附录6-反应器设计说明书

反应器设计说明书 目录第一章 概述1第二章 反应器简介22.1床式反应器22.1.1固定床反应器22.1.2流化床反应器42.1.3移动床反应器52.1.4各类床式反应器区别52.2塔式反应器62.2.1填料塔式反应器62.2.2鼓泡塔72.2.3板式塔反应器82.2.4喷淋塔8第三章 乙烯气相法流化床反应器设计93.1主要反应机理和反应动力学93.1.1反应机理93.1.2反应动力学103.2催化剂113.2.1催化剂的选用113.2.2催化剂失活113.2.3催化剂的再生方法123.3反应器类型选择123.3.1反应特点123.3.2本工艺反应器类型确定133.4反应器模拟模型构建143.4.1模型描述143.4.2晕相流动模型方程143.4.3质平衡方程153.5操作条件的选择163.5.1反应空速的选择163.5.2进料比的确定163.5.3反应温度173.5.4反应压力173.6反应器设计条件183.6.1工艺流股参数183.6.2反应器设计条件一览表193.7醋酸乙烯酯流化床反应器结构参数设计193.7.1起始流化速度umf193.7.2颗粒带出速度ut203.7.3流化床操作气速ug203.7.4反应区床层直径计算213.7.5床层高度213.8撤热系统设计243.8.1热负荷Q243.8.2总传热系数K243.8.3传热温差263.8.4换热面积A263.9反应器内部结构设计263.9.1气体预分布器装置263.9.2气体分布器273.9.3旋风分离器313.9.4接管设计343.10反应器阻力降核算343.11控制系统353.12机械强度设计363.12.1材料的选择363.12.2筒体壁厚计算363.13流化床反应器设计小结383.14流化床反应器机械强度校核39第四章 T0601醋酸甲酯水解反应精馏塔444.1反应动力学444.2催化剂444.3催化反应精馏塔T0601塔型的选用454.3.1板式塔与填料塔的性能对比454.3.2塔类型选择原则464.3.3确定选用反应精馏塔类型474.3.4填料类型474.4反应精馏塔T0601参数设计494.4.2反应精馏塔T0601 Aspen优化设计494.4.1反应精馏塔设计条件534.4.2流股参数534.5反应精馏塔T0601结构尺寸计算544.5.1塔填料装填与水力学校核544.5.2 T0601内部构件选型与设计594.5.3塔高的计算624.5.4接管设计644.5.5壁厚设计654.5.6裙座设计664.5.7地脚螺栓674.6流体力学检验674.6.1喷淋密度674.6.2持液量684.6.3反应停留时间694.6.4塔压降694.7反应精馏塔设备条件图714.8反应精馏塔机械强度校核71广西投资集团年产33万吨醋酸乙烯酯项目反应器设计说明书第一章 概述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，故反应器的准确设计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（第五版）、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：（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。此工艺涉及到的反应器有乙烯气相法固定床反应器、乙烯气相法流化床反应器、醋酸甲酯水解反应精馏塔，下面将对后两个个反应器进行详细设计（乙烯气相法固定床反应器已在典型设备设计说明书里详细介绍），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。第二章 反应器简介2.1床式反应器2.1.1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。固定床反应器可分类为三种基本形式：（1）轴向绝热式固定床反应器(见图2-1)。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（见图2-2）。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。（3）列管式固定床反应器（见图2-3）。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2-4)，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2-1 轴向绝热式固定床反应器 图2-2 径向绝热式固定床反应 图2-3 列管式固定床反应器 图2-4 多级绝热式固定床反应器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。固定床反应器有如下缺点：(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。