程度，一方面提高了床层入口处的浓度，对平衡反应造成影响；一方面也改变了平推流区的实际体积。而单纯的使用CSTR模型流化床也与现实不太吻合。对于存在不同流态化区域的流化床反应器，无法理想地等效成一个全混流反应器。因为在流化床底部的密相流化区、顶部稀相气力输送区更接近于平推流模型。虽然中部区域的循环流态化比较接近于全混流模型，但也无法只用CSTR模型来理想地模拟流化床。考虑到实际流化床反应器不同区域不同流态化的特点，本反应器建立了一种平推流与全混流模型串联的等效模型来模拟实际的流化床反应器。考虑实际流态化随反应器径向逐渐变化的现象，找到一个平推流与全混流的突变虚拟分界面。接近于反应器底部的区域更接近于平推流特性，用RPLUG模型模拟。在该区域以上部分，由于返混程度大，因此用CSTR模拟。这样的串联的等效模型能够帮助我们在ASPEN中构建一个更符合工业实际情况的模型。具体模型如图4-7所示：图4-7 反应器模型构建图4.3 反应条件的选择优化4.3.1. 反应温度的优化据Aspen Plus做乙烯的转化率，醋酸乙烯酯的选择性对反应温度灵敏度分析，由leap法工艺条件设置温度范围为120200，可得到分析结果如图4-8所示：图4-8 反应温度与乙烯转化率、醋酸乙烯酯选择性的关系根据反应机理可知，随着反应温度的升高，乙烯的转化率增大，醋酸乙烯酯的选择性先上升后下降。显然，反应温度的增加有利于提高反应的速率，增加乙烯的转化率；另一方面，温度升高，使得乙烯在流化床的下部很快就达到了较高的转化率，在流化床的上段床层，且温度升高有利于CO2的生成，所以温度升高，醋酸乙烯酯的选择性下降，单程收率下降。综合考虑温度优化条件，选取反应温度为160。4.3.2 反应压力的优化反应压力与乙烯转化率、醋酸乙烯酯选择性的关系如图4-9所示。图4-9 反应压力与乙烯转化率、醋酸乙烯酯选择性的关系根据机理可知，随着反应器内压力的升高，乙烯的转化率和醋酸乙烯酯的选择性均增大，但此时主要的副产物二氧化碳也随着压力的升高，产量变大，由Leap法工艺条件可知，乙烯的转化率约为百分之十左右，因此由图选择反应压力为0.78Mpa。4.3.3 平推流虚拟段长度L1的优化反应器平推流虚拟段长度与乙烯转化率、醋酸乙烯酯选择性的关系如图4-10所示。图4-10 反应器平推流虚拟段长度与乙烯转化率、醋酸乙烯酯选择性的关系根据机理可知，随着反应器平推流虚拟段长度的延长，乙烯的转化率和醋酸乙烯酯的选择性均增大，由Leap法工艺条件可知，乙烯的转化率约为百分之十左右，因此由图选择反应器虚拟段长度为0.4m。4.3.4 全混流段反应体积的优化反应器全混流段体积与乙烯转化率、醋酸乙烯酯选择性的关系如图4-11所示。图4-11 反应器全混流段体积与乙烯转化率、醋酸乙烯酯选择性的关系根据机理可知，随着反应器全混流段体积的增大，乙烯的转化率和醋酸乙烯酯的选择性均增大，由Leap法工艺条件可知，乙烯的转化率约为百分之十左右，因此由图选择反应器全混流段体积为27cum。4.4 设计条件分析工艺参数、进出口物料的介质名称、组成和流量如表4-1、表4-2和表4-3所示。表4-1 工艺参数表设计压力MPa1.17设计温度185表4-2 进口物料的介质名称、组成和流量物料摩尔流率（kmol/hr）摩尔分率H2O11.1120.003199C2H42177.949870.627047HAC725.27840.208813O2241.990.069671N2311.130.089576CH41.0900650.000314C2H61.0900650.000314HCOOH3.7040.001066表4-3 出口物料的介质名称、组成和流量物料摩尔流率（Kmol/hr）摩尔分率H2O259.81401330.076876506CO223.224029090.00687177C2H41951.1809940.577335979HAC503.7328650.149049784VAC217.66421560.06440478CH3CHO1.261334120.000373217O298.410671340.029118786C4H8020.4696108320.000138953C3H6O20.4083117740.000120816N2311.91327830.092292185CH41.0906403110.00032271C2H61.0921614240.00032316HCOOH3.602025610.001065805通过Aspen Plus灵敏度分析得到反应器内催化剂体积VR为27 m3, 进入反应器的进料体积流量V0为15135.213 m3/h。