3-反应器设计说明书

万达石化东营港分厂年产15万吨醋酸乙烯项目 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万达石化东营港分厂年产15万吨醋酸乙烯项目反应器设计说明书设计单位：长沙理工大学设计团队：Leaper团队指导老师：黄灵芝 黄朋勉 李丽峰 张跃飞 戴益民 团队成员：陈春华 陈旭强 蒋猷亮 黄佳美 王伟涛2019年7月25日 长沙理工大学Leaper团队目录第一章5第二章 反应机理及动力学62.1 反应机理62.2 动力学方程72.3 主要副反应及动力学方程8第三章 催化剂特征、失活及再生方法93.1 催化剂93.1.1 催化剂的组成93.2 催化剂的制备93.2.1 催化剂的结构93.2.2 催化剂的制备103.3 催化剂失活11第四章 反应器设计思路说明124.1 反应器类型选择124.1.1 反应器概述124.1.2 本厂反应器选择164.2 工艺条件的选择174.2.1 反应温度的影响184.2.2 反应压力的影响184.2.3 空速的影响194.2.4 原料气配比的影响204.3 反应器设计计算214.3.1 反应器进出物料信息214.3.2 设计选材254.3.3 设计数据和工作参数254.3.4 基本物性数据254.4 反应器模拟模型构建274.4.1 床层对外的径向换热项284.4.2 浓度分布方程284.4.3 温度分布方程284.4.4 数学模型方程参数284.4.5 催化剂床层压降Pb294.4.6 分布板的压降304.4.7 孔数和孔径的确定314.4.8 壳程相关数据计算314.4.9 传热面积核算334.5 反应器内部构件设计354.5.1 反应器筒体壁厚计算354.5.2 封头壁厚374.5.3 挡流板设计384.5.4 接管的设计384.5.5 支座与附件设计394.5.6 拉杆设计404.5.7 接管法兰404.5.8 容器法兰414.5.9 管板设计424.6 反应器设计结果汇总434.7 反应器设备条件图444.8 反应器强度校核44反应器的设计说明书第一章化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的催化剂装置，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，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效果，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，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。反应器的设计主要内容包括：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。本项目主要涉及到的反应器有醋酸乙烯反应器，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。第二章 反应机理及动力学由乙烯气相合成醋酸乙烯的反应是在以硅胶为载体，金属钯、金及醋酸钾为活性组分的催化剂上进行的，该反应涉及到一系列的平行反应，形成了复杂的反应网络。简化可得，乙烯和醋酸第一步发生氧化反应生成醋酸乙烯，同时乙烯和醋酸可分别被氧化成CO2，第二步反应为乙烯和醋酸反应生成醋酸甲酯、醋酸乙酯、丙烯醛和二醋酸乙二醇酯。具体反应方程式如下： 2.1 反应机理（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： （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：上述诸反应中，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）与（5）的进行，同时可防止钯凝聚。（4）由于反应（1）、（4）所生成的Pd-H和Pd-OH而生成水金具有防止钯凝聚并能使钯的分散状态保持良好的效果。可以认为对催化剂的活性和寿命都具有一定的效果。适宜于催化剂细孔径分布的硅胶载体，对于催化剂的活性、强度和耐酸性有利。2.2 动力学方程关于乙炔气相法生产醋酸乙烯的动力学在国内已经有较多报道。但这些文献的报道大部分集中在乙炔气相法制备醋酸乙烯，研究乙烯气相法制醋酸乙烯的动力学的文献较少。且文献提出的动力学方程形式各不相同。 