2.1.2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。常见的流化床如图2-5所示：图2-5流化床反应器工作示意图与固定床相比，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）固体颗粒磨损和气流中粉尘夹带，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。等温过程需要维持反应体系温度大致在一定的范围内波动，温度变化不大，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。2.1.3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。移动床反应器如下图2-6所示。图2-6移动床吸附器2.1.4各类床式反应器区别这三种床最关键的就是设计床体，现在在国内设计床体大多数是一种经验估算和模拟实验，扩大到工业生产上往往存在很多缺点。它们的主要区别还得看用途，物料的性质，既是物理过程还是化学反应过程。固定床和移动床比较适合气-气、气-液和液-液反应，床层本身作为催化剂，优点是返混小，固相带出少，分离简单。流化床的床型是设计中很重要的，与反应体系的匹配要求比较高。此外，操作中的气速、带出量、与配套的旋风等分离设备设计比较严格。流化床的传热和破汽泡、沟流措施也是研究比较多的。流化床需要注意的是不能堵塞气体分布器，堵了很麻烦的。固定床、移动床和沸腾床的区分是依据向床层内通气量的大小而定的，随着通气量的增加，一次是固定床、鼓泡床（沸腾床），湍动床，输送床。移动床严格意义上属于流化床的范畴，是颗粒整理向下移动，床层高度不变，例如炼油中的催化重整工艺，是典型的移动床工艺。至于应用范围和优缺点，相对而言流化床技术具有良好的传质、传热和各项均匀性，生产规模大，应用的最广泛，例如基于循环流化床开发的各种煤气化、燃烧工艺等等。固定床和移动床受传质传热的限制，规模小，但是装置投资小，例如鲁奇的碎煤气化技术，就是典型的固定床，通常需要几台炉子一起交替生产，实现整个过程的连续。2.2塔式反应器2.2.1填料塔式反应器填料塔反应器作气、液相反应器，由于液体沿填料表面下流，在填料表面形成液膜而与气相接触进行反应，故液相主体量较少。适用于瞬间反应、快速和中速反应过程。例如，催化热碱吸收CO2、水吸收NOX形成硝酸、水吸收HCl生成盐酸、吸收SO3生成硫酸等通常都使用填料塔反应器。填料塔反应器具有结构简单、压降小、易于适应各种腐蚀介质和不易造成溶液起泡的优点。填料塔反应器也有不少缺点。首先，它无法从塔体中直接移去热量，当反应热较高时，必须借助增加液体喷淋量以显热形式带出热量；其次，由于存在最低润湿率的问题，在很多情况下需采用自身循环才能保证填料的基本润湿，但这种自身循环破坏了逆流的原则。尽管如此，填料塔反应器还是气液反应和化学吸收的常用设备。特别是在常压和低压下，压降成为主要矛盾时和反应溶剂易于起泡时，采用填料塔反应器尤为适合。填料塔式反应器见图2-7。图2-7填料塔式反应器2.2.2鼓泡塔鼓泡塔反应器广泛应用于液体相也参与反应的中速、慢速反应和放热量大的反应。例如，各种有机化合物的氧化反应、各种石蜡和芳烃的氯化反应、各种生物化学反应、污水处理曝气氧化和氨水碳化生成固体碳酸氢铵等反应，都采用这种鼓泡塔反应器。鼓泡塔反应器在实际应用中具有以下优点：（1）气体以小的气泡形式均匀分布，连续不断地通过气液反应层，保证了气、液接触面，使气、液充分混合，反应良好。（2）结构简单，容易清理，操作稳定，投资和维修费用低。（3）鼓泡塔反应器具有极高的储液量和相际接触面积，传质和传热效率较高，适用于缓慢化学反应和高度放热的情况。（4）在塔的内、外都可以安装换热装置。（5）和填料塔相比较，鼓泡塔能处理悬浮液体。鼓泡塔在使用时也有一些很难克服的缺点，主要表现如下：（1）为保证气体沿截面均匀分布，塔直径不宜过大，一般在23m以内。（2）鼓泡塔反应器液相轴向返混很严重，在不太大的高径比情况下，可认为液相处于理想混合状态，因此较难在单一连续反应器中达到较高的液相转化率。（3）鼓泡塔反应器在鼓泡时所耗压降较大。鼓泡塔型式见图2-8。图2-8鼓泡塔型式2.2.3板式塔反应器板式塔反应器的液体是连续相而气体是分散相，借助于气相通过塔板分散成小气泡而与板上液体相接触进行化学反应。板式塔反应器适用于快速及中速反应。采用多板可以将轴向返混降低至最小程度，并且它可以在很小的液体流速下进行操作，从而能在单塔中直接获得极高的液相转化率。同时，板式塔反应器的气液传质系数较大，可以在板上安置冷却或加热元件，以适应维持所需温度的要求。但是板式塔反应器具有气相流动压降较大和传质表面较小等缺点。2.2.4喷淋塔喷淋塔反应器结构较为简单，液体以细小液滴的方式分散于气体中，气体为连续相，液体为分散相，具有相接触面积大和气相压降小等优点。