空速：停留时间：4.5 反应器参数的设计4.5.1 催化剂用量的确定反应器内发生的主反应为醋酸氧乙酰化反应，动力学方程如下：k1=A1exp(E1RT) 式中：A1=9.710-6 kmolVA/ kgCat seg E1=26.4 kJ/kmol T=433 KrVA=k1PEt1POX1 式中：PEt为乙烯的分压，单位为kPa POX为氧气的分压，单位为kPa 1=0.35 1=0.21为了在误差允许的范围下简便计算反应速率过程，我们对模型做了理想化假设：（1）由于反应速率较大，反应转化率较小，反应体系物料变化对反应速率 影响不大，因此在等效平推流段的反应速率可视为恒定。（2）副反应反应速率很小，可以近似忽略。本项目反应器模拟过程分为平推流段和全混流段，故催化剂用量分段计算。对于等效平推流反应段出口反应器氧气和乙烯参数如表4-4所示：表4-4 平推流段出口氧气和乙烯参数表介质名称分压（kPa）乙烯487.787氧气54.248把平推流段反应出口气体各分压代入动力学方程式得到:rVA=0.299 kmol/(kgh)等效平推流段填充的催化剂活性物质的质量计算式为： m1=FA00x1-rAdx根据理想假设，反应速率rVA恒定，等效平推流段以乙烯计的转化率为2.6%，则该反应段催化剂活性物质的质量为：m1=2182.38600.02610.299dx=189.77kg对于全混流反应段出口反应器氧气和乙烯参数如表4-5所示：表4-5 平推流段出口氧气和乙烯参数表介质名称分压（kPa）乙烯478.054氧气45.55把全混流段反应出口气体各分压代入动力学方程式得到:rVA=0.286kmol/(kgh)全混流段填充的催化剂活性物质的质量计算式为： m2=FA00.026x1-rAdx根据理想假设，反应速率rVA恒定，等效平推流段以乙烯计的转化率为10%，则该反应段催化剂活性物质的质量为：m2=2182.3860.0260.110.286dx=564.47kg所以流化床反应器所用的催化剂活性物质的质量为：m=m1+m2=189.77kg+564.47kg=754.66kg由于活性物质的质量占催化剂总质量的2.5%，故催化剂的总质量为：m总=mx=754.660.025=30186 kg=30.186 t综上所述，共需催化剂30.186 t。4.5.2 反应器直径的计算由化工工艺设计手册可查得流化床起始流化速度mf的计算式为：mf=33.72+0.0408dp2g(p-g)gg20.5-33.7gdpg对于球形颗粒，带出速度t的计算式为：t=4225(p-g)2g2g1/3dp，0.4RetPS，成立。三、 孔数和孔径的确定床层内径为5m，即5000mm，取孔径d=30mm，则孔数N：N=d/DN12=0.0042830/50002119个本装置气体分布板的风帽采取中间呈等三角形排列，最后23圈采用同圆排列，以消除三角形等排列造成锥帽与床壁距离不均的缺点，若在同心圆与三角形排列间有大的空间之处，可适当补加锥帽。四、 缝隙高度缝隙高度就是锥帽的下缘与分布板的距离，也就是气体离开锥帽进入床层的通道。缝隙高度决定于气体流出缝隙的缝隙速度，缝隙速度越大，给固体颗粒的动能也就越大，使粒子在床层底部呈激烈湍动，有利于消除死床，防止分布板堵塞和烧结。但是过高的缝隙速度加快了分布板的磨损，为了妥善处理这两者的关系，可把分布板的阻力调整在锥帽的立管部分，选定开孔率时应以中心管为基准，缝隙高度仅满足指定速度的要求。为了防分布帽在长期使用运转过程中被堵塞，侧孔式分布帽的缝隙速度必须大于水平噎塞速度，即易噎塞速度。ucs=132ss+1000dp0.4=132833833+10000.00050.4=2.869m/s可取缝隙速度等于或大于颗粒的水平噎塞速度的两倍，这里取4倍，即=11.476m/s所以，f=VufN=15135.213/360011.476119=3078.6mm2式中:缝隙面积，mm2,V体积流量，m3/s；uf缝隙速度，m/s。f=dfh；式中：缝隙外径，mm；h缝隙高度，mm。取df=36mm,则：h=fdf=3078.63.1436=27.2mm五、 风帽中心距风帽平均中心距为s=DN1N/0.907=5000119/0.907=436.5mm4.6.3 旋风分离器从流化床本身操作而言，细粉的带出将破坏流化床内颗粒分布，影响流化质量；大量细颗粒的逸出又造成环境污染。所以气固分离装置是回收细颗粒的重要部件。本反应器采用内旋风分离器。PV型旋风分离器结构简单，其性能优于国外同类高效旋风分离器，已广泛用于国内各大炼厂的流化床催化裂化反应器和再生器中。长期以来,除美国DuPont公司开发出一种两级旋分器外，该反应器所用旋分器都是三级串联的。1998年，国内成功开发了一种新型两级旋分器，这是一项国外丙烯腈生产领域还没有的新技术。1999年4月，新型两级旋风分离器成功地用于齐鲁石化公司丙烯腈厂2.5万t/a扩能至4万t/a的技术改造中，运行良好。经比较分析，故本项目也采用该种PV型PV-E型串联组成的新型两级旋风分离器。关键的第二级使用的是结构独特的PV-E型旋风分离器。