4-2反应器设计说明书

中海壳牌石油化工有限公司年产二十万吨醋酸乙烯项目反应器设计说明书2019“东华科技-恒逸石化杯”第十三届全国大学生化工设计竞赛中海壳牌石油化工有限公司年产二十三万吨醋酸乙烯项目反应器设计说明书团队名称： We Win团队 团队成员： 秦丹倪 刘 娜 王甜甜 苏振宁 杨学琳指导老师： 孙晓岩 夏 力 陶少辉 王 政 秦洪庆2019年8月中海壳牌石油化工有限公司年产二十三万吨醋酸乙烯项目 反应器设计说明书目录第一章 设计概述21.1 设计依据21.2 反应器概述21.3 反应器类型31.3.1固定床反应器31.3.2流化床反应器41.3.3 移动床反应器51.3.4 涓流床反应器6第二章 醋酸乙烯合成反应器设计82.1醋酸乙烯合成反应方程式82.2反应器及操作条件的确定82.2.1反应器的选择82.2.3工艺操作条件102.2.5反应器数学模型122.3反应器设计132.3.1反应器分段设计132.3.2反应器参数计算172.3.3设备尺寸计算182.3.3反应器尺寸计算262.3.4管口零部件的尺寸计算282.3.5附属零部件选择312.3.6反应器强度校核342.3.7反应器装配图70第一章 设计概述1.1 设计依据内容出版日期及标准号压力容器GB150-2011压力容器无损检测JB47302005钢制压力容器用封头B/T4746-2002化工设备基础设计规定HG/T20643-2012钢制化工容器材料选用规定HG/T20581-2011钢制化工容器强度计算规定HG/T20582-2011钢制化工容器制造技术要求HG/T20584-2011钢制化工容器制造技术规定HG/T205842011承压设备无损检测（合订本）JB/T 4730.16-2005奥氏体不锈钢焊接钢管选用规定HG/T20537.1-1992设备进、出管口压力损失计算HG/T20570.91995石油化工企业反应器再生器框架设计规范SH 3066-2005钢制化工容器设计基础规定（合订本）HG/T20580 20585-2011化工装置用奥氏体不锈钢大口径焊接钢管技术要求HG/T20537.4-1992锅炉和压力容器用钢板国家标准第1号修改单GB713-2008/XG1-20121.2 反应器概述反应器是化工生产中的关键设备，是人们通过一定的手段抑制副反应、提高转化率、提高生产能力的化学设备。1.3 反应器类型1.3.1固定床反应器固定床反应器是一种固体催化剂颗粒堆积起来所形成的固定床层静止不动，气体反应物自上而下流过床层，进行反应的一种装置。固定床外形呈圆柱状，高径比介于服釜式反应器与塔式反应器之间，内有流体分布装置和固体支撑装置。本项目醋酸乙烯合成反应器采用换热式固定床催化反应器，且为列管式结构。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、乙烯法合成氯乙烯等设备。固定床反应器优点：l 固定床层内的气相流动接近平推流，有利于实现较高的转化率与选择性；l 可用较少量的催化剂和较小的反应器容积获得较大的生产能力；l 结构简单、催化剂机械磨损小，适合于贵金属催化剂；l 反应器的操作方便、操作弹性较大等优点。固定床反应器缺点：l 催化剂颗粒较大，有效系数较低；l 催化剂床层的传热系数较小，容易产生局部过热；l 催化剂颗粒的更换费事，不适于容易失活的催化剂。固定床反应器形式多种多样，按反应过程是否换热分类分为绝热式固定床催化反应器和换热式固定床催化反应器。（1） 绝热式固定床反应器绝热式反应器又分为单段和多段绝热式两类，其特点是反应时不与外界进行任何热量交换。放热反应，反应中多放出的热量完全用来加热物料本身，物料的温度将升高，称之为“绝热温升”。反之，为吸热反应时，物料的温度将降低，称为“绝热温降”。（2） 换热式固定床反应器换热式固定床反应器主要是以列管式固定床反应器为主，列管式固定床反应器的特点是热效应较大，不宜采用绝热式反应器，可采用换热式固定床反应器。此设备如同列管式换热器，又称为列管式固定床反应器；反应器由多根反应管并联构成，管径一般为2530mm，管数可达万根以上。管内装催化剂，传热介质流经管间进行加热或冷却。优点如下：l 传热较好，管内温度较易控制；l 返混小、选择性较高；l 只要增加管数，便可有把握地进行放大；l 对于极强的放热反应，还可用同样粒度的惰性物料来稀释催化剂；l 适用:原料成本高，副产物价值低以及分离不是十分容易的情况。1.3.2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。