联邦德国拜耳公司的拜耳法，详见动力学文件 （2-1）其中： 将所有常数代入到（2-1）式子中得到：单位：符号意义：VA：醋酸乙烯通过运算得到最终动力学数据方程：方应项动力学因子活化能rVA7.9510-515kJ/mol推动力项：Forward reactionComponentExponentC2H40.36CH3COOH0O20.22.3 主要副反应及动力学方程乙烯发生燃烧反应： 动力学方程为：其中： （2-2）将所有常数代入到（2-2）式子中得到：单位：通过运算得到最终动力学数据方程：方应项动力学因子活化能rCO22.2510-421kJ/mol推动力项：Forward reactionComponentExponentC2H4-0.31O20.82第三章 催化剂特征、失活及再生方法3.1 催化剂本反应选用CTV-VI型催化剂3.1.1 催化剂的组成活性组分为贵金属钯和金，组分金的作用是防止活性组分钯产生氧化凝聚，使钯金属在载体上有一个良好的分布状态。助催化剂为醋酸钾，醋酸钾的作用是帮助醋酸在钯上的缔合，促进物理吸附的醋酸离解和放出氢原子，减弱钯-氧键的结合，促进醋酸-钯的分解，抑制深度氧化，以提高反应的选择性。载体为硅胶，硅胶能够承载活性组分及助催化剂，使其在载体表面上呈高度分散状态，且能长时间地耐醋酸腐蚀，并不会发生物理和机械性能的变化。 催化剂规格如下：形状外表呈灰白色，剖面为“三层环”分布球形颗粒粒度(mm)6假比重（kg/m3）833孔容积（ml/g）0.62堆积密度(kg/m3)500比表面(m2/g)100金含量(g/L)1.4钯含量(g/L)3.2醋酸钾含量(g/L)29.03.2 催化剂的制备3.2.1 催化剂的结构CTV-VI型催化剂为球形颗粒，最外面一层为灰色表皮，厚度约100m；中间的第二层为钯、金集中处，形成一黑色环，环厚为500700m；最里面的第三层为呈浅土黄色的硅胶载体。图3-2 催化剂剖面结构图3.2.2 催化剂的制备用粗孔硅胶经高温干燥后，磨成粉末，并制成直径为56mm的圆球，经打光干燥，焙烧，过筛，扩孔，洗涤，干燥，选粒及热处理，得到成品载体。（1）氯化钯溶解在盐酸中制成氯钯酸：（2）氯钯酸用碳酸氢钠中和：（3）陈化、固定：（4）联氨还原：其中在以上步骤基础上，严格控制载体的酸度和制备条件，使金属组分的夹心层薄壳分布更趋合理化，并用X射线或电子探针分析金属层中各组分的含量。拜耳公司还采用在碱陈化完成后，立即用正好浸没载钯颗粒的水量，浸泡催化剂2h，然后测定浸泡水的pH值，并定义该pH值为pH（k），pH（k）值一般在79范围内，而以7.58.5为最好。3.3 催化剂失活一般催化剂失活是活性组分流失或表面结炭所致，而CTV-VI型催化剂失活是由于钯-金粒子发生凝聚，活性中心减少所致。见表3-1表3-1 反应前后CTV-VI型催化剂粒子分布情况引起金属粒子凝聚的原因很多，其中主要原因是随着反应时间的增长，催化剂的内孔径减小，比表面下降，扩散阻力增大，使反应过程中生成的主、副产物不能迅速的从催化剂活性中心脱吸，反应热不能有效传递，使得活性中心温度升高，加速了钯-金粒子的凝聚，是催化剂的活性和选择性逐步下降。另外，在反应过程中，醋酸钾会不断的流失，导致醋酸钾的流失和补加过程不平衡，以及硫、氯、乙炔、一氧化碳等毒物也会导致催化剂的失活。第四章 反应器设计思路说明4.1 反应器类型选择4.1.1 反应器概述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”现象表1-1 部分反应器特性4.1.1.1 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 2-1)。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 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。 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。4.1.1.2 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。常见的流化床如下图 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。4.1.1.3 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。如下图2-6所示图2-6移动床吸附器4.1.2 本厂反应器选择乙烯气相氧化为醋酸乙烯的反应为放热反应，且为了防止二次反应乙烯的燃烧发生，因此在低温下操作对反应有利，在保证反应速率的情况下，使得反应能在较低的温度下进行，从而使反应进行的程度更大。