3-3反应器设计说明书

年产 万吨醋酸乙烯酯副产 万吨PVA废水资源化利用项目 初步设计说明书长城能源年产10万吨醋酸乙烯项目反应器设计说明书 长城能源年产10万吨醋酸乙烯项目 反应器设计说明书目录1第一章 设计概述1第二章 主要反应动力学32.1 主要反应方程式32.1.1 反应机理32.1.2 反应动力学方程32.2 副反应方程式52.2.1 反应机理52.2.2 反应动力学方程6第三章 醋酸甲酯反应精馏塔的设计73.1 反应器选型73.2 催化剂73.2.1 催化剂的选择73.2.2 树脂催化剂的装填方式83.3 反应精馏塔参数设计103.3.1 设计温度与设计压力103.3.2 参数优化及确定113.3.3 持液量133.3.4进出口物料介质名称、组成和流量133.3.5 设计条件汇总183.4 反应精馏塔结构参数设计193.4.1 反应器内件结构193.4.2 反应精馏塔外形尺寸233.4.3 结构参数设计343.5校核343.5.1 持液量343.5.2 停留时间363.6 软件校核373.7设备条件图69 72 / 75 第一章 设计概述化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的装置，是化工生产及相关工业生产的关键设备。由于化学反应种类繁多，机理各异，因此，为了适应不同反应的需要，化学反应器的类型和结构也必然差异很大。反应器的性能优良与否，不仅直接影响化学反应本身，而且影响原料的预处理和产物的分离，因而反应器设计过程中需要考虑的工艺和工程因素应该是多方面的。反应器设计的主要任务首先是选择反应器的型式和操作方式，然后根据反应和物料的特点，计算所需的加料速度、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。在反应器设计时，除了通常说的要符合“合理、先进、安全、经济”的原则，在落实到具体问题时，要考虑到下列的设计要点：1. 保证物料转化率和反应时间；2. 满足物料和反应的热传递要求；3. 注意材质选用和机械加工要求。4. 反应器的设计主要内容包括：5. 反应器选型；6. 确定合适的工艺条件；7. 确定实现这些工艺条件所需的技术措施；8. 确定反应器的结构尺寸；9. 确定必要的控制手段。反应器按结构大致可分为管式、釜式、塔式、固定床和流化床等。表1-1部分反应器特性型式适用的反应优缺点管式气相、液相返混小、所需反应器容积较小、比传热面大；但对慢速反应，管要很长，压降大釜式液相、液-液相、液-固相适用性大、操作弹性大、连续操作时温度、浓度容易控制、产品质量均一，但高转化率时，反应容积大固定床气-固（催化或非催化）相返混小、高转化率时催化剂用量少，催化剂不易磨损；传热控温不易、催化剂装卸麻烦流化床气-固（催化或非催化）相、特别是催化剂失活很快的反应传热好、温度均匀、易控制、催化剂有效系数大；粒子输送容易、但磨耗大；床内返混大，对高转化率不利，操作条件限制较大移动床气-固（催化或非催化）相、催化剂需要不断再生的反应传热好、反应连续、返混小、催化剂不断循环再生；控制固体均匀下移比较困难，可能发生“贴壁”和“空腔”现象本项目为以中石化长城能源分公司的聚乙烯醇工艺废液合成醋酸甲酯，醋酸甲酯合成EDA，EDA裂解制10万吨醋酸乙烯（纯度为99.9%）。此工艺主要涉及到反应器有第一工段的PVA废液反应精馏塔、第二工段的EDA合成反应器和第三工段的EDA裂解塔。下面对其核心设备第一工段PVA废液反应精馏塔进行了结构选型，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；对于另外两个反应器，不进行具体设计，只进行了体积计算，确定了反应器的体积以及大致结构。本反应器主要针对的是废液中甲醇与醋酸进行反应精馏。由于反应具有（1）液相可逆反应，转化率收到平衡限制。若通过提高反应温度增加反应速率，则逆反应-水解反应速率也加快；（2）反应体系存在复杂共沸物，难以制备高纯度醋酸甲酯；（3）需要采用强酸性催化剂（如浓硫酸，对甲苯磺酸等）以提高反应速率。针对以上特点，本项目采用反应精馏塔进行设计。该反应器实现了反应物与产物分离，打破共沸体系，大大提高甲醇转化率与醋酸甲酯收率。第二章 主要反应动力学2.1 主要反应方程式CH3OH+CH3COOH催化剂CH3COOCH3+H2OH330K=-33.566 kJ/mol2.1.1 反应机理据文献 左村村. 离子交换树脂催化酯化反应精馏生产醋酸甲酯D.湘潭大学,2015.