适用于瞬间、界面和快速反应，也适用于生成固体的反应。喷淋塔反应器具有持液量小和液侧传质系数过小，气相和液相返混较为严重的缺点。第三章 乙烯气相法流化床反应器设计3.1主要反应机理和反应动力学乙烯气相氧化法主反应C2H4 + 1/2O2 + CH3COOH = CH3COOCHCH2 + H2O (1)副反应方程式C2H4 + 3O2 = 2CO2 + 2H2O (2)CH3COOH + 2O2 = 2CO2 + 2H2O (3)2C2H4 + 2CH3COOH + 3O2 = 2CH2CHCHO + 4H2O + 2CO2 (4)2C2H4 + 2CH3COOH + 3O2 = 2CH3COOCH3 + 2H2O + 2CO2 (5)C2H4 + CH3COOH = CH3COOC2H3 (6)C2H4 + 1/2O2 = CH3CHO (7)2C2H4 + 4CH3COOH + O2 = 2（CH3COO）2C2H4 + 2H2O (8)据文献可知，乙烯醋酸反应生成醋酸乙烯酯酯副产物较多，不能忽略副反应对反应的影响，主要副产物是CO2、醛类和酯类，前两项均可作为副产物，醋酸甲酯可以通过反应精馏重新生成醋酸，有机废水回总厂处理。3.1.1反应机理首先，烯烃与钯催化剂配位；然后通过乙酰氧基物种与烯烃耦合形成C-O 键；接着，C-H键断裂，并形成C=C双键；最后，催化剂通过氧化还原系统再生，并且假设氢消除反应是速控步骤。然而，现在该过程已经几乎完全被钯基多相催化过程取代。反应机理见下图3-1。图3-1在Pd(100)和Pd/Au(100)上乙烯气相法制醋酸乙烯酯的反应机理3.1.2反应动力学根据文献A kinetic of Pd-Au catalyzed synthesis of vinyl acetate from oxidation of ethylene and acetic acid in heter ogeneous gas reaction查得该反应的动力学数据如图3-2：图3-2乙烯气相法合成醋酸乙烯主要反应动力学数据rVAC=2.6510-4e-15RTPET0.36PO20.20rCO2=7.5010-4e-21RTPET-0.31PO20.82由于该主产物的选择性较高，因此副反应的动力学方程式对于反应过程中的结果影响甚微，因此我们不考虑除二氧化碳之外的副反应对整体反应的影响，根据文献的大致转化率带入反应模拟过程中。3.2催化剂3.2.1催化剂的选用本反应选择具有微孔结构的Pd-Au-K负载型催化剂，以SiO2为载体，贵金属钯为活性中心。且催化剂可通过压制粘合技术制成条状、球状或环柱状等形状不同大小不同的颗粒，工业用催化剂尺寸在20300m。本项目催化剂粒径分布044m约10%、4488m约80%、88106m约10%，该流化床反应器选用平均尺寸为60m的球状催化剂颗粒，颗粒密度为1.5g/cm3。3.2.2催化剂失活一般来讲，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，对于醋酸乙烯酯催化剂体系，失活的原因也不外乎这3点。3.2.2.1中毒引起的失活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。3.2.2.2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-Au-K/SiO2催化剂时，发现Pd-Au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Pd-Au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。3.2.2.3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。3.2.3催化剂的再生方法（1）干空气吹扫：对结焦催化剂的烧焦主要采用干空气吹扫的方法，并分成三个阶段：360干空气吹三天；400约半天；450吹扫到CO2含量降到0.20，共8天。（2）高温还原法：可以通过380540高温，在一还原性氛围中加热一定时间，通过热扩散，将催化剂体内钯迁移到催化剂的表面，达到再生目的。3.3反应器类型选择3.3.1反应特点根据文献数据（见图3-3）在150左右，空时合适的情况下，反应转化率能达到96%以上，且选择性很高，副反应产量较少。工艺条件试验结果表明，反应温度及系统压力对反应有很大影响，温度升高，反应活性也升高，但上升到一定限度后，会导致反应选择性的下降。在实际生产中，反应温度不能过高，也要考虑产量与原料单耗问题。本反应控制温度在150左右。图3-3反应温度对反应速率和选择性的影响根据文献数据（见图3-4）反应810个大气压下即可进行，在这个压力范围内发生反应，压力不同，主产物选择性会有差别，本反应压力选择为9bar。