乙烯、醋酸与氧气按一定的比例加入反应器中，整个反应过程保持温度恒定，以保持一定的反应速率。且在某适宜的温度下进行反应，可以增大目标产物的选择性，抑制副产物的生成。由于反应物全是气体，故整个氧化反应是均相反应过程，并采用钯-金醋酸钾固体催化剂，则选择固定床管壳式反应器。并且反应所用的催化剂不需要频繁更替，从而克服了固定床反应器的缺点。采用固定床管壳式反应器，可使得催化剂机械损耗小，且降低了催化剂的用量，同时，在此反应器中，反应器造成的返混小，流体与催化剂可进行充分接触，反应转化率高。固定床管壳式反应器结构简单，设备费用低。4.1.2.1 换热方式本工段需要对反应器温度进行控制，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。对于乙烯气相反应器的温控措施，采用反应物料走管程，冷却介质走壳程的方式，两股物料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，确定其反应过程中需要的换热面积。4.1.2.2乙烯气相氧化反应器结构简介醋酸乙烯合成反应器类型为换热式固定床催化反应器，如图2-7所示，其外形类似列管式换热器，管内装催化剂，管间通换热介质（或载热体）以移出管内反应产生的热量。换热介质应性质稳定、无腐蚀、热容大、廉价等，根据本反应操作温度范围及热效应大小，选择的换热介质为138、0.387MPa饱和水。气固相固定床催化反应器的优点较多：（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看成是理想置换流动，因此反应物浓度高，化学反应速率较快，在完成同样生产任务时，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）催化就不易磨损，可以较长时间连续使用；（4）适宜于高温高压条件下操作；4.2 工艺条件的选择乙烯气相氧化生成醋酸乙烯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收率产生较大影响。使用贵金属催化剂，由乙烯、氧气和乙酸合成乙酸乙烯的主要工艺条件的控制指标为：反应温度： 反应压力： 空间速度： 原料气组成：乙烯，氧气，乙酸，二氧化碳，水。4.2.1 反应温度的影响反应温度对选择性、空时收率及出口气中氧气和二氧化碳含量有一定关系。当选择操作温度比较低时，则反应速率下降，虽然反应的选择性较好，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，由于乙烯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，而一氧化碳的存在使得催化剂的活性减退，这样必然使得空时收率产生明显下降。因此，乙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，为了保证一定的空时收率，需要相应地提高操作温度。4.2.2 反应压力的影响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。由于本反应是摩尔数减少的反应，所以增加反应压力，即加大反应物的分压，有利于加快反应速度，从而提高空时收率。反应压力与空时收率关系如表3-5所示然而，随着压力的升高，设备的投资费用也相应增加，这样从经济和安全两方面综合考虑，一般生产中采用的反应压力为(表压)。表3-5 醋酸乙烯合成反应压力与空时收率和乙烯选择性的关系4.2.3 空速的影响为了使催化剂有较高的活性、选择性和良好的传热效果，选择适宜的空速十分重要。资料表明，乙烯的单程转化率随着空速的减小而提高，选择性则随着空速的减小而下降。从工业角度考虑，空速太低，空时收率下降，即产量减少。当空速增大，乙烯的单程转化率虽有下降，但由于选择性增加和单位时间内反应气体量的增加，使得空时收率提高，且在高空速下，传热效果得到改善，操作稳定性也提高。但当空速过大时，由于接触时间过短，原料气未能在催化剂上得到充分地反应，转化率大大降低，不利于工业生产。对于Pd-Au-KOAc-硅胶催化剂，在反应温度为145-185内，压力与最佳空速关系如下表3-6表3-6 醋酸乙烯完成反应的压力与相应的最佳空速4.2.4 原料气配比的影响原料配比的确定，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3-6所示。