流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克勒炉(见煤气化炉)；但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。流化床反应器的结构有两种形式：有固体物料连续进料和出料装置，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。无固体物料连续进料和出料装置，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。与固定床反应器相比，流化床反应器的优点如下：可以实现固体物料的连续输入和输出；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；便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化剂失活速率高的过程的进行，石油馏分催化流化床裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。然而，由于流态化技术的固有特性以及流化过程影响因素的多样性，对于反应器来说，流化床又存在很明显的局限性，其缺点如下：由于固体颗粒和气泡在连续流动过程中的剧烈循环和搅动，无论气相或固相都存在着相当广的停留时间分布，导致不适当的产品分布，降低了目的产物的收率；反应物以气泡形式通过床层，减少了气-固相之间的接触机会，降低了反应转化率；由于固体催化剂在流动过程中的剧烈撞击和摩擦，使催化剂加速粉化，加上床层顶部气泡的爆裂和高速运动、大量细粒催化剂的带出，造成明显的催化剂流失；床层内的复杂流体力学、传递现象，使过程处于非定常条件下，难以揭示其统一的规律，也难以脱离经验放大、经验操作。1.3.3 移动床反应器移动床反应器在化工领域应用历史悠久，经过多年发展。目前应用比较成熟的主要有石脑油催化重整、甲苯歧化、煤气化和脱硫等化学过程，另外还应用于物料干燥、传热及除尘等物理过程。移动床反应器的特点是催化剂可以在反应器内移动，连续进出反应器，而催化剂的循环速率要远小于流化床反应器，反应气体以近似于平推流的方式连续与固体催化剂接触，因此它是一种兼备固定床与流化床特点的反应器型式，操作性能及对催化剂的要求均介于固定床和流化床之间，适合于催化剂的积碳速率中等，但仍需循环再生的反应。在移动床中，固体颗粒缓慢移动并与气体或者液体相接触，按照固体与流体相对运动方向的不同分为逆流、并流和错流式移动床（见图1-6），即固体颗粒靠自身重力向下移动时，流体与之进行逆流、并流或错流流动。其中错流移动床中最常见的是径向错流移动床，由于这类床型将气体与固体的流路交错布置，便于气固两相分别处理，对固体的磨损破坏作用小；同时通气截面较大，过床气体阻力减少，气体的处理能力较强，在环保工程中还可以实现脱硫与除尘一体化，故较其他移动床反应器型式更具有优势，适用于固体失活或消耗型化工过程。图1-1移动床内气固流动方式移动床反应器具有以下优点：（1）固体颗粒可实现连续化运动；（2）使用的固体颗粒粒径范围较宽；（3）固体与流体的接触时间可在较大范围内变化；（4）固体与流体接近平推流，反应效率高；缺点：（1）固体的加入及排出装置较复杂；（2）气体处理量大时压降较大；（3）传热性能较差；（4）固体颗粒磨损较严重，需要回收及输送装备。1.3.4 涓流床反应器涓流床反应器又称滴流床反应器，是气体和液体并流通过颗粒状固体催化剂床层，以进行气-液-固相反应过程的一种反应器。所谓涓流床应器，实际上是一类非均相催化反应器，是气体和液体并流通过颗粒状固体催化剂床层，以进行气-液-固相反应过程的一种反应器（见图1-7）。涓流床反应器中催化剂以固定床的形式存在，故这种反应器也可视为固定床反应器的一种。为了有利于气体在液体中的溶解，涓流床反应器常在加压下操作。石油炼制中的加氢裂化和加氢脱硫，是应用大型涓流床反应器的工业过程。涓流床反应器在化工生产中也有应用，但规模较小，例如用于以三氧化钨为催化剂，由丙烯水合制取异丙醇等。涓流床反应器内的流体流动状况，与填充塔略有不同，气液两相并流向下，不会发生液泛；催化剂微孔内贮存一定量近于静止的液体。涓流床反应器通常采用多层绝热、中间冷激、挥发组分的携热以及采用大量循环等形式以调节温度每段顶部设置分布器使液流均布，以保证催化剂颗粒的充分润湿。,图1-2 涓流床反应器示意图涓流床反应器具有以下优点：（1）返混小，便于达到较高的转化率；（2）液固比低，液相副反应少；（3）避免了催化剂细粉的回收问题。缺点是：（1）温度控制比较困难；（2）催化剂颗粒内表面往往未能充分利用；（3） 反应过程中催化剂不能连续排出再生。