，甲醇与醋酸反应生成醋酸甲酯的机理如下：图1-1 磺酸基离子交换树脂催化剂催化酯化反应机理据文献表述，用一种大孔强酸性苯乙烯系阳离子交换树脂作为催化剂，用于非均相催化反应精馏生产醋酸甲酯过程中，具有活性高、选择性好、条件温和等特点，在实验室搭建的反应精馏塔内，醋酸转化率为99.6%，塔顶醋酸甲酯浓度高达99.9%。2.1.2 反应动力学方程文献中，左村村等人进行了醋酸甲酯合成的动力学实验，实验在大气条件下进行，反应在不同的温度范围（318.15328.15K）和不同的原料配比B.(0.8,1,1.1,1.2和1.3)下反复进行。当温度低于328.15K时，lnKep与1/T成直线关系。关系如下式：当温度为328.15K时，G0是-10.35kJ/mol。通过醋酸的全部填充床反应器的质量守恒来关联动力学数据。文献中考察的动力学方程模型有如下几种：（1） 理想溶液假设的Q-H模型（Q-HIDS）（2） 非理想溶液假设的Q-H模型（Q-HNIDS）（3） L-H-H-W模型（4） E-R模型（5） 修正的L-H模型经过平方偏差的对比，结果表明，对于ILC-1催化剂和ILC-2催化剂催化的液固催化酯化过程，L-H-H-W模型的速率表达式最适合。强酸性阳离子交换树脂催化酯化体系的拟均相动力学如下：k+1为正反应反应速率常数，k-1为逆反应速率常数，指数分别是各自反应的活化能，Keq的指数就是表观反应热，即正负反应活化能的差值。2.2 副反应方程式（CH3CO）2O+H2O2CH2COOH2.2.1 反应机理乙酸酐水解反应需要酸催化或加热的条件下引发，为放热内容，产物内能低，反应完全。本体系中，乙酸酐来自于第五工段循环后的醋酸溶液，反应物水来自于反应精馏塔内酯化反应产生的水，且乙酸酐将酯化反应产生的水消耗，利于酯化反应的正向进行。根据伍平，辛炳炜 白金,伍平,辛炳炜.乙酸酐的水解机理理论研究J.德州学院学报,2011,27(02):87-93.的研究，乙酸酐的水解过程可能有以下机理构成：图2-1 乙酸酐水解可能的反应过程对于乙酸酐水解过程，可以考虑以一个水分子或两个水分子参与反应，利用B3LYP/6-31G (d) 和PCM-B3LYP/6-31G (d) 分别计算气相和水溶液中的反应过程,表明了乙酸酐水解是只有一个水分子参与反应,经历一个协同的过程:水分子亲核进攻乙酸酐中一个羰基碳，同时水分子中的一个氢向乙酸酐中的另外一个羰基氧转移，最终得到乙酸。2.2.2 反应动力学方程根据李德华 李德华.醋酸酐水解反应的宏观动力学探讨J.华中师院学报(自然科学版),1984(02):63-72.的研究，在常压、3080的温度范围内，得到反应方程式第三章 醋酸甲酯反应精馏塔的设计3.1 反应器选型醋酸和甲醇酯化反应生产醋酸甲酯是反应精馏在化工生产中的典型应用，其反应具有以下特点：（1）液相可逆反应，转化率收到平衡限制。若通过提高反应温度增加反应速率，则逆反应-水解反应速率也加快。（2）反应体系存在复杂共沸物，难以制备高纯度醋酸甲酯。共沸物如下表：表3-1 常压下酯化系统共沸物及产物性质共沸物组成（mol%）共沸点/醋酸甲酯/甲醇82：1853.9醋酸甲酯/水95：556.1醋酸甲酯157.0相应物质沸点相似，常规精馏难以直接制备纯度大于95%的醋酸甲酯。（3）需要采用强酸性催化剂（如浓硫酸，对甲苯磺酸等）以提高反应速率。反应精馏可以将反应物与产物分开，打破共沸体系，因此在醋酸甲酯合成抽提工段，我们选择反应精馏法。3.2 催化剂3.2.1 催化剂的选择3.2.1.1 浓硫酸浓硫酸作为酯化反应最常见的催化剂，具有高活性、性质稳定、价格便宜并且具有强的吸水性，在低碳数的醇和酸发生酯化反应中，浓硫酸的量只需要反应物总重的0.1%-0.4%左右，因此被广泛应用到醇酸酯化中，然而存在的缺点就是反应后处理较麻烦，不可避免对设备的腐蚀。3.2.1.2 离子交换树脂强酸性阳离子交换树脂催化酯化过程反应条件温和、副产物较少、便于连续化从生产、可循环再生并且易分离。研究表明强酸性阳离子交换树脂具有选择性好、操作条件温和催化剂可重复利用等优点。基于强酸性阳离子交换树脂在催化酯化精馏塔中的应用，文献提出了一种更为高效的大孔强酸性苯乙烯系阳离子催化剂，其优势在于活性高、选择性好、条件温和、成本低、无腐蚀、可重复利用等优势，具有工业化的应用前景。因此，我们选择大孔强酸性苯乙烯系阳离子催化剂作为我们的催化剂。3.2.2 树脂催化剂的装填方式树脂为固体，在此反应体系中属于液固非均相催化剂，不允许催化剂任意移动，必须将其固定在塔内。