原则上说，物料配比应使其落在爆炸极限之外。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，乙烯的单程转化率一般控制在，乙酸的单程转化率约，氧气的转化率在，反应选择性，空时收率在280300kg/(m3h)。组分在空气中的爆炸极限，%（vol）乙烯2.7436.95乙酸4.017.0醋酸乙烯2.613.4表3-6 相关物质的爆炸极限（1）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:l (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，大致为C2H4：O2=915：1。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，而一氧化碳会使得催化剂活性明显下降表3-7 不同压力下醋酸乙烯合成反应的乙烯与氧的摩尔比（2）醋酸的配比：一般来说，醋酸对氧的比例增加，在一定范围内，空时收率提高，而醋酸转化率则明显下降，如下表3-8表3-8 醋酸配比对反应的影响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。工业化生产中，采用的原料配比为乙烯：氧：醋酸=9:1:4。操作压力为784.5kPa(8kgf/cm2) (表压)。（3）系统中水和二氧化碳量当系统内有适量的水存在，能保持催化剂维持较高的活性。在工业生产当中使用含水的乙酸，通常控制反应气体混合物中水的含量在6%（mol）。原料乙酸中含有少量的水，除有利于催化剂发生效用外，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，这个组分必然存在于反应气体当中。适量的二氧化碳存在可有效地抑制乙烯的完全燃烧反应，并且由于它的存在，可以使爆炸范围变窄。因此，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。4.3 反应器设计计算4.3.1 反应器进出物料信息反应器进口反应器出口介质名称乙烯原料气醋酸乙烯出料气温度（）148.256150压力（bar）87.84摩尔汽相分率11摩尔流量（kmol/h）2128.722072.04C2H41200.011082.13O293.22622.686CH3COOH350.00239.414N20.0500.0500VAM0.3729110.638CO2460.167469.531C2H60.049990.04999H2O23.421143.094CH3CHO1.4224.1347EGDA1.572E-050.01087EAC1.798E-060.10852MAC3.135 E-040.1631C3H4O3.099 E-040.03286MEA3.113E-053.1127E-05摩尔分率C2H40.56370.5223O20.04380.01095CH3COOH0.16440.1155N22.3488E-052.4131E-05VAM1.752 E-040.05340CO20.21620.2266C2H62.3484E-052.4127E-05H2O0.01100.06906CH3CHO6.6791 E-041.9946E-03EGDA7.3865E-095.2447E-06EAC8.4466E-105.2372E-05MAC1.4728E-077.8708E-05C3H4O1.4558E-071.5861E-05MEA1.4623E-081.5023E-08表4-2反应物进出物流信息表4.3.1.1 装填催化剂的量由管径为34mm，管数为5100根，管长为7.6m，催化剂装填高度为7.5m可以算得反应管总体积为：，在反应器内加入34.7m3的催化剂，反应管内催化剂的充填密度为833kg/m3。每根列管的充填量=换算到每根列管应加入的催化剂重量：空间速度的确定，以催化剂层入口的气体线速LV为0.75m/s来决定。计算如下： 式中：SV空间速度（h-1）； LV气体线速（m/s）； H催化剂平均填充高度（m）； P1、T1标准状态下的压力和温度； P2、T2标准状态下的压力和温度。由于该反应器进口压力为9bar（绝压），进口温度为148.3，催化剂的平均填充高度为7.50m。则：停留时间：4.3.1.2反应器列管数及壳体直径选用长为7.6m，管径的列管，催化剂装填高度7.5m，装填催化剂的体积为34.7m3。