第二章 醋酸乙烯合成反应器设计2.1醋酸乙烯合成反应方程式主反应：主要副反应：（乙烯生成CO2的反应）此外尚有少量副产物乙醛、醋酸乙酯、醋酸甲酯、丙稀醛、二醋酸二醇酯和聚合物等生成，反应式如下：但由于其中一些副产物的量较主要副产物来说很少，因此在此次设计中只考虑了主要副反应和副产物乙醛、醋酸甲酯和丙稀醛。2.2反应器及操作条件的确定2.2.1反应器的选择醋酸乙烯合成的反应物为乙烯、氧气以及醋酸，醋酸通过蒸发塔蒸发为气体一起与气态的乙烯和氧气反应，催化剂为，反应为气气反应，主反应为醋酸乙烯的合成反应，生成CO2、水、乙醛、醋酸乙酯、醋酸甲酯、丙稀醛、二醋酸二醇酯和聚合物等副产物。VAC的合成反应对温度比较敏感，该反应放热量181.2KJ/mol，但主要的副反应乙烯燃烧生成二氧化碳的反应放热量远高于主反应，为1339.8KJ/mol，所以提高催化剂的选择性，在反应器结构设计中如何及时撤走反应热是反应能否正常进行的关键。目前传统工艺采用的固定床反应器在工艺上虽然存在不可避免的缺点，但流化床反应器就目前国内发展看95%以上的都是在中试规模上，没有实际的工业化生产，成熟度非常低，且存在以下缺点：（1）要不断提高反应温度以保持醋酸乙烯的产率，随着时间的延长，CO2生成量增加，其他副产物则下降；（2）随着反应时间的增加，催化剂随气流被带出反应器，催化剂加速粉化，而合成醋酸乙烯的催化剂是重金属催化剂，即便在旋风分离器的作用下也会使小部分的催化剂浪费，大大提高催化剂成本；（3）原料气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；（4）流化床运行维护检修的费用大，管子和容器壁等易受磨损，维修费用昂贵，运行周期短。与流化床工艺相比，固定床反应器作为传统工艺，在传质传热性能等方面进行了改善，存在以下优点：（1）催化剂在反应器中是均匀分散，采取的催化剂与传统的催化剂相比解决了选择性和空时收率低的问题；（2）催化剂周期在1-2年，因而催化剂清理可在全厂检修期间进行，可大大减小维修以及人工费用；（3）由于流化床不能串联生产，所以无法进行大规模的生产，且现今大规模流化床生产技术不成熟，采用多组固定床串并联操作便可进行大规模安全生产；（4）固定床在国内广泛的使用以及高度的工业化运行，使其在生产中具有极好的安全性和稳定性。综合以上流化床的不足与固定床的优点，并且我们查阅资料得到Celanese化学公司开发出的固定床乙烯工艺，又称Vantage工艺，其反应器仍采用固定床，但由于在催化剂体系方面作了重要改进，再加上对尾气中的乙烯回收采用了一种新技术，克服了传统固定床工艺的缺陷，所以醋酸乙烯收率明显高于同类装置。根据专利一种用于制备醋酸乙烯的反应设备，其固定床反应器具有操作方面、反应管内催化剂机械性能磨损小、移热速度快等优点，与目前醋酸乙烯合成中缺点相中和，因而我们选用固定床反应器。此固定床反应器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，醋酸单程转化率可达一，产品质量好，反应液中醋酸乙烯浓度高，杂质含量较小，有利于分离；催化剂不易磨损，对载体活性炭的强度要求不苛刻，可以较长时间连续使用，解决了催化剂连续失活问题；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，空时收率高，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。2.2.3工艺操作条件l 反应温度反应温度对选择性、空时收率及出口气中氧气和二氧化碳含量有一定影响。根据文献中的实验，当选择操作温度比较低时，反应的选择性较好，但空时收率较低；随着温度的升高，反应选择性略有下降，与此同时空时收率在逐渐提高。温度继续升高，由于完全氧化副反应的加剧，使得反应选择性明显下降，而且因为大量的氧气被消耗在完全氧化副反应上，使得反应器出口气中氧气的含量大幅度地减少，并有一定量的一氧化碳生成，而一氧化碳的存在可使催化剂的活性减退，这样必然使得空时收率产生明显下降。因此，醋酸乙烯合成过程存在着一个最适宜的操作温度范围，并且随着使用催化剂活性的不断下降，需要相应地将操作温度逐渐提高。因此，本设计中选择最佳反应温度为160180。l 反应压力在乙酸乙烯地合成过程中，由于原料的单程转化率较低，乙烯的单程转化率一般在10左右。因此，需要有大量的气体物料在系统内循环。乙酸乙烯合反应属于分子数减少的反应，增加压力有利于反应向生成乙酸乙烯方向进行，同时加压使反应物的浓度提高，有助于反应速度的加快，这样就使得反应的空时收率能有所提高。因此，提高压力不仅可使空时收率提高，而且有利于反应选择性的改善。