3-2反应器设计说明书

“上海赛科”年产10万吨醋酸乙烯酯项目反应器设计说明书反应器设计说明书目录第一章 设计概述1第二章 醋酸乙烯酯合成反应器类型选择22.1设计目标22.2反应器选型22.2.1反应器类型22.2.2反应器类型确定6第三章 催化剂的选择83.1 醋酸乙烯酯催化剂的发展83.2 CTV型催化剂8第四章 反应动力学、热力学分析104.1 反应动力学分析104.1.1 反应方程式104.1.2 反应机理104.1.3 反应动力学方程114.2 反应热力学分析12第五章 反应条件的选择135.1 反应温度的选择135.2 进料比的确定135.3 反应压力的确定13第六章 醋酸乙烯酯合成反应器初步设计146.1 反应器模拟数据146.2 反应器体积计算146.3 反应器尺寸设计176.3.1 反应器列管长度和数目计算176.3.2 催化剂床层压力降核算186.3.3 反应器多物理场耦合验证196.3.4 反应器内径及长度计算226.4 反应器热量衡算246.4.1 取热介质选择及用量256.4.2 换热面积校核256.5 反应器结构设计276.5.1 反应器封头选取276.5.2 反应器气体分布器设计276.5.3 反应器支座设计286.5.4 反应器接管设计286.5.5 反应器拉杆设计306.5.6 反应器连接结构设计306.5.7 裙座选取316.5.8 保温层316.6 反应器结构参数汇总316.7设备装配图33第七章 反应器强度校核3481 郑州大学物以烯为贵团队第一章 设计概述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。本项目为醋酸乙烯酯合成项目，以总厂在上海赛科石油化工有限责任公司（简称：上海赛科）的乙烯，以及上海吴泾化工有限公司的醋酸为原料。所有的废水、废气均采取了可行的处理方法进行处理，处理后的废水、废气可以达到国家标准规定的排放指标。本项目的大部分固体废物可综合利用，需要进行堆放的固体废物中不含有毒有害物质，可以直接堆放。因此本项目符合清洁生产的要求。此工艺涉及到的反应器为醋酸乙烯酯合成反应器，下面对该反应器进行了结构选型，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。第二章 醋酸乙烯酯合成反应器类型选择2.1设计目标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。2.2反应器选型2.2.1反应器类型乙烯法制醋酸乙烯酯是强放热反应，并且为气固催化反应。本设计的主要反应均为由固体催化剂催化的气相反应，常见的气固相反应器主要有固定床、流化床和移动床三大类。2.2.1.1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：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。2.2.1.2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。在用于气固相系统时，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、酶催化等催化反应过程，称为流体相加工过程。如下图2-5常见的流化床所示：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：a.可以实现固体物料的连续输入和输出；b.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。c.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。 d.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相接触变差，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。e.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，气体与固体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，控制温度是关键。