原则有尽量不影响汽液传递现象，尽可能使树脂均匀分布在精馏塔内，使液固充分接触。干树脂的密度只有0.8g/ml，接近于液相的密度，也就是说树脂近似悬浮于液相中，如果不采取任何固定措施，树脂会随液相任意流动，具有很明显的不稳定因素。若将树脂密实填充，由于树脂的粒径只有0.9mm，会造成空隙率很小，压降会很大，很容易造成液泛，但是又保证一定的树脂填充量，所以协调压降和树脂填充量是设计反应精馏塔的关键，因此树脂的装填方式对于反应精馏塔的设计具有至关重要的作用。3.2.2.1 板式塔装填方式对于板式塔，在塔板上，液体水平流过塔板，汽相透过塔板上的汽相口竖直通过塔板，汽相的运动方向和液体的流动方向基本垂直，液相经过汽液相传递后，流入溢流堰进入下一块理论板。在板式塔中树脂的填充的可能位置也就可以是塔板上和溢流堰内两种方式。不同的位置具有不同的反应状态，若将树脂填充到塔板上，在塔板上既有化学反应，又有汽液相平衡两个过程；若树脂填充到溢流堰中，在塔板上只有汽液相平衡，只在降液区进行催化反应。文献中对于树脂小颗粒在板式反应精馏塔中填充方式也有提及，例如将树脂用丝网包裹平铺到塔板上，汽液传递和化学反应同时进行，这种填充方式可以明显降低压降而且不影响树脂的填充量，但是由于液相的单向流动，会使树脂催化剂集中到液相流动的下游区，造成树脂分布不均匀。 将树脂包装填到溢流堰上，在液相溢流时发生反应，由于汽液相平衡和化学反应是分开进行的，虽然没有像填充在塔板上的那样热量和物质传递的那样复杂，但是此填充方式液固接触较好，压降也不会很大，催化剂的装填量也可以控制。图3-1 板式塔催化剂装填方式3.2.2.2 填料塔装填方式对于填料塔，是在填料的表面形成一层液膜，在液膜表面发生汽液相传递。在实验室搭建实验装置时，首先想到的是将树脂小颗粒和填料混合在一起，混合装填到反应段。这样虽然增大了孔隙率，减小了压降，但是毕竟树脂催化剂会被汽液相反复的冲压，最终会使填料和树脂分层，存在明显的安全隐患。因此构造一种能将树脂固定住的方式，是开发填料塔的关键。例如选用树脂包裹乱推的方式填充，就是用丝网将树脂包裹成某种规则的形状，叫做树脂包，将树脂包以规整或乱堆的方式装填到精馏塔中，这种填充方式，既能控制孔隙率、调节压降，又能控制树脂的装填量。液量流经树脂包，会在树脂表面形成一层液膜，在液膜表面化学反应和汽液相传递同时进行，在反应的同时又有一定的分离能力，也就是说树脂填充段也存在一定数量的理论板数。图3-2 乱堆填料塔催化剂装填方式另外一种就是使用规整填料的填料塔，将树脂装填到规整填料之间。充分利用规整填料塔的高效低压降的优点，但是树脂小颗粒均匀地装填到规整填料之间是极其困难的，开发高效规整填料也是研究热点。图3-3 规整填料塔催化剂填充方式我们选择天津大学专利CN 102824890 B设计的一种具有交替流动结构的催化精馏填料，使用本发明催化精馏填料与使用普通捆包型催化剂对比，乙酸甲酯水解率提高5.3-10.9，产物收率提高约9。图3-4 催化精馏填料3.3 反应精馏塔参数设计3.3.1 设计温度与设计压力T0101压力为1.013bar，塔顶装有安全阀，而安全阀的整定压力为正常操作压力的1.051.1倍，设计压力应高于或等于安全阀的整定压力。取设计压力为 P=1.1Pw=1.12bar 塔顶温度为56，体系最高温度为107左右，设计温度需要比操作温度高1530，取设计温度为130，根据该操作条件，选择S31603来作为本塔的材料。 3.3.2 参数优化及确定根据文献叙述，选择总理论板数为45，再进行灵敏度分析来确定三股进料的位置。以醋酸甲酯在塔顶（0104）的质量分数为优化目标，并尽量减少的甲醇与水质量分数。1.醋酸混合物进料（流股0101）图3-5 醋酸混合液进料位置优化可以看出，随醋酸进料位置的下移，塔顶醋酸甲酯的浓度先迅速上升，然后缓慢下降，下降速度逐渐增大；水浓度先迅速下降，然后上升，在第11块板进醋酸时达到峰值，随后下降；甲醇浓度逐渐增大。醋酸从第5块板进料时，醋酸甲酯浓度达到峰值，且对后续工段影响更大的水含量已经很少，如果进料位置更低，则牺牲的醋酸甲酯浓度过多，若进料位置更高，则水含量迅速上升。权衡综合，选定第5块为进料位置。2.废水进料（0103）图3-6 废水进料位置优化可以看出，随原料废液进料位置的下移，塔顶醋酸甲酯浓度逐渐增大；甲醇浓度逐渐下降；水浓度先增大后减小，在进料位置为第16块时达到峰值。为了尽可能得到高浓度的醋酸甲酯，且保证水的量尽可能少，选定第37块板作为原料废液进料位置。3.