当然压力的提高要受到设备条件的约束，设备的投资费用随着压力的升高而提高。这样从经济和安全方面考虑，通常乙酸乙烯合成过程的操作压力选为0.70.75Mp。l 原料配比原料配比的确定，首先要受物质的爆炸极限约束，乙酸乙烯合成过程有关物质的爆炸极限如下表所示。原则上说，物料配比应使其落在爆炸极限之外。表2-1原料组分的爆炸极限组分在空气中的爆炸极限/%（vol）乙烯2.7528.6乙酸4.05.4醋酸乙烯2.613.6物料配比直接影响反应的转化率、选择性及空时收率。乙酸乙烯合成反应的转化率不宜控制得过高，要求循环气中的氧含量不低于2，乙烯的单程转化率一般控制在10，乙酸得单程转化率约18，氧气的转化率在5060，反应选择性在9095%，l 乙烯和氧气的配比乙酸乙烯合成反应从化学计量关系乙烯和氧气的比为2:1(mol)。但是受爆炸极限的限制，在实际生产过程中乙烯总是大量过剩，大为C2H4915:1。从有利于反应角度考虑，提高乙烯的分压，有利于加快乙酸乙烯的生成速度，并有助于抑制完全氧化生成二氧化碳副反应。提高氧气分压虽有助于加快乙酸乙烯的生成速度，但更多地加速了二氧化碳的生成速度。而同时，氧气的含量不可控制得过低，这样不仅使乙酸乙烯的生成变慢，而且有利于一氧化碳的大量生成，而一氧化碳会使催化剂活性明显下降。l 加料中的乙酸量乙酸的加料量过低时，催化剂活性较差；乙酸的加料量过高，则对催化剂的活性和寿命都不利。并且由于乙酸转化率的降低，乙酸回收的负荷将大为增加。工业化生产采用的原料配比（摩尔比）为乙烯：氧气：乙酸69:4:10。l 系统中水和二氧化碳的量实践表明，系统内适量的水存在能保持催化剂维持较高的活性。除此之外，原料乙酸中含有少量的水，还可减低乙酸对设备的腐蚀。二氧化碳是系统副反应的产物，当物料在反应系统中循环时，适量的二氧化碳存在可有效地抑制乙烯的完全燃烧反应；并且由于少量二氧化碳的存在，可以使乙烯的爆炸范围变窄。工业生产控制循环气中的二氧化碳含量在25%（mol）左右，这对生产安全极为有利。此外，为防止钯催化剂中毒，原料气中需严格控制氯、氨、硫及炔烃等物质的含量。l 操作空速提高空速可增大流体的湍动程度，使传热和传质的阻力膜变薄，催化剂颗粒外表面及颗粒内部反应组成的浓度及温度与气流主体更趋于一致。同时空速增大可以提高生产能力，催化剂反应时间减少、转化率降低；但是床层压降增大，出口中的异壬醛含量降低，分离困难，动力消耗增加。因此，在工业生产中，为了确保有较长的停留时间和较高的转化率，应对具体的反应器进行经济核算，以确定适宜的空速。根据相关专利，适宜的空速在1000h-14000h-1左右。l 冷却剂选择设计手册中指出，若在反应温度的范围许可，应当首选水为，水有很多特点，如热值高，汽化热大，热气化过程中将吸收大量的热量，冷凝过程则可用于回收反应热。反应器内的反应温度在160180，水的使用温度为0200，反应物浓度正好在冷却剂的使用温度区间，因此冷却剂选择水符合工艺要求。2.2.5反应器数学模型反应选用固定床列管式反应器，反应物均为气体，催化剂为固体，此模型为拟均相模型：对于实际的工业固定床反应器，尤其是列管式床层，其床层高度都可以满足L100dp的条件，因此也都可以认为床层轴向返混的影响可以忽略，即可以将固定床床层进一步简化为拟均相的活塞流反应器，从而得到简化的拟均相一维模型。2.2.5.1催化剂选择及参数近年来，在国内对于合成醋酸乙烯的催化剂研究的发展主要在CTV型催化剂从CVT-到最新的CVT-型催化剂，在转化率、选择性以及抗耐磨损程度等性能方面都有大大提高。国外合成醋酸乙烯催化剂也在不断发展，且国外醋酸乙烯生产方法80%为气相乙烯法，相比国内催化剂的发展相对较成熟，其中MichaelL.Luyben和BjornD.Tyreus 研究所得催化剂应用范围较广和成熟度都较大。为比较国内外催化剂的先进性，利用aspen模拟比较两者催化剂的物耗能耗，发现国外催化剂相比较国内CTV型催化剂能耗、物耗都要低，而且CTV型催化剂产生的能耗无法使醋酸乙烯达到入行标准。经过以上对比与分析，本工艺选取国外醋酸乙烯基催化剂。