2.2.1.3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2.2.1.4各类反应器区别固定床可以处理高灰分，高灰熔点的煤，投资小，环保差、气流床产量最大，但对煤种有一定要求；由于硫化床的压力加不上去，故推广受限。这三种床的设计中最为关键的就是设计床体，现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。2.2.2反应器类型确定乙烯与醋酸氧化成醋酸乙烯酯的反应为放热反应，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。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CTV-型固体催化剂，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，从而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。2.2.2.1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VAC合成反应器的温控措施，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。2.2.2.2VAC合成反应器结构简介VAC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127、0.23MPa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；图2-7 VAC合成氧化反应器示意图第三章 催化剂的选择催化剂是醋酸乙烯酯生产技术的核心。自第一套醋酸乙烯酯装置投产以来，各国为提高催化剂的活性、强度和选择性作了大量的研究工作。对于乙烯气相法所采用的催化剂，目前的研究热点在于通过载体、活性组成改变方面的改进来提高催化剂的选择性，延长其使用寿命。3.1 醋酸乙烯酯催化剂的发展1960年俄国人Moiseev首先提出氯化钯、乙酸钠无水系统中乙烯合成乙酸乙烯的可能性，1965年英国ICI公司建成以乙烯、氧气和乙酸为原料，以氯化钯氯化铜系统为催化剂的液相法生产装置。 1971年，Somanos等研究了SiO2以及Al2O3上负载的纯钯催化剂的性能，发现醋酸乙烯酯的选择性达到 80%90%。此后，对于乙烯气相法，人们发现比起纯钯催化剂，加入另外一种金属的双金属催化剂催化性能更好，随即开发出Pd-Au、Pd-Pt、Pd-Cd等负载型双金属催化剂，其中， Pd-Au催化剂的活性近似是纯钯催化剂活性的16倍，选择性也达到94%。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-A u-KAcO/SiO2催化剂体系。我国从70年代开始研究乙烯气相法生产VAC的工艺，同时开发了一系列的钯金负载型催化剂。上海石化公司催化所等单位于80年代中期开发并成功使用了CT-型催化剂，浙江大学联合化学反应工程研究所也配合进行过不少基础性研究。国外新一代乙酸乙烯催化剂 Bayer 型催化剂大大提高了该反应的活性。为赶超国际先进水平，上海石化院在CT-型催化剂的基础上，新开发出CTV-型催化剂。3.2 CTV型催化剂国产催化剂CTV-活性高于进口KRV-型催化剂及旧型催化剂（国产CT-、进口Bayer-型），但CTV-催化剂的选择性略低于KRV-及CT-催化剂的选择性。通过计算得到催化剂动力学方程如下: （）KRV 型催化剂 （）CTV 型催化剂 （3.2.1） （3.2.2）由于该类催化剂是蛋白型分布的球形催化剂，其活性组份极靠近颗粒外表面，因而可忽略内扩散的影响；并在无梯度反应器可排除外扩散的情况下，其颗粒动力学特性趋近于本征特性。在150下，O2浓度为4. 5%时，对于KRV-催化剂，氧气总转化率为 33. 69% ，乙烯转化成V AC的选择性为95. 047% ；对于CTV-则分别为42. 19%及 94. 906%。可见，在适宜条件下，分别使用该两种催化剂，操作都是安全可行的；并且从反应结果看，CTV-优于KRV-。