计算所需列管数 ： 列管数圆整为5100根反应管采用正三角形排布，管心距t一般取反应器外径do的1.251.5倍，这里用焊接法管束排列如下：t， ，壳程直径壳程直径圆整成4.0m。4.3.1.3 反应器的高度固定床催化反应器反应管内径为di=34mm,管外径为do=38mm，管长L=7.6m。反应器列管数为5100根。筒体顶部空间：根据压力容器手册，H1=1m;筒体底部空间，根据压力容器手册，H2=1m;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：上下封头选用标准椭圆形封头，取其形状系数K=1，。外径Do=4000mm，则其圆边高度。壁厚为封头厚度18mm，则直边高度=40mm。则H3=1000+40+18=1058mm。反应器的裙座考虑使用圆筒型裙座，长度H4为4m。总高度H=7.6+1+1+1.058+4=14.66m。4.3.2 设计选材考虑到使用温度、耐酸、许用应力、价格、供货情况和材料的焊接性能等，在设计中选：列管（316L），管板（Q345R）、封头（316L）、筒体（316L）、法兰（316L）、支座（Q345R）和折流板（Q345R）。4.3.3 设计数据和工作参数醋酸乙烯年产量150kt原料配比C2H4:O2:CH3COOH=13.75:1:3.75年工作时间8000h空速2100h-1反应温度150反应选择性92%反应压力8bar空时收率280 kg/(m3h)设计温度165设计压力8.8bar4.3.4 基本物性数据4.3.4.1 相对分子质量M（g/mol）乙烯乙酸醋酸乙烯二氧化碳氧气水氮气28608644321828进料混合物的平均相对分子质量出料混合物的平均相对分子质量4.3.4.2 密度 kg/m3（150，8bar）乙烯乙酸醋酸乙烯二氧化碳氧气水临界温度Tc（K）282.34590.7519.2304.19154.58647.13临界压力Pc（MPa）5.0415.784.1857.3825.04322.055临界压缩因子Zc0.28150.2010.2640.2740.2880.229偏心因子w0.0850.2010.3380.2280.0220.345进料：平均相对分子质量：临界压缩因子： 查图得： 进料混合物密度： 出料：平均相对分子质量：临界压缩因子： 查图得： 出料混合物密度：4.3.4.3 粘度（uPas）（150，8bar）乙烯乙酸醋酸乙烯二氧化碳氧气水14.010.611.120.527.114.4进口物料混合物的粘度出口物料混合物的粘度4.3.4.4 比热容Cp kJ/(kgK) （150）乙烯乙酸醋酸乙烯二氧化碳氧气水2.0003.1631.6090.9820.9522.759根据AspenPlus模拟数据得到：进料口的混合物的比热容为出料口的混合物的比热容为4.4 反应器模拟模型构建此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柱塞流反应器，从而得到简化的拟均相一维模型。4.4.1 床层对外的径向换热项 式中：q-传热通量； -反应管壁传热系数； T-反应温度； -反应管壁温度。4.4.2 浓度分布方程 式中：-组分A的质量分数； l-床层高度，m； -反应床层截面积，m2； G-原料混合物的质量流量，kg/h； -反应床层的堆积密度，kg/m3。4.4.3 温度分布方程 式中：-反应物料的平均质量定压热容，； -反应热效应，。4.4.4 数学模型方程参数质量流量G=78426.2kg/m3进出口平均比热容反应器进口体积流量取管内流速ui=0.53m/s，内径di=0.034m, TW=393K, 进出口平均密度进出口平均黏度雷诺准数径向有效热导率反应管壁传热系数传热通量4.4.5 催化剂床层压降Pb 式中： p-压力，Pa； -床层孔隙率； -修正的摩擦系数； H-床层高度，m； -流体密度，kg/m3； -流体的绝对黏度，； -空塔线速，m/s； dp-催化剂颗粒直径，m； a、b-系数，采用Ergun提出的数值，a=1.75,b=150。其中：dp=0.006m， =8.691kg/m3， =1.0m/s， =， ； 压降小于入口压力（8bar）的15%，符合常理。4.4.6 分布板的压降 分布板的压降(Pa)可用下式表达： 式中：u-操作孔速，m/s；-分布板的开孔率；-气体密度，kg/m3； -分布板的阻力系数，一般为1.52.5，对于侧缝帽分布板为2；理想的气体分布板压降必然是同时满足均匀布气和具有良好稳定性这两个条件的最小压降。