表2-2催化剂性能表名称Pd/Au/SiO2 catalyst催化剂组成1.0 wt%Pd，0.5 wt%Au，Si02(Pd/Au的原子比 4:1)粒径35mmBET表面积600 m2/g孔容1.1 cm3/g堆积密度0.385 g/cm3孔隙率0.82.2.5.2反应动力学（1） 反应动力学基础由于加氢反应较为复杂，且生成乙酸乙酯，丙稀醛，二醋酸二醇酯等副产物的动力学研究目前还没有人进行，故在计算反应器体积的仅考虑以下主反应和两个副反应：根据文献Design and Control of a Modified Vinyl Acetate MonomerProcess，可得到以下两个反应的反应速率表达式：（2）平推流反应器模型醋酸乙烯合成径向反应器体系流体力学行为状况相当复杂，为了简化模型方程的推导，根据操作条件和径向反应器的特点，对加氢反应器作理想化处理，提出以下几点假设：忽略径向反应器的轴向温度分布，认为径向反应器的轴向温度分布均一，轴向温度差dT=0；径向反应器的轴向各组份浓度分布均一，即轴向各组份浓度变化dC=0。按以上假设，由于忽略径向反应器的轴向温度分布和浓度分布，我们现在只考虑反应器径向参数的变化，并按均相反应器来考虑2.3反应器设计从动力学方程分析，氧气含量对副反应的影响要大于主反应的影响，反应过程为避免副产物过大产生，因而氧气采用分批加入的方式来提高醋酸乙烯的选择性，即可减少氧气用量也提高了醋酸乙烯产率，最终确定为三段式固定床列管式反应器可达到转化率、选择性都较高的生产过程。2.3.1反应器分段设计（1）从上往下第一段反应器设计为保证与Aspen模拟数据一致，列出进出口物料的物性数据，见下表。表2-3从上往下第一段反应器物性组成流股编号单位进口出口Temperature159.31 160.00 Pressurebar7.75 7.55 Mass Vapor Fraction1 1 Mole Flowskmol/hr5393.79 5328.29 Mass Flowskg/hr183963.47 183963.47 Volume Flowcum/hr25024.79 25415.97 Enthalpy FlowGcal/hr-49.17 -55.59 C2H4kg/hr111946.49 108185.29 O2kg/hr2641.59 241.74 CH3COOHkg/hr60188.61 52332.23 VACkg/hr59.50 11311.60 H2Okg/hr434.03 2904.96 CO2kg/hr1458.35 1737.59 C3H4Okg/hr0.49 1.09 C3H6O2kg/hr0.00 0.08 C4H8O2kg/hr0.00 9.22 CH3CHOkg/hr25.61 33.33 CH4kg/hr108.57 107.84 C2H6kg/hr77.53 75.82 H2kg/hr0.00 0.00 C2H2kg/hr0.85 0.83 N2kg/hr7021.86 7021.86 根据停留时间2.87s得到空速为1254h-1，以及进料体积流量25024.79 m3/h，计算得第一段反应体积为：催化剂质量为： 催化剂一般装填整个反应器的60%80%，此催化剂为未发泡催化剂，此处选装填系数为80%。则第一段反应器体积：（2）从上往下第二段反应器设计为保证与Aspen模拟数据一致，列出进出口物料的物性数据，见下表。表2-4从上往下第二段反应器物性组成流股编号单位进口出口Temperature159.25 160.00 Pressurebar7.55 7.35 Mass Vapor Fraction1 1 Mole Flowskmol/hr5396.09 5342.66 Mass Flowskg/hr186130.14 186130.14 Volume Flowcum/hr25694.98 26177.98 Enthalpy FlowGcal/hr-55.58 -60.95 C2H4kg/hr108185.29 105105.69 O2kg/hr2389.42 391.50 CH3COOHkg/hr52332.23 45930.52 VACkg/hr11311.60 20478.40 H2Okg/hr2904.96 4933.65 CO2kg/hr1737.59 2002.26 C3H4Okg/hr1.09 2.04 C3H6O2kg/hr0.08 0.19 C4H8O2kg/hr9.22 17.30 CH3CHOkg/hr33.33 45.65 CH4kg/hr107.84 107.12 C2H6kg/hr75.82 74.15 H2kg/hr0.00 0.00 C2H2kg/hr0.83 0.81 N2kg/hr7040.85 7040.85 根据停留时间2.79s得到空速为1290h-1，以及进料体积流量25415.97 m3/h，计算得第二段反应体积为：催化剂质量为： 则第二段反应器体积：（2）从上往下第三段反应器设计为保证与Aspen模拟数据一致，列出进出口物料的物性数据，见下表。