表3.1 CTV-型催化剂物理性质项目数值颗粒直径，mm5.0密度，kgml-3833床层密度，kgm-3500空隙率0.4第四章 反应动力学、热力学分析4.1 反应动力学分析4.1.1 反应方程式醋酸与乙烯氧化生成醋酸乙烯酯主反应： (4.1.1)副反应为：生成CO2的反应: (4.1.2)CH3COOH燃烧反应： (4.1.3)生成丙烯醛反应： (4.1.4)生成醋酸甲酯反应： (4.1.5)生成醋酸乙酯的反应： (4.1.6)生成乙醛的反应： (4.1.7)成二醋酸乙二酯的反应： (4.1.8)4.1.2 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： (4.2.1) (4.2.2) (4.2.3) (4.2.4)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酯，并脱离催化剂而逸出： (4.2.5) (4.2.6)上述反应中，生成醋酸乙烯酯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（4.2.4）及（4.2.5）的进行，同时可防止钯凝聚。4、由反应（4.2.1）、（4.2.4）生成的Pd-H和Pd-OH生成水。 (4.2.7) (4.2.8)金具有防止钯凝聚并能使钯分散状态保持良好的效果。可认为对催化剂的活性和寿命都具有一定的效果。4.1.3 反应动力学方程文献乙烯催化氧乙酰化反应研究 催化剂的评价和动力学中给出的动力学方程式为： (4.3.1)其中：rVAC反应速率，mol/(gmin)；-氧气分压，PaK为反应速率常数，文献中数值为2.1838e-56.8544RT，单位为：mol/(gminPa0.6)，取该催化剂的密度为0833g/cm3，得： (4.3.2)4.2 反应热力学分析运用热力学第二定律，通过计算反应过程中的焓变、熵变和自由焓的变化可以判断在工业应用条件下乙烯氧乙酰化反应的实际可能性。该反应体系中各反应物和生成物的热力学数据见表4.1.由表4.1的热力学数据可计算得到：式(4.1.1)：G0= -150. 56kJ/mol 0式(4.1.2)：G0= -1314. 38kJ/mol 10时，Pea=2。此时，有：即床层高度L100dp。另外，根据标准，一般催化剂填充高度占整个反应管长度的8090%左右。在本反应器中，催化剂粒径为5 mm，因此本设计选择催化剂的填充高度为L=9m，列管管长l=10m。催化剂床层的横截面积为：AR=VRL=47.139=5.24m2催化剂床层的直径约为：dR=4AR=45.24=2.58m反应器单管横截面积为：Ai=4di2=4x0.076-0.0062=3.85x10-3m2反应器列管数目：n=ARAi=5.243.85x10-3=1361根6.3.2 催化剂床层压力降核算反应器空管截面积为：A空=nAi=13613.85x10-3=5.24m3反应进料空床线速度为：um=V0A空=226.2295.2460=0.72m/s固定床压力降计算公式为：式中：流体密度，kg/m3；dp颗粒直径，m；f摩擦系数；L床层高度，m；um空管流速，m/s；床层空隙率；流体的黏度，Pa/s。从Aspend Plus反应器模拟中获得反应混合物有关物性数据如下： =10.0066kg/m3，=1.161310-5Pas将数据代入上述计算公式求解：Re=dpum11-=0.005x0.72x10.00661.1613x10-511-0.556=6986.53P=fLum21-dp3=1.77x9x0.722x10.0066x1-0.5560.005x0.5563=42.69kPa反应压力为42.69Pa，压降小于进口压力的15%，因此反应器压降设计合格。6.3.3 反应器多物理场耦合验证在反应器尺寸设计阶段，由于催化剂床层高度以及列管长度均是按照经验值估算，因此对反应器的反应效果需要进行验证。使用COMSOL Multiphysics对反应器进行多物理场耦合计算。在计算过程中，我们考虑到质量传递、动量传递、热量传递三场的相互影响，对三个传递场进行耦合计算，进而得到各物质在反应器内的浓度分布以及物质在反应器内的温度、压力、速度分布。通过模拟计算可得浓度、温度以及压力分布图如下。