回流液进料（0107）图3-7 回流液进料板优化由图可以看出在进料位置为26-45块板之间，质量分数变化不大，且由于流股0108浓度与T0102进料即T0101塔顶出料有关，而T0101进料（即流股14）又会影响塔顶出料，因此粗略选择第37块板作为回流甲醇的进料位置。4.回流比图3-8 回流比优化由图可以看出，随着回流比的增加，醋酸甲酯浓度先增加后减少，但减少较为缓慢，这是由于醋酸的萃取作用；回流比增加，甲醇质量分数上升，水质量分数有断崖式下降，为减少T0102符合，选择水质量分数少，甲醇质量分数少，醋酸甲酯质量分数减少较少的数值，即1.5。3.3.3 持液量图3-9 持液量优化由图可以看出，随着持液量的增加，反应进行得越彻底，塔顶得醋酸甲酯浓度越高，从持液量0.001到0.35 m3增加快速，当持液量大于0.35m3，塔顶醋酸甲酯质量分数基本不变，甲醇含量少量减少，但持液量过大时，会减少填料层的空隙和空气相流通的截面，使压降增加，处理能力下降，因此选择0.5m3，作为持液量。3.3.4进出口物料介质名称、组成和流量表3-2 进出口物料介质名称、组成和流量Units104122101103107DescriptionFromT0101P0104M0101P0101V0101ToP0105T0201T0101T0101T0101Stream ClassCONVENCONVENCONVENCONVENCONVENMaximum Relative ErrorCost Flow$/hrMIXED SubstreamPhaseLiquid PhaseLiquid PhaseLiquid PhaseLiquid PhaseLiquid PhaseTemperatureC56.14322-20.775163.902694589.12Pressurebar1.013251.013251.013251.013253.2424Molar Vapor Fraction00000Molar Liquid Fraction11111Molar Solid Fraction00000Mass Vapor Fraction00000Mass Liquid Fraction11111Mass Solid Fraction00000Molar Enthalpykcal/mol-103.043-84.6018-108.629-85.8916-94.7196Mass Enthalpykcal/kg-1430.06-2474.38-1799.1-1495.49-1429.33Molar Entropycal/mol-K-88.1648-46.2607-57.7737-76.1071-78.714Mass Entropycal/gm-K-1.22357-1.353-0.95684-1.32513-1.1878Molar Densitykmol/cum12.3240830.5229616.9134615.3696812.55489Mass Densitykg/cum888.01871043.6141021.224882.7367831.9964Enthalpy FlowGcal/hr-138.597-56.8129-74.6634-94.3948-21.8082Average MW72.0555634.1911160.3794157.4336366.26873Mole Flowskmol/hr1345.031671.5333687.32531099230.2395HOACkmol/hr0.189865258.3606668.105302.00E-17H2Okmol/hr19.20456413.04246.80219804.041811MEOHkmol/hr36.555240.1303430.017711435.07234.84466MEOACkmol/hr1284.9293.51E-060.114996663.7782187.7871C2H4Okmol/hr3.7144082.25E-111.09E-110.1498063.564609C4H6O3kmol/hr0.002882011.8503908.25E-23COkmol/hr00000H2kmol/hr00000EDAkmol/hr2.99E-121.75E-061.75E-0603.18E-43CH3Ikmol/hr0.0010774.31E-096.61E-0500.001011VACkmol/hr0.4349181.81E-140.43462500.000324NMPkmol/hr004.32E-3400Mole