表2-5从上往下第三段反应器物性组成流股编号单位进口出口Temperature159.26 160.00 Pressurebar7.35 7.15 Mass Vapor Fraction1 1 Mole Flowskmol/hr5410.46 5362.98 Mass Flowskg/hr188296.81 188296.81 Volume Flowcum/hr26464.88 27012.56 Enthalpy FlowGcal/hr-60.94 -65.92 C2H4kg/hr105105.69 102348.12 O2kg/hr2539.18 695.58 CH3COOHkg/hr45930.52 40251.51 VACkg/hr20478.40 28608.07 H2Okg/hr4933.65 6758.79 CO2kg/hr2002.26 2299.35 C3H4Okg/hr2.04 3.71 C3H6O2kg/hr0.19 0.40 C4H8O2kg/hr17.30 24.39 CH3CHOkg/hr45.65 67.32 CH4kg/hr107.12 106.40 C2H6kg/hr74.15 72.52 H2kg/hr0.00 0.00 C2H2kg/hr0.81 0.80 N2kg/hr7059.84 7059.84 根据停留时间2.7s得到空速为1333h-1，以及进料体积流量26464.88 m3/h，计算得第三段反应体积为：催化剂质量为： 则第三段反应器体积：2.3.2反应器参数计算2.3.2.1列管数计算查阅文献并参考经验值，本设计反应物以反应器空床气速气体进入反应器，则空床气速为：将其代入计算，又根据产量可定从上往下每段反应器的气体流量分别为6.95m3/s、7.14m3/s、7.35m3/s，于是有催化剂床层的横截面积为： 故反应器催化剂床层直径为：由于反应管内有醋酸的存在，考虑到醋酸的腐蚀性问题，则反应管材质选择S31608，且手册上要求的颗粒直径小于管径的1/8，催化剂颗粒为0.075mm左右，则反应管尺寸选择的管，故内径为19.8mm。列管横截面积为：从上往下第一段反应段列管数：从上往下第二段反应段列管数：从上往下第三段反应段列管数：为使各段反应都满足要求和减少反应器的制造困难，将反应器的三段列管数圆整为统一的12800根列管。2.3.3设备尺寸计算2.3.3.1筒体相关计算前面计算已得各段反应器体积为24.95m3、24.63m3、24.81m3，按此直径计算得从上往下每段反应高度为：可得：从上往下三段反应器的反应高度为，且一般催化剂填充高度占整个反应管长度的80%90%左右，确定从上往下每段反应管长度为5.87m、5.82m、5.87m。为了保证反应气流稳定固定床反应器的长径比一般在612之间，可知本设计符合规定。l 反应器筒体直径计算列管式反应器壳体直径用下式计算：式中：D壳体内径，mm；t管中心距，mm；b最外层六边形对角线上的管输，；其中，a六边形层数：，n为列管数；e最外层列管到壳体距离，mm。查询标准手册，反应管束成正三角形排列时，管外径为25mm时，则管中心距经验值为t=32mm。故：从上往下三段反应段列管数均为12800根，计算得筒体直径为：筒体直径圆整为4.3m。2.3.2.3换热计算由于该换热管束外侧发生相变，因而管束外传热系数计算按平均水平管传热系数： 管内测为无相变传热，则传热系数为：（1）从上往下第一段反应器换热计算根据化工工艺设计手册和Aspen模拟数据，获得反应物和冷却介质在第一段反应段的相关物性参数，见下表。表2-6从上往下第一段反应段冷热流体的物性参数冷却介质反应流体进口温度35159.31 出口温度151.87（0.5MPa饱和蒸汽）160.00 热导率0.4430.05 密度4967.29 粘度338.1614.2热容3192.81753.92 流速/0.111.39当忽略管壁热阻及污垢热阻的影响，总传热系数K化简为：计算得到传热系数平均对数传热温差为：冷却水移取反应热的总传热速率为。所以所需传热的面积为实际面积：。，换热面积足够，同时留有23.7%的面积余量，符合要求。（2）从上往下第二段反应器换热计算根据化工工艺设计手册和Aspen模拟数据，获得反应物和冷却介质在第二段反应段的相关物性参数，见下表。表2-7从上往下第二段反应段冷热流体的物性参数冷却介质反应流体进口温度35159.31 出口温度151.87（0.5MPa饱和蒸汽）160.00 热导率0.4430.05 密度4967.18 粘度338.1614.3 热容3192.81750.00 流速/0.111.43第二段反应段相关换热计算与第一段反应段换热计算方法相同，计算得到相关参数如下：表2-8从上往下第二段反应段换热参数汇总相关参数数值538.699.168.5/36/2528.27/5847.946234.725.69（2）从上往下第三段反应器换热计算根据化工工艺设计手册和Aspen模拟数据，获得反应物和冷却介质在第三段反应器的相关物性参数，见下表。