图6-3 C2H4浓度分布3D模拟图图6-4 O2浓度分布3D模拟图图6-5 HAc浓度分布3D模拟图图6-6 VAC浓度分布3D模拟图图6-7 温度分布3D模拟图图6-8 管道半截面等温线分布模拟图图6-9 压力分布3D模拟图由COMSOL模拟计算结果可知，反应物料及产物浓度分布均匀，且转换率和ASPEN模拟结果相差无几，压力分布均匀，温度分布均匀，并不温度飞升的区域。6.3.4 反应器内径及长度计算6.3.4.1反应器壳体内径设计反应器列管根数为1365根。列管排列方式选择错列正三角形排列，详细排列图见图6-10 ，固定方法为焊接法。则管心距为：t=1.25d0=1.2576=95mm图6-10 管子排布图按计算列管式换热器直径同样的方法计算反应器直径： D = n0t2sin604/1/2 + e式中：D为反应器直径，m；n0为反应器的反应管根数；t 为管心距，m； e 为最外管心距壳体的距离，m。反应器直径： D = n0t2sin60 4 / 1/2+ e= 1365 0.0952 sin60 4 / 1/2 + 0.095= 3781mm根据压力容器公称直径国标GB/T 9019-2015圆整，取反应器壳体内径为：3800mm。6.3.4.2反应器长度设计列管长度：由前面工艺计算可知，列管长度为10000mm；筒体顶部空间（上管箱）高度：根据压力容器手册，Ha=1000mm；筒体底部空间（下管箱）高度：根据压力容器手册，Hb=1000mm；由上述长度可知，反应器筒体长度为：H=12000mm。6.3.4.3 折流板设计在本反应器设计中，为从反应体系取热，需在反应器壳体走取热介质，因此，壳体需设置折流挡板。本工艺采用弓形折流挡板，取弓形折流板的圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：H=0.25D=0.253800=950mm折流板间距为：B=0.3D=0.33800=1140mm折流板数量为：NB=列管长折流板间距-1=100001140-1=8块折流板厚度取24mm。6.3.4.4反应器筒体壁厚设计（1）材料选择该反应器的反应温度控制在145左右,反应压力为0.8-1.0MPa，需进行换热。反应器壳程走取热介质，我们选用除氧水作为冷却介质，压力大约在0.23MPa，入口温度为127。因此，筒体选用材料为Q345R碳素钢。根据GB/T 6713-2014锅炉和压力容器用钢板及GB/T 150.2-2011规定对钢板厚度进行选择。计算时，腐蚀裕量选C2=2mm；焊接方式选用双面焊对接接头，100%无损探测，焊接系数为=1。（2）筒体壁厚计算由于反应器为内压容器，其壁厚计算公式为：式中：壳体厚度，mm；P操作时可能的最大压力，内压容器取P=(11.1)PW；t材料在操作温度范围内的许用应力，Pa；焊接系数；C1厚度负偏差，mm，取0.3mm；C2腐蚀裕量，mm；D壳体内径，mm。操作时可能的最大压力为P=1.1PW=1.11.0=1.1MPa。假设操作温度下所需Q345R钢板的厚度大于16mm，许用压力为：t=185MPa。将数据代入计算公式，得：=11.44mm。查阅筒体标准后最后将壁厚圆整为0=20mm。满足大于16mm的范围要求。有效壁厚为；e=0-(C1+C2)=20-(0.3+2)=17.7mm（3）水压试验校核Q345R常温下进行液压试验时，许用压力为 =185MPa，屈服强度为ReL=345MPa。反应器的水压试验压力为：PT=1.25Pt=1.251.1185189=1.375MPa将数据代入校核公式得试验条件下的计算压力为：T=PTDi+e2e=1.375(3800+17.7)217.7=148.29MPa0.9ReL=0.91345=310.5MPa故有T0.9ReL，所以所选材料水压试验强度足够。6.4 反应器热量衡算在本反应器设计中，反应器里一共发生两个反应：乙烯和氧气反应生成醋酸乙烯酯（VAC）和水，乙烯和氧气反应生成乙醛和水。当反应器选用绝热式固定床反应器时，由Aspen模拟结果可知，反应体系终止温度能达到1000以上。因此以上反应为强放热反应，需要及时取走反应热以保证副反应尽可能少地发生，保证反应体系平稳安全运行。6.4.1 取热介质选择及用量如果想达到等温催化反应的条件，传热介质既要求有良好的传热性能，又要求传热介质本身的温度和反应管内的催化剂的温度差很小。本设计所用取热介质为127、0.23MPa的水，利用水沸腾蒸发带走热量，同时产生低压蒸汽。