FractionsHOAC0.0001410.3847320.97203708.67E-20H2O0.0142780.6150740.00989700.017555MEOH0.0271780.0001942.58E-050.395880.151341MEOAC0.9553155.23E-090.0001670.6039840.815616C2H4O0.0027623.34E-141.59E-140.0001360.015482C4H6O32.14E-0600.01724103.58E-25CO00000H200000EDA2.22E-152.61E-092.55E-0901.38E-45CH3I8.01E-076.42E-129.62E-0804.39E-06VAC0.0003232.70E-170.00063201.41E-06NMP006.29E-3700Mass Flowskg/hr96916.9922960.4741500.2963119.5615257.68HOACkg/hr11.4018715515.2240121.4301.20E-15H2Okg/hr345.97547441.074122.5435072.81435MEOHkg/hr1171.3094.1764810.56749813940.651116.498MEOACkg/hr95186.790.000268.51882449172.3213911.16C2H4Okg/hr163.63149.89E-104.81E-106.599416157.0323C4H6O3kg/hr0.29424501209.80408.42E-21COkg/hr00000H2kg/hr00000EDAkg/hr4.37E-100.0002560.00025604.65E-41CH3Ikg/hr0.1528986.12E-070.00938600.143512VACkg/hr37.442241.56E-1237.4170900.027895NMPkg/hr004.29E-3200Mass FractionsHOAC0.0001180.6757360.96677507.86E-20H2O0.003570.3240820.00295300.004772MEOH0.0120860.0001821.37E-050.2208610.073176MEOAC0.9821481.13E-080.0002050.7790350.911748C2H4O0.0016884.31E-141.16E-140.0001050.010292C4H6O33.04E-0600.02915205.52E-25CO00000H200000EDA4.51E-151.11E-086.16E-0903.05E-45CH3I1.58E-062.67E-112.26E-0709.41E-06VAC0.0003866.79E-170.00090201.83E-06NMP001.03E-3600Volume Flowcum/hr109.138522.0009240.6377871.504418.33864Liquid Phase3.3.5 设计条件汇总表3-3 设计条件汇总表设计温度 130设计压力 Mpa0.112理论板数 45废水加料位置37回流进料37醋酸混合液加料位置5停留时间（持液量m3）0.5材料S316033.4 反应精馏塔结构参数设计3.4.1 反应器内件结构3.4.1.1概述塔内件是填料塔的组成部分，它与填料及塔体共同构成一个完整的填料塔。所有的塔内件的作用都是为了使气液在塔内更好地接触，以便挥发填料塔的最大效率和最大生产能力，故塔内件设计的好坏直接影响填料性能的发挥和整个填料塔的性能。另外，填料塔的“放大效应”，除填料本身固有因素外，塔内件对它的影响也很大。在70年代以前，由于塔内件的设计不够完善，一般在设计填料塔时往往需要留出50%的裕度。近20年来，对塔内件的研究与开发取得了很大的进展，使填料塔的设计与应用日趋完善。塔内件主要包括以下几部分：1）液体分布装置；2）填料支撑装置；3）液体收集再分布及出料装置；4）除沫装置3.4.1.2液体分布装置的选择为了减少由于液体不良分布所引起的放大效应，充分发挥填料的效率，必须在填料塔中安装液体分布器，把液体均匀地分布于填料层顶部。液体初始分布的质量不仅影响着填料的传质效率，而且还会对填料的操作弹性产生影响。因此，液体分布器是填料塔内极为关键的内件，分布器的种类比较多，选择的依据主要有分布质量、操作弹性、处理量、气体阻力、对水平度等许多方面。