图3-4反应压力对反应速率和选择性的影响现国内反应器都为固定床反应器，虽然很好地解决了撤热问题，但由于采用了高压蒸汽撤热，高压蒸汽由于压力、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。针对上述的反应特点，本项目创新地设计了流化床反应器。该反应器实现了沿程移热功能，使反应体系温度保持在150的高效低副产反应温度范围，同时通过精密的控制系统，以及高效的催化剂再生方法，不但解决了催化剂失活问题，而且生产能力大、生产效率高，实现了生产过程连续化。3.3.2本工艺反应器类型确定根据流化床反应器具有第二章（2.1.2）所述的优缺点，流化床反应器一般适用于热效应大的放热或吸热反应过程，要求有均一催化反应温度并需要对反应温度精密控制。不适用于要求催化剂床层有温度分布的反应过程。乙烯气相法氧化生成醋酸乙烯酯反应完全适用于流化床。流化床反应器是醋酸乙烯酯生产工艺中的关键设备，其性能是否良好由以下三个因素所决定，为了得到高收率的醋酸乙烯酯并充分发挥出催化剂固有特点，这三个因素缺一不可：（1）有一种适用于流化要求的催化剂：催化剂应有适当的活性和较高的选择性，良好的物理特性，包括合适的粒度分布，较大的比表面积，较好的耐磨性和热稳定性，流动性良好、粘性低。（2）最佳的反应器运转条件：包括开车投料程序、反应温度、压力、催化剂负荷、线速、进料比等。（3）有良好的流化床反应器内部结构的设计，包括分布器、分布板的设计，乙烯和辅助性气体分布器上喷嘴结构，旋风分离器设计，换热管在床内的布置等。3.4反应器模拟模型构建3.4.1模型描述根据秦霁光的晕相流动物理模型可知，他立足于两相理论基础上，经过分析对此模型进行假设：（1）整个流化床可分为两相，一相为晕相，包括气泡以及围绕气泡的气泡晕，另一相为乳相，它包括除晕相以外的所有床层。（2）进入流化床的流体全部以活塞流状态呈晕相通过床层，乳相中无气体通过，并呈全混状态。此外，在晕相和乳相之间还连续的进行气体交换。（3）流化床中气泡的行为，可用一当量气泡来表示，且此气泡的直径等于沿床高气泡直径积分的平均值。对于每个包括气泡的气泡晕来说，气体完全混合。同时流化床中气泡群的上升速度与单一气泡的上升速度相同。基于这些假设，所得出的流化床反应器的简化物理模型如下图3-5：图3-5流化床反应器的晕相流动模型3.4.2晕相流动模型方程对于一级反应，任意高度h处晕相的物料平衡为：ucdCCdh+QXCC-CE+KCCC=0对于乳相，因其完全混合，故可对整个床高H做物料平衡：CEQXACAE0HCCdh+KCEH=0而对于有垂直内构件的流动床模型，我们通过Kunii和Kato的研究了解到，其对之前的模型进行如下假设：（1）换热管下的床层中，可以只考虑一个等效柱的行为，单个等效柱中的流动和反应状况能够反映换热器以下整个床层的内部情况。每个等效柱内分为两相，乳相和晕相，晕相为平推流，乳相看成是多个全混釜串联，每个全混单元的高度约等于气泡大小。等效柱内气泡大小均一，取为气泡沿换热器高度积分的平均值。（2）换热管以上的床层假设为自由湍动床，气泡的平均直径可以按照气泡长大公式计算，同样处理为晕相和乳相，晕相为平推流，整个乳相看成一个全混单元。（3）稀相段为拟均相一维平推流。3.4.3质平衡方程根据以上假设，我们把流动床分为三段，第一段为换热器以下密相段；第二段为换热器以上的密相段；第三段是稀相段。关于组分i的物料衡算方程如下：密相段：在床高h处的晕相有：（UCCCiAC）hdh+QXiCCi-CEiACdh+VC-VbVC1-EmfACdhp-rCi=0此处：VCVb=+0.17-1如果用组分i的分压表示，则上式可以改写为：UCdPCidh+QXiPCi-PEi+1.17+0.17(1-E_mf ) _p (-r_Ci )RT=0对于乳相中的第j个全混单元：hj-1hjQXijCEij-CCijACdh+1-EmfAEHqp-rEi=0由于，UCAC=U0A，AC+AE=A可以把上式改写为：PEijQXijHqU0UC-U0-QXijU0UC-U0hj-1hjPCijdh+Hq1-Emfp-rEijRT=0稀相段：-N0PiPhdh=AXdhFUP-ri-dPidh=-riPN0AXFUP3.5操作条件的选择乙烯气相法氧化生成醋酸乙烯酯工艺属于气固相催化反应，除催化剂的影响外，工艺条件也会对乙烯转化率和醋酸乙烯酯收率产生较大影响。3.5.1反应空速的选择活性组分分布方式对催化性能有很大的影响。在常规空速（200h-1）组分的晶粒越小，反应越剧烈；晶粒越大，反应越温和，生成的醋酸乙烯酯和CO2量少性不高，但选择性高。而在高空速（500h-1）反物与催化剂的接触量大大增加，同时反应物通过催化剂床层的线速度变大，反应物及产物向催化剂内部扩散的几率基本消除，产物深度氧化的机会减少。