4.4.6.1 均匀布气压降Richardson 建议分布板的阻力至少应是气流阻力的100倍，即：pd,c100pe4.4.6.2 稳定性压降Agarwal等指出，稳定性压降应不小于列管式固定床层压降的10%，即：并且在任何情况下，其最小值约为3500Pa。由此，分布板的最小压降可表示为：这里，均匀布气压降就成为次要问题，只考虑稳定性压降就可以了。所以： 因为，所以=3500Pa。4.4.7 孔数和孔径的确定取孔径，则孔数：，其中：，在分布板中心部分按等边三角形排列，这样每一圈是正六边形，最外23圈为同心圆排列，同心圆与正六边形之间的大空隙处，适当补加一些孔。设孔间距为s，有公式，则取锥帽外径40mm，则实际排孔数2915个，此时校核分布板开孔率和分布板压降：，满足要求。4.4.8 壳程相关数据计算4.4.8.1 壳程换热介质流量计算由AspenPlus模拟得到反应器的热负，换热介质为140，0.387MPa的加压水，出口水蒸汽温度为142，0.392MPa。在142发生相变。查水的物理性质得到如下数据：在142，0.384MPa下饱和水蒸气的比热容Cp=4.292kJ/(kgK），汽化潜热r=2143kJ/kg，饱和液体水的密度=924.3kg/m3，用带有相变的冷流体的热量计算公式（且相变比例为0.05）：，代入数值算得：4.4.8.2 壳程阻力损失运用埃索法，其计算壳程压降公式如下：式中：FS-壳程结垢校正系数，对液体可取FS=1.15，对气体或蒸汽可取FS=1.0； F-管子排列方式对压降的校正系数，正三角形排列F=0.5，正方形斜转45，F=0.4，正方形直列F=0.3； fo-壳程流体摩擦系数，当Reo500时，其中； -水平管束在垂直列上的管数，当管子按正三角形排列时，有，当管子按正方形排列时，有（其中，n为反应器的总管数）； NB-折流挡板数； B-折流挡板间距，m； -按壳程最大流动截面积计算的流速，m/s。其中：折流挡板间距B=0.6m管束中心线管数壳程流动面积壳程流体速率雷诺准数壳程流体摩擦系数流体密度=924.3kg/m3，壳程结垢校正系数FS=1.15，管子排列方式对压降的校正系数F=0.5，壳程数NS=1。 所以，故满足工艺要求。4.4.9 传热面积核算（1）由于该反应器内发生的是强放热反应，需要移走热量，故床层是被冷却，那么固定床对壁给热用此式计算：式中：i-流体导热系数，W/(mK)；dp-催化剂粒径，m；-流体的粘度，Pas；di-列管内径，m；G-流体的表观质量流速，kg/(m2s)；-流体密度，kg/m3；ui-流体流速，m/s。其中：i=0.04245 W/(mK)， dp=0.006m，=15.3410-6 Pas，di=0.034m，=8.691 kg/m3， ui=0.53m/s， G=0.538.691=4.6062kg/(m2s)。则床层对壁给热系数：（2）载热体与壁面传热系数由Kern计算壳程对流传热系数式中：-管外流体热导率，；-管间传热当量直径，m；-壳程流速，m/s；-壳程流体密度，；-流体比热容，；-流体黏度，。其中：，o=924.3kg/m3， Cp=4292J/(kgK)，uo=0.206m/s。为壳程的当量直径，我们选择的是正三角形的排列形式，因此壳程的当量直径为：则：（3）污垢热阻的取值对于管内污垢热阻，管内流动的是蒸汽，查得工业用气体的壁面污垢热阻。对于管外污垢热阻，管外流动的主要是加压水，小部分的饱和水蒸气，查得工业用液体的壁面污垢热阻。（4）总传热系数的计算（以内表面为基准）列管选用不锈钢316L，查得GB得到其在150下导热系数：=15.1W/(mK)。以内管表示的总传热系数K为：其中：， ， ，=15.1W/(mK) ，管壁厚度 ， ，则总传热系数：（5）传热面积的核算进口物料温度为148.3，出口温度为150进口水温度为140，出口水温度为142，换热方式为逆流传热。所需要的换热面积为： 总换热面积为： 该换热考虑了污垢热阻，且反应器需要保持恒温条件，因此换热面积满足要求。4.5 反应器内部构件设计4.5.1 反应器筒体壁厚计算醋酸乙烯合成反应器的管程设计压力为8.8bar，设计温度为165，体系中含有醋酸等腐蚀性酸，因此需要在选用材料上考虑对于醋酸的耐蚀性。最终采用316L不锈钢作为醋酸乙烯合成反应器的材料。壳程设计压力为4.2bar，设计温度为170，内径Di=4000mm，材料为316L，腐蚀裕量按每年0.1mm的腐蚀量，计20年腐蚀裕量C2为2mm，全部无探伤，故取焊缝系数为1。