根据Aspen Plus反应器模拟结果，获得反应器进出口物料的各项物性参数，同时查得0.23MPa下水的汽化潜热。结果如表 2-7所示。换热介质与反应物料可以并流，也可以逆流，两者各有优缺点。逆流的优点是原料气进入床层后能较快地升温而接近最佳温度，缺点是反应后期易于过冷。而并流时后期降温较慢，温度分布较为均匀，不足使前期升温较慢，反应效率会降低。当正常工况时，逆流操作即可满足换热需求。并流时会使反应物料升温时间增长，反应器体积增大。因此，本设计选用逆流换热操作。反应进出口物流以及冷却介质物流物性信息见表 6-3。表 6.3 物流物性信息表物流名称温度t压力P密度定压比热Cp导热系数粘度气化潜热MPakg/m3kJ/(kgK)W/(mK)PaskJ/kg反应进料145110.00661.8470.0341.613x10-5/反应出料1450.810.0051.60320.034/进口水1270.23934.8/2257.6出口水蒸气1270.231.494/有Aspen反应器模拟可知，反应器需要移除的热量Q=3.9386x107kJ/hr反应器所需要的冷却介质用量：m冷=Qr=3.3986107kJ/h2257.6kJ/kg=15054.04kg/h6.4.2 换热面积校核（1）床层对列管壁面的给热系数对于本工艺反应器，反应放热，需要移走热量，床层被冷却。床层对壁面总给热系数可以按下式计算：式中：f流体导热系数，W/(mK)；G流体的表观质量流速，kg/(m2K)；流体粘度，Pas；dp催化剂粒径；dt列管内径。将数据代入，计算得：10.0690.034=3.50.005250.7210.00661.61310-50.7exp-4.60.005250.070a1=279.23（2）壳程水沸腾传热系数式中：壳程流速，m/s；气化潜热，kJ/kg；气体密度，kg/m3；管壁温度，；壳程温度，。 （3）总传热系数本工艺列管采用不锈钢列管，查石油化学工程原理书中可得其传热系数为：。取壳程污垢系数，取管程污垢系数。总传热系数表达式为：代入计算可算得：传热温差计算的得换热面积实际换热面积换热面积合格。6.5 反应器结构设计6.5.1 反应器封头选取对于本工艺反应器外壳，所受压力为内压。封头选择椭圆形标准封头，形状系数为K=1，则。所以，其圆边高度为：Hf=940mm。根据压力容器封头标准GB/T 25198-2010，20mm以下的封头直边高度是15mm，2002000mm是25mm，2000mm以上是40mm。所以对于本反应器所用封头，直边高度为40mm。最终确定的封头为标准椭圆形封头，公称直径3800mm，壁厚20mm，圆边高度940mm，直边高度为40mm。6.5.2 反应器气体分布器设计对于大直径列管式固定床反应器，管箱是必不可少的结构，其作用是聚散流体，是影响流场的一个关键因素。反应物从进口进入反应器后在管箱区域混合，然后分散到各个反应管中。各个反应管中分得流体的比例和管箱中的气体分布及导流设备有很大关系。由于在设计、安装时流体流动的不稳定性和压降等原因造成流体在其设备内部分布不均匀，而物流分配的不均匀性主要发生在管箱部分，主要是由管箱的来流不均匀所引起的。列管式固定床反应器管箱内常用的气体分布器按结构分为管式和环流式。相比管式气体分布器，环流式气体分布器有三个优点：（1）气体均布点较多，更接近于理想模型，更有利于气体的均布；（2）环流式气体分布器是轴对称结构，比管式气体分布器更接近塔体结构，更有利于气体的均布；（3）环流式气体分布器每个分布点出来的气体扩散路径都相同，更有利于气体的均布。由于本反应器内径较大，一般的管式分布器和环流式分布器的效果不佳。通过查阅文献并结合实际，我们采用一种新型的气体分布器。本设计所采用的气体分布器为一种双通道环形气体分布装置，专利号为CN 104399275A。装置包括顶板、引气管、外筒、导流板、内筒、气体分配板。外筒与顶板、内筒和气体分配板通过焊接组成独立的环形一次气体分布空间，外筒与反应器筒体内壁间形成有一个环形气体分布通道；引气管与气体进口管同轴布置；顶板上设置供小部分气体向上运动的、沿圆周均匀分布的升气通道；气体分配板位于环形一次气体分布空间的下方，其具体的结构型式为导流板形式或者开设均匀气体分配孔的环板型式，主要提供主体气体向下运动的功能。该气体分布装置具有结构简单、经济合理、安全稳定、性能优良、气体分布效果好等优点。