液体分布装置可分为：1、按分布器流体动力分：重力型液体分布器（孔型、堰型、压力型液体分布器，喷淋式、多孔管式）2、按分布器的形状分：管式、双层排管 、槽式、盘式、冲击式、喷嘴式、宝塔式、莲蓬式、组合式等。3、按液体离开分布器的形式分：孔流型、溢流型。4、按液体分布的次数分：单级、多级。5、按分布器组合方式分:管槽式、孔槽式、槽盘式液体分布器的作用是把液体在填料顶部或某一高度上进行均匀的初始分布或再分布，用来提高传质、传热的有效表面，改善相间接触，从而提高塔的效率。实验证明，在填料层内液体的流动不是均匀的注塞流，而是存在沟流、偏流、壁流现象。这将造成填料塔的放大效应及端效应，合理设计选用液体初始分布器及再分布器目的的是减少和防止填料塔的放大效应，从而减少 塔高和塔径，降低造价或操作费用。液体在填枓塔内的不良分布分为大规模和小规模的。小规模不良分布由填料层内液体沟流引起，大规模不良分布由液体分布器引起，会使整个塔的效率严重下降。试验表明：填料效率越高，液体分布质量对填料性能影响越大。例如.当液体分布质量达到50 %时，毎米填料理论板数等于20的填料，实际理论板数只有11.5块，而每米填料理论板数等于8的填料，实际理论板数只有5.5块。由于槽盘式填料分布装置可以将槽式与盘式液体分布装置的优点结合起来，结构紧凑。因此，综合考虑，选用槽盘式分布器，宽度为200mm：图3-11 槽盘式液体分布器装置图3.4.1.3填料支撑装置的选择 填料塔除了主体传质元件填料外，还有填料支承板，它与填料共同构成一个完整的填料塔，其作用是促进气液的均匀分布及良好接触，以便填料塔发挥出最大的生产能力和最高的效率。 对于填料支承板除了要有足够的强度外，还要求具有足够大的自由面积；对气液的流动阻力小；有利于气液的再分配；安装拆卸方便。确定填料支承板开孔面积的原则是，支承板开孔率必须大于填料层孔隙率，否则在支承区易构成“瓶颈”区，降低了整个填料塔的极限负荷。现代填料支承板的开孔面积通常占塔横截面积的70%100% ，开孔面积与结构、材质、塔径等有关；某些材质为陶瓷、碳钢、塑料制作的通用型支承板，开孔率也有小于65%的。金属支承板开孔率的下限值是80%，最好大到100%。为防止填料从开口漏出，支承板开口尺寸必须小于填料颗粒，且所有开口需均匀分布。圆孔直径为12.5mm，在支承板上加盖线网的办法是不可取的，有实践证明它会促进支承区液泛的产生，较好的方法是在支承板上先整齐排列高度约300mm尺寸较大的填料面后再堆积小填料。但绝不能将大填料散堆，以免大小填料混合面降低了孔隙率。支承板的材质应很好选择，结构和强度设计十分重要。一般讲所选材质的耐腐蚀能力应该比填料层更强，如有时尽管塔填料可用碳钢，但支撑板必须用不锈钢。因为即使是局部腐蚀也会降低板的支承强度，一旦形成空洞还会漏下填料。当塔内可能产生压力脉动时，承受冲击载荷是强度设计中要考虑的主要问题。对于易结焦的物料，在支承板底部排除滴流是非常重要的，因为滴下的液体会形成“钟乳石”状悬挂于底部。此外，支承板还应满足一般的经济技术要求，如材料省、重量轻、结构简单且有利于汽、液的均布、安装维修方便等。填料支承板必须具备下列功能：1、可靠地承受施加于其上的各种负荷；2、确保汽、液流畅通无阻；3、防止填料颗粒或碎片从板的开孔处漏出。因此，它不仅要有足够的机械强度，而且开孔率要高，开孔尺寸不能太大。支承板承受的载荷随床层结构和操作工况而异。液泛状态床层对支承板施加了最大的作用力，塔内可能产生的操作压力脉动亦会形成冲击力，此外其他内构件如填料压板、液体再分布器等也可能有些额外载荷。设计者需根据操作工况对诸因素作认真分析，尽可能准确地按最危险情况计算总载荷，进行结构和强度设计。在本设计中，选用格栅式支撑板，格栅式支承板是由一定数量栅条平行排列而成，为便于安装和使用常将栅条分组连接拼接成格栅块，再成块安装于支承面上，块的宽度宜小于人孔直径，以便从人孔送入塔内，塔径较大时栅条必须分段。下图表示由两段、16块组成的格栅式支承板，板搁置于其底部的支承环和中心支承梁上，宽度为100mm。图3-12 格栅式支撑板3.4.1.4液体收集装置槽盘式液体分布器，兼有集液和分液的功能，故不再需要多余的液体收集装置。3.4.1.5除沫装置的选择在蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体,虽然在分离室中进行了分离,但是为了防止损失有用的产品或污染冷凝液体,还需设法减少夹带的液沫,因此在蒸汽出口附近设置除沫装置。