查化工设备设计基础得到：反应器为内压容器，其壳体厚度按计算公式： 式中：壳体计算厚度，mm；操作时可能的最大压力，无安全泄放装置情况，内压容器取=(11.1)，MPa；材料在操作温度范围内的许用应力，MPa；焊接系数，100%无损检测下，单面焊缝取0.9，双面焊缝取1，这里用双面焊缝，所以焊接系数为1：为筒体内径，该筒体内径为4000mm；腐蚀裕量，按每年腐蚀0.1mm，计20年腐蚀量为2mm。假设筒体壁厚在260mm，查GB713得到，在170下筒体316L材料的许用应力。筒体操作时可能的最大压力为0.88bar。则： 取壁厚负偏差C1为0.3mm，因此：该计算出来的壁厚需要经过强度校核，一般由水压试验进行校核。试验压力计算如下： 式中：设计压力p=0.88bar，试验温度下的许用应力，设计温度下的许用应力。压力校核公式为：其中有效厚度为。压力校验通过需满足下式：显然压力校核通过，因此耐压试验强度通过。4.5.2 封头壁厚上封头厚度计算公式：式中：壳体计算厚度，mm；操作时可能的最大压力，无安全泄放装置情况，内压容器取=(11.1)，MPa；材料在操作温度范围内的许用应力，316L系列钢在设计温度下的许用应力；焊接系数，100%无损检测下，单面焊缝取0.9，双面焊缝取1，这里用双面焊缝，所以焊接系数为1：为筒体内径，该筒体内径为4000mm；腐蚀裕量，按每年腐蚀0.1mm，计20年腐蚀量为2mm。设计厚度：名义厚度：。筒体厚度和封头厚度一致。，符合要求（GB150）。下封头同理名义厚度。4.5.3 挡流板设计在这个列管式反应器中，我们采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：折流板最小间距不宜小于圆筒内径的1/5且不小于50mm，本折流板间距取圆筒内径的1/5，即折流板间距B=0.2D=800mm，则折流板数量：最终折流板数量圆整为9块，且折流板厚度为20mm。4.5.4 接管的设计4.5.4.1 反应器原料进料管根据Aspen Plus流程模拟结果得到反应器进口的总体积流量Vi=8792.5m3/h，进入反应器的气体流速取20m/s，管的直径为： 采用不锈钢无缝钢管，根据GB/T 14976-94，选用钢管公称直径为DN=400mm，外径为426mm，壁厚为14mm的钢管，即的进料管。4.5.4.2 反应器产品出料管根据Aspen Plus流程模拟结果得到反应器进口的总体积流量Vo=8884.7m3/h，进入反应器的气体流速取20m/s，管的直径为：采用不锈钢无缝钢管，根据GB/T 14976-94，选用钢管公称直径为DN=400mm，外径为426mm，壁厚为14mm的钢管，即的进料管。4.5.4.3 换热介质进口 换热介质进口为液态水，质量流量WC=383164kg/h，则体积流量VC=0.115m3/s，取流速为1.0m/s，管的直径为：采用不锈钢无缝钢管，根据GB/T 14976-94，选用钢管公称直径为DN=400mm，外径为426mm，壁厚为18mm的钢管，即的进料管。 4.5.4.4 换热介质出口换热介质出口水蒸汽Wg=0.05WC=19158kg/h，则体积流量为Vg=2.57m3/s，取流速为22m/s，则其通过截面积；液态饱和水Wl=0.95Wc=364006kg/h，则体积流量Vl=0.11m3/s，取流速为0.9m/s，则其通过截面积为，则S=Sl+Sg=0.117+0.122=0.240m2，设置两个出口，则截面积约为0.120m2，则管的直径为：采用不锈钢无缝钢管，根据GB/T 14976-94，选用钢管公称直径为DN=400mm，外径为426mm，壁厚为14mm的钢管，即的进料管。 4.5.5 支座与附件设计选用圆筒型裙式支座，材质为Q345R，裙座与塔体的连接采用对接式焊接，裙座筒体外径为4000mm，厚度为16mm，高度为4000mm，地脚螺栓的结构选择外螺栓作结构形式，螺栓规格为M726，个数为25个。对于直径大于1500的裙座，须在裙座内外侧均敷设防火层，防火材料为石棉水泥层。裙座上开2个人孔方便检查，选择公称直径为500mm的人孔。4.5.6 拉杆设计拉杆直径与换热管外径关系如下表4-3：表4-3换热管外径d10d1414d2525d57拉杆直径do101216拉杆数量与公称直径的关系如下表4-4：表4-4拉杆直径do/mm热交换器公称直径DN/mm4004007007009009001300130015001500180018002000200023002300260010461012161824324012448101214182428164466810121416拉杆直径do/mm热交换器公称直径DN/mm260028002800300030003200320