表2-9从上往下第三段反应段冷热流体的物性参数冷却介质反应流体进口温度35159.31 出口温度151.87（0.5MPa饱和蒸汽）160.00 热导率0.4430.04 密度4967.04 粘度338.1614.4 热容3192.81745.45 流速/0.111.48第三段反应器相关换热计算与上两段反应段换热计算方法相同，计算得到相关参数如下：表2-10从上往下第三段反应段换热参数汇总相关参数数值538.685.4160.1/24.35/3960.22/5898.185795.525.26由于冷却介质发生相变，利用进口水及出口蒸汽的焓值计算低压蒸汽的产生量，焓值见下表：表2-11各反应段换热参数汇总从上往下进口冷却介质焓值（kJ/kg）出口蒸汽焓值（kJ/kg）取走反应热/kw第一段反应段-15448.3-13183.67474.08第二段反应段-15448.3-13183.66234.72第三段反应段-15448.3-13183.65795.52每段蒸汽的产生量为：总共产生的低压蒸汽共31t/h。由于反应流体无相变化，且流体的定压比热容不随温度而变化，则有：式中，冷流体的定压比热容，取流体进、出口算数平均温度下的比热值； 饱和蒸汽的汽化潜热，150下汽化潜热为2108.2kJ/kg；T1，T2，Tw冷流体进口温度、相变温度、出口温度。则所用冷却水的质量流量为： 冷却水总质量为：2.3.2.4压降计算此处我们采用Ergun公式：式中，压力，；修正的摩擦系数；流体密度，这里取进出口物料平均密度，；空床线速，；催化剂颗粒直径，；床层空隙率；床层高度，；流体的绝对黏度，；系数，采用Ergun提出的数值，。各级反应的流体密度和黏度列于下表：表2-12各反应段物性参数汇总从上往下第一级反应段第二级反应段第三级反应段密度/7.297.187.04黏度/14.214.314.4流速/m/s1.391.431.48（1）第一段反应段压力降（2）从上往下第二段反应段压力降（3）从上往下第三段反应段压力降反应器的总压力降为三段反应段压力降之和，即：2.3.3反应器尺寸计算l 反应器整体高度计算列管长度：由前序计算中可知，三段列管长度加和为17.51m；上部空间、下部空间：查化工设备设计手册，取上部空间下部空间各；反应段与反应段之间设置气体再分布器，空间高度设为；封头高度：采用标准椭圆形封头，深度，直边高度则封头高度：由以上得到l 筒体壁厚计算管壳程的相关设计参数如下：表2-13管壳程设计参数管程壳程设计温度/200180设计压力/MPa0.850.55材料牌号S31608Q245R许应压力/MPa135.2134.6焊缝系数0.850.85化工生产中的容器壁厚可根据下式计算：其中：为容器计算壁厚，mm；P设计压力，Mp；筒体直径，mm；材料的许用压力，MPa；为焊缝系数。本反应器筒体材质选择为Q245R，查GB150可知，材料在180下的许用压力为134.6MPa；采用单面对接焊，焊缝系数取0.85；查GB708可知，厚度负偏差C1=0.8mm，腐蚀余量C2=2mm。由工艺计算中可知，反应器设计压力为，筒体内直径4300mm，所以筒体计算壁厚：经圆整后筒体壁厚为20mm。l 水压试验水压试验压力：液压实验强度校核：Q245R的屈服极限由上两式计算结果比较，满足水压试验要求，所以上述设计满足要求。l 封头该列管式固定床上下封头均选用钢材为S31603，且为标准封头。先假设壁厚在616mm之间，查表得180下许用应力为111.6MPa。计算厚度可用下式计算：式中：为容器计算壁厚，mm；Pc设计压力，Mp；筒体内径，mm；材料的许用压力，MPa；为焊缝系数。厚度圆整到24mm。2.3.3.2管板管箱与管板连接结构：管板与管箱的连接方式为管板采用延长部分采用法兰管板形式，且管板直接接触醋酸，管板材料选择为Q245R，采用气密性较高且耐腐蚀的对焊形式。管板厚度计算：查阅手册，厚度计算公式可按下式计算：式中：n管子根数； 管子设计温度下的弹性模量，MPa，此处为191000MP； 管板设计温度下的弹性模量，MPa，此处为183000MP； L管子有效长度，mm； 管板布管区的当量直径与壳程圆筒直径之比，；求得管板厚度为：圆整后管板厚度为118mm。换热管与管板连接结构：换热管与管板的连接在，在管壳式换热中是一个比较重要的结构部分。它不仅加工工作量大，而且必须使每个连接处在设备的运行中，保证介质无泄漏及承受介质压力的能力。