除沫器的形式很多,经常采用的形式可直接安装在蒸发器的顶部。国家标准：HG/T21618-1998结合丝网除沫器实际使用经验及引进先进技术修定而成，将原三个标准合并为一个标准，只分上装式、下装式。除沫器用于分离塔中气体夹带的液滴，以保证有传质效率，降低有价值的物料损失和改善塔后压缩机的操作，降低含水量，延长压缩机的寿命，一般多在塔顶设置除沫器。可有效去除35um的雾滴，塔盘间若设置除沫器，不仅可保证塔盘的传质效率，还可以减小板间距。所以丝网除沫器主要用于气液分离，亦可在空气过滤器上用于气体分离。当带有雾沫的气体以一定速度上升通过丝网时，由于雾沫上升的惯性作用，雾沫与丝网细丝相碰撞而被附着在细丝表面上。细丝表面上雾沫的扩散、雾沫的重力沉降，使雾沫形成较大的液滴沿着细丝流至两根丝的交接点。细丝的可润湿性、液体的表面张力及细丝的毛细管作用，使得液滴越来越大，直到聚集的液滴大到其自身产生的重力超过气体的上升力与液体表面张力的合力时，液滴就从细丝上分离下落。气体通过丝网除沫器后，基本上不含雾沫。分离气体中的雾沫，以改善操作条件，优化工艺指标，减少设备腐蚀，延长设备使用寿命，增加处理量及回收有价值的物料，保护环境，减少大气污染等。结构简单体积小，除沫效率高，阻力小，重量轻，安装、操作、维修方便，丝网除沫器对粒径35um的雾沫，捕集效率达98%99.8%，而气体通过除沫器的压力降却很小，只有250500Pa，有利于提高设备的生产效率。3.4.2 反应精馏塔外形尺寸3.4.2.1 塔直径与水力学校核我们采用的是ASPEN Radfrac模块中的Interactive sizing和Rating功能进行设计。图3-15圆整后水力学校核（rating）（1）精馏段选择填料MELLAPAK -250X。表3-4 精馏段水力学性能剖面表StagePacked height% Capacity (Constant L/V)Pressure dropmeter20.376.61940.00072230.676.45880.00071840.974.21190.000666选择填料MELLAPAK -250X。表3-5 精馏段水力学性能剖面表StagePacked height% Capacity (Constant L/V)Pressure dropmeterbar50.378.26410.00070960.677.93240.00069970.977.64980.00069181.277.38420.00068391.577.11830.000676101.876.84280.000669112.176.55760.000661（2）反应段填料与树脂催化剂复合后，由论文给出填料性能数据输入。表3-5 反应段水力学性能剖面表StagePacked height% Capacity (Constant L/V)Pressure dropmeterbar120.4476.22940.000957130.8875.93960.000946141.3275.67290.000937151.7675.42240.000928162.275.18330.000919172.6474.95170.000911183.0874.72380.000904193.5274.49650.000896203.9674.26660.000889214.474.03060.000881224.8473.7850.000874235.2873.52530.000866245.7273.24660.000857256.1672.94210.000849266.672.60360.000839277.0472.21970.000828287.4871.77480.000816297.9271.24740.000802308.3670.60680.000786318.869.80870.000767329.2469.38260.000748339.6867.78750.0007173410.1265.68180.000683510.5662.94530.000634361160.09090.000586（3）提馏段选择填料MELLAPAK -250Y。表3-6 提馏段水力学性能剖面表StagePacked height% Capacity (Constant L/V)Pressure dropmeterbar370.347.33670.000403717380.645.70980.000383424390.945.6140.000383132401.245.79880.000385817411.546.4170.000394116421.848.12740.000417325432.152.27530.000475737442.460.41990.000601729可以看到，每一块塔板的能力因子都在0.40.8以内，因此，该填料塔的负荷性能符合标准。