因此，无论对哪种分布，催化剂的活性 和选择性均比常规空速下高，特别是蛋壳型分布催化剂的活性组分晶粒小，反应活性高；且由于活性组分基本分布在催化剂的外表面，即使有内扩散发生（如低空速下），产物进一步被氧化的几率也小，因此，催化剂活性和选择性都比较高。这里我们选择空速为500h-1。3.5.2进料比的确定乙烯气相法氧化合成醋酸乙烯酯的反应是乙烯、醋酸与纯氧之间发生的强放热反应，其原料配比主要受反应体系的爆炸极限的约束。在工业反应条件8bar、140下，刘军晓专利特别提到，同时与氮气进料，可以提高氧气爆炸极限，根据数据选择进料比为氧气：乙烯：醋酸：氮气= 1：6.8：1.7：7.2。3.5.3反应温度根据反应机理，随着反应温度的升高，乙烯的转化率增大，催化剂活性增加，醋酸乙烯酯的选择性一直会下降。一方面，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，在流化床的下段床层温度升高，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，温度过高，乙烯单程转化率低，且在高温条件下易氧化，使得造成深度氧化，而对于乙烯氧化反应，副反应的活化能都较高，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。在反应温度140160，乙烯转化率和醋酸乙烯酯选择性均较高，催化剂在该范围内现出优良催化活性。随着温度上升，乙烯转化率逐渐上升，而醋酸乙烯酯选择性逐渐下降，综合文献给出的温度优化条件，选取反应温度为150。3.5.4反应压力根据机理可知，随着反应压力的增加，乙烯反应速率加快；CO2的收率增加。操作压力升高时，反应物分压增大，加快乙烯氧化速率，使得乙烯在反应器的下部就获得较高的收率；此外，操作压力增加时，反应器内的表观气速减小，气体停留时间增加，加深了乙烯的反应程度，也由于停留时间的变长，使乙烯有更多的机会深度氧化，生成其他副产物。随着反应压力的增加，乙烯的转化率逐渐升高，醋酸乙烯酯的选择性逐渐降低。所以反应压力应尽可能合适，且设法减小反应器内部压降，考虑反应的压降以及维持出口气体的正压，选择反应器压力为9bar。3.6反应器设计条件3.6.1工艺流股参数通过Aspen Plus对反应器进行模拟得反应器进出物流信息表3-1：表3-1反应物进出物流信息表Units01100111PhaseVapor PhaseVapor PhaseTemperature150.00 150.00 Pressurebar9.25 9.00 Molar Vapor Fraction11Molar Liquid Fraction00Mole Flowskmol/hr11621.9881 11396.7830 ETHYL-01kmol/hr4600.0000 4118.7190 ACETI-01kmol/hr1200.0001 754.5522 VINYL-01kmol/hr0.0091 440.8642 ACROL-01kmol/hr0.0000 0.1518 METHY-01kmol/hr0.0001 3.0367 ETHYL-02kmol/hr0.0166 1.1553 ACETA-01kmol/hr0.6011 4.7284 ETHYL-03kmol/hr0.0131 0.1269 H2Okmol/hr87.9802 596.0806 CO2kmol/hr183.3672 250.3468 O2kmol/hr680.0000 357.0204 N2kmol/hr4870.0000 4870.0000 K2CO3kmol/hr0.0000 0.0000 DIETH-01kmol/hr0.0007 0.0007 METHA-01kmol/hr0.0000 0.0000 DEA+kmol/hr0.0000 0.0000 H3O+kmol/hr0.0000 0.0000 K+kmol/hr0.0000 0.0000 DEACOO-kmol/hr0.0000 0.0000 OH-kmol/hr0.0000 0.0000 HCO3-kmol/hr0.0000 0.0000 CO3-kmol/hr0.0000 0.0000 Mass Flowskg/hr368980.8622 368980.8622 Volume Flowcum/hr43671.9563 44013.8833 3.6.2反应器设计条件一览表表3-2设计条件一览表项目数值及计算催化剂平均粒径60m催化剂颗粒密度1500kg/m3催化剂堆积密度1000kg/m3反应温度150设计温度180反应压力9bar设计压力10.18bar反应空速500h-1进料比氧气：乙烯：醋酸：氮气= 1：6.8：1.7：7.23.7醋酸乙烯酯流化床反应器结构参数设计通过Aspen物性模拟可得到该混合气体的相关物性数据：密度g= 8.41kg/m3粘度g=0.0000171Pas3.7.1起始流化速度umf由陈甘棠版化学反应工程可查得