根据蒸发器的设计温度与设计压力，参照相应设计手册与经验规则，连接形式为焊接加贴胀胀焊连接形式，该连接方式吸取了胀接和焊接的优点，即消除了空隙防止物料泄露，又能承受较大的压力。2.3.4管口零部件的尺寸计算本设计依据HG-T20570.6-95管径选择标准进行设计。管径的选择按照下式进行基本计算，再根据实际情况，选择合适管道尺寸。（1）从上往下第一段反应段接管设计l 反应器顶部进料管设计根据基础数据可求得出料的体积流量为，根据化工原理知此压力下气体经济流速范围为，取气体流速，则出料管直径。由以上计算，可选取公称直径DN850mm的管道。l 冷却剂1#进口管设计第一段冷却介质为35的冷却水，密度为992.8kg/m3，进料流量为，根据化工原理，液体的经济流速为1m/s，故冷却剂进口管道直径，可选取公称直径DN55mm管道。l 蒸汽1#出口管设计第一段反应段出口蒸汽为0.5MPa的低压蒸汽，密度为2.65kg/m3，出口流量为，根据化工原理气体的经济流速取15m/s，故蒸汽出口管道直径，可选取公称直径DN350mm的管道。（2）从上往下第二段反应段接管设计l 氧气补加管2#管设计第二段氧气补加量为，根据化工原理气体的经济流速取15m/s，故1#氧气接管管道直径，可选取公称直径DN40mm的管道。l 冷却剂2#进口管设计第一段冷却介质为35的冷却水，密度为992.8kg/m3，进料流量为，根据化工原理，液体的经济流速为1m/s，故冷却剂进口管道直径，可选取公称直径DN50mm管道。l 蒸汽2#出口管设计第一段反应段出口蒸汽为0.5MPa的低压蒸汽，密度为2.65kg/m3，出口流量为，根据化工原理气体的经济流速取15m/s，故蒸汽出口管道直径，可选取公称直径DN350mm的管道。（3）从上往下第三段反应段接管设计l 氧气补加管3#管设计第二段氧气补加量为，根据化工原理气体的经济流速取15m/s，故1#氧气接管管道直径，可选取公称直径DN40mm的管道。l 冷却剂3#进口管设计第一段冷却介质为35的冷却水，密度为992.8kg/m3，进料流量为，根据化工原理，液体的经济流速为1m/s，故冷却剂进口管道直径，可选取公称直径DN50mm管道。l 蒸汽3#出口管设计第一段反应段出口蒸汽为0.5MPa的低压蒸汽，密度为2.65kg/m3，出口流量为，根据化工原理气体的经济流速取15m/s，故蒸汽出口管道直径，可选取公称直径DN300mm的管道。l 反应器顶部出口管设计根据基础数据可求得进料的体积流量为，化工原理知此压力下气体经济流速范围为，取气体流速为，则进料管直径。由以上计算，可选取公称直径为DN800mm的管道。2.3.4.2阻聚剂进料口 醋酸乙烯在高温下容易自聚，不仅消耗了醋酸乙烯，更主要的是生成的高聚物堵塔， 给操作和检修带来困难。 目前醋酸乙烯的阻聚剂有对苯二酚、对苯醌等，此处我们选用更为常用、用量更少的固体硫叉二苯胺。阻聚剂的用法是用醋酸乙烯作溶剂，将固体硫叉二苯胺溶解在其中，配制成1%的溶液。 为了减少阻聚剂的消耗，新配制的阻聚剂溶液，通常只加到醋酸乙烯浓度高的塔中，其余的塔通过循环回去的阻聚剂起阻聚作用。2.3.5附属零部件选择2.3.5.1固相支撑结构支撑结构的设计应承受催化剂载荷和预期压降，支撑结构分为两种，放支撑栅板和在反应器底部放置惰性颗粒，此处我们选用栅板结构。支撑板上方放置高为约为100150mm的比催化剂大两倍的颗粒，材料选用为陶瓷。如果支撑栅板上的开孔比惰性颗粒大，在支撑上加带孔的筛网，以免惰性材料的漏失。支撑板的材料应该是耐腐蚀的，此处选用放支撑栅板。2.3.5.2气体分布器气体在反应中均匀的分布对反应顺利的进行至关重要，目前工业上的反应存在气固相反应过程的反应器的气体注入装置容易造成注入气体在反应器内分布不均匀，同时会对反应器内压力造成较大的冲击，使反应不稳定；并且该反应器采用段间补氧，普通分布器无法满足多种气体同时进料的缺陷，因而采用一种新型气体分布器器能够根据注入气体在不同位置处的流量大小调控注入气体在所述气体分布器上表面的出气量，从而使注入的气体均匀扩散。该气体分布器参考专利气体分布器和反应器，采用一种新型气体分布器，气体分布器包括分布器环形管和气体缓冲室，所述分布器环形管和气体缓冲室通过分布器支路管连通，其中，所述分布器环形管和所述分布器支路管上各自设置有开口朝上的若干第一导流孔和若干第二导流孔，位于所述分布器支路管上的第二导流孔的孔径从所述气体缓冲室到所述分布器环形管依次递增。 2、 分布器环形管；3、气体缓冲室 ；4、分布器支路管；5、第一导流孔；6、第二导流孔图2-1气体分布器俯视图（1） 分布器环形管设计计