图3-16 水力学性能图（4）总结表3-7 总结ValueUnitsNumber of Trayed/Packed stages43Total height20.6meterDiameter3.9meterTotal head loss (Hot liquid height)0.43468meterTotal pressure drop0.03879barNumber of sections4Number of diameters13.4.2.3 填料层高度计算（1）精馏段高度填料等板高度HETP为0.3m，塔板数为11，高度为3.3m。Z=1.31.5Z=4.5mZZ=1.36最终精馏段高度为 3.3m（2）反应段表3-8理论板上温度与液相EDA流率、转化率塔板数温度T/甲醇流率F/(kmol/h)甲醇转化率1271.709647.2140.0621371.642550.3260.0581471.569453.4210.0521571.505656.3370.0471671.449759.1110.0431771.399861.7880.0411871.354664.4100.0391971.313167.0120.0382071.274569.6300.0372171.238172.3010.0372271.203475.0650.0372371.169877.9660.0382471.136481.0570.0402571.101984.4040.0422671.064188.0920.0452771.018992.2390.0492870.958897.0120.0552970.8699102.6590.0633070.7267109.5790.0753170.483118.4570.0933270.0543130.5590.1203369.287148.4180.1653467.9111177.6410.2373565.5342232.8620.3473662.0656356.5320.653拟合得到温度与流率，转化率间的关系：拟合得到甲醇流率与温度间的关系：F = 510 e-0.442TR = 0.9775EDA转化率与温度间关系：X = 0.0008T6 - 0.2893T5 + 45.549T4 - 3824.6T3 + 180624T2 - 56T + 57R = 0.9993填料段微元z与z+dz之间的甲醇反应量：RdV串联的气相扩散速率与反应速率相等，即：dF=RdVR=-r=5.0235307107exp-52275.948.314TCMEOH0(1-x)(CHAc0-CMEOH0(1-x)-2.1653107exp-58785.6368.314TcMEOH02x2R反应速率，kmol/(m3s)dF=d 510 e-0.442T=FdT=-5.0235307107exp-52275.948.314TCMEOH0(1-x)(CHAc0-CMEOH0x)+2.1653107exp-58785.6368.314TcMEOH02x2dV59.85465.458-FdT5.0235307107exp-52275.948.314TCMEOH0(1-x)(CHAc0-CMEOH0x)-2.1653107exp-58785.6368.314TcMEOH02x2=0VdV其中：X = 0.0008T6 - 0.2893T5 + 45.549T4 - 3824.6T3 + 180624T2 - 56T + 57计算出V为32.68m3以催化剂装填系数0.3计算，需要催化剂高度为9.1m，考虑到催化填料高度一般为220cm，因此反应段高度为13.2m，分三段。（3）提馏段HETP为0.5m，塔板数为8，高度为4m。Z=1.31.5Z=5.5mZZ=1.4提馏段高度为5.5m最终塔高为 22m，分 5段。3.4.2.4 塔顶空间设计塔顶空间高HD：塔顶空间高度的作用是安装液体分布器和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取1.01.5m，本设计中取HD=1.0m。3.4.2.5 塔底空间设计塔底空间具有储存槽以及开