图4-21 PV型旋风分离器示意图 图4-22 PV-E型旋风分离器结构示意图以标准旋风分离器的尺寸计算方法作为估算，切向进口速度ui取为12-18m/s较合适，此处取ui=13m/s切向进口面积：Si=Vui=15135.213/360017=0.323m2旋风分离器直径：D=4S0.5=40.3233.140.5=0.64m实际切向进口速度：ui=4VD2=415135.213/36003.140.642=13.1m/s安装尺寸：h=D2=0.32m，B=D4=0.16m，D1=D2=0.32m，S=D8=0.08m，H1=2D=1.28m，H2=2D=1.28m，D2=D4=0.16m旋风分离器的安装尺寸如下图4-23所示。图4-23 安装尺寸图4.7 接管设计4.7.1 进料管取塔顶蒸汽流速uv=20m/s，提取Aspen数据，塔顶蒸汽体积流量V=15135.213m/h，则蒸汽接管管径为：d1=V4uv3600=15135.2134203600=0.517m圆整后选取管子规格为630x6mm。实际流速：uV=V4d123600=14.02m/s4.7.2 出料管取塔顶蒸汽流速uv=46m/s，提取Aspen数据，塔顶蒸汽体积流量V= 20844.2m/h，则蒸汽接管管径为：d1=V4uv3600=20844.24463600=0.400m圆整后选取管子规格为426x4.5mm。实际流速：uV=V4d123600=42.42m/s4.7.3 人孔对于筒体设备来说，都需要开设人孔，方便检修，故对于直径为5.3m反应器来说，选择直径为500mm的人孔，且在进料口和出料口下方设置一个，然后每隔5m开设一个人孔。故反应器一共开设3个人孔。4.7.4 催化剂进出口管催化剂固体通过料斗进行加料，根据其相关规格，选用DN500的管子4.8 反应器换热系统设计对于该反应来讲，醋酸氧乙酰化反应为强放热反应，需要加入撤热系统来进行换热处理，保证反应器温度处于较为稳定的状态，可选择加入换热管撤热，管内加入低压软水，经过反应器内的换热器换热后形成低压蒸汽。4.8.1 热负荷Q反应器产生热量为13873.02kW，此时用低压软水进行换热，可产生m3/h中压蒸汽。4.8.2 总传热系数K当时，流化床竖直管间的给热系数h：式中 CR管距床层中心的校正系数，本装置采用U型换热管，兼有传热和非传热内部构件的作用，不需在床内另设挡板等构件，具有结构简单、不易变形、温度控制平稳等优点，校正系数可取1.7。 cp比热容，下标s指固体；下标g指气体； g气体导热系数。数群cpggg不是无因次数，其因次为s/cm2，运用时必须符合规定的因次。带入具体数据计算：所以管内壁以对流传热的方式进行管壁与管内工艺软水的换热，其给热系数h1取经验值400。在忽略换热器壁的情况下，总传热系数K与h、h1的关系为：代入数据得总传热系数4.8.3 传热温差由Aspen数据可得出低压软水进口温度为T1为25，出口温度T2为125，物料进口温度t1为160，出口温度t2为160。因此，传热温差：4.8.4 换热面积A由传热基本方程得换热面积为换热管长度L为6m，外径do为159mm，壁厚4.5mm。单管侧面积S1为3m2。最终得到换热管总数n=261。单管横截面积0.02m2，总横截面积A为=5.22m2。第5章 反应器校核5.1 概述本项目的流化床反应器不需使用外置夹套，故不作机械强度设计及校核，须对反应器筒体及封头进行校核。5.2 SW6-2011反应器机械强度校核5.2.1 设计条件的输入流化床反应器的校核计算单位哈尔滨理工大学Striker筒体设计条件内 筒设计压力 pMPa1.17设计温度 t C185内径 Dimm5000名义厚度 dnmm25材料名称Q345R许用应力 s 185 s tMPa173.9压力试验温度下的屈服点 s 325钢材厚度负偏差 C1mm0.3腐蚀裕量 C2mm2厚度附加量 CC1C2mm2.3焊接接头系数 f1压力试验类型液压试验压力 pTMPa1.4625筒体长度 Lwmm18071内筒外压计算长度 Lmm封 头 设 计 条 件筒体上封头筒体下封头夹套封头封头形式椭圆形两端有折边锥形名义厚度 dnmm2525材料名称Q345RQ345R设计温度下的许用应力 s tMPa184.8173.9钢材厚度负偏差 C1mm0.30.3腐蚀裕量 C2mm22厚度附加量 CC1C2mm2.32.3焊接接头系数 f11主 要 计 算 结 果内圆筒体内筒上封头内筒下封头校核结果校核合格校核合格校核合格质 量 m kg55983.95408.676229.88搅拌轴计算轴径mm备 注5.2.2 内压筒体的校核结果内筒体内压计算计算单位哈尔滨理工大学Striker计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件筒体简图计算压力 Pc1.17MPa设计温度 t185.00 C内径 Di5000.00mm材料Q345R ( 板材 )试验温度许用应力 s185.00MPa设计温度许用应力 st1