6.5.3 反应器支座设计反应器支座选用裙式支座，材质为Q235-A.F.碳素钢，裙座与塔体的连接采用对接式焊接，裙座筒体公称直径为3800mm，筒体厚度为20mm，地脚螺栓座的结构选择外螺栓座结构型式，螺栓规格为M606mm，个数为24，基础环板厚度为25mm。因为筒体大，高，需在裙座内部设置梯子，裙座上开设2个人孔方便检查，人孔公称直径选择450mm。设置保温圈以免引起不均匀热膨胀。反应器保温延伸到裙座与封头的连接焊缝以下4倍保温层厚度的距离为止。考虑裙座的防火问题，在裙座的内外侧均敷设防火层。6.5.4 反应器接管设计（1）反应物进料管（加上化工原理流速）反应器进料气体体积流量为17038.4m3/h。选择进入反应器之前和反应器出料的管口速度为20m/s。则反应物进出料的接管管径为：d=4Vu=413611.36203600=490.07mm圆整后，选择尺寸为610x9mm的无缝钢管。（2）反应物出料管反应器出口气体体积流量为m3/h。选择进入反应器之前和反应器出料的管口速度为20m/s。则反应物进出料的接管管径为：圆整后，选择尺寸为813x20mm的无缝钢管。（3）壳程低压水进口管取热介质进料条件下的密度为934.8kg/m3，出料条件下的密度为1.494kg/m3。其质量流率为18087.01kg/h。选择进口接管的液体流速为1.5m/s，出口蒸汽流速为20 m/s。则进出口接管的管径分别为：d1=4m0u0=418087.011.5934.83600=0.0676m选取进口接管尺寸为：76x3.5mm（4）壳程出口接管取热介质出料条件下密度为1.494kg/m3，选择出口蒸汽流速为20 m/s，则出口蒸汽管径为：d2=4m0u0=418087.01201.4943600=0.463m选取出口接管尺寸为：508x12mm。（5）法兰选择换热器常采用法兰结构形式有整体法兰、螺纹法兰、承插焊法兰、平焊法兰、对焊法兰和松套法兰等，法兰的密封面型式有平面、凸面、环连接面、凹凸面和榫槽面5种形式。法兰的结构型式和密封面形式可根据使用介质、设计压力、设计温度和公称直径等因素确定。根据行业标准NB/T47023-2012，本设计中法兰可选用长颈对焊法兰,采用凹凸面密封连接，具体尺寸可根据标准选用。图6-11 凹凸面法兰6.5.5 反应器拉杆设计常用拉杆有两种形式，一种是拉杆定距管结构，一种是拉杆与折流板点焊结构。在本设计中，由于反应器列管选择的是703mm，所以选用拉杆定距管结构。查表确定拉杆的直径为16mm，拉杆数为64根。6.5.6 反应器连接结构设计（1）壳体与管板的连接结构壳体与管板的连接形式，分为两类：一是不可拆式，如固定式管板换热器管板与壳体是用焊接连接；一是可拆式，管板本身与壳体不直接焊接，而通过壳体上法兰和管箱法兰夹持固定。本工艺根据反应器的结构需要选择可拆式的连接方式。（2）管箱与管板的连接结构管箱与管板的连接结构形式较多，随着压力的大小、温度的高低以及物料性质、耐腐蚀情况不同，连接处的密封要求，法兰形式也不同。本工艺所用的固定式管板与管箱的连接结构较简单，采用螺栓法兰结构连接，考虑的管程介质的密封要求以及加工制造方便性，法兰之间采用平面密封形式。（3）反应管与管板的连接结构本工艺考虑到反应器的密封性能要求较高且管板要承受管束振动及疲劳载荷的作用，因此采用胀焊结合的连接结构，先进行强度焊后加贴胀。强度焊是保证列管与管板连接的密封性能及抗拉脱强度，贴胀是消除列管与管孔之间缝隙的轻度胀接。6.5.7 裙座选取本反应器高径比30，应采用圆筒形裙座。裙座高度为5000mm，厚度与筒体一致，为20mm，焊接形式采用对接。6.5.8 保温层由于乙烯氧化反应器内部大量放热，且导热介质需要将反应器温度维持在145，故反应器保温效果需要达到一定指标。因此反应器内部需要衬隔热材料及耐火砖，其余内件也多由非金属材料制成、或者被耐火砖或高温纤维包覆。本反应在高温145的条件下进行反应，在容器内应设置保温层，选择材料为硅酸铝纤维，该材料具有容重轻、耐高温、热稳定性好，热传导率低、热容小、抗机械振动好、受热膨胀小、隔热性能好等优点。保温层厚度20mm。6.6 反应器结构参数汇总反应器结构参数见表6-4。表6-4 反应器R0101结构参数反应器类型列管式固定床反应器反应器位号R0101反应温度，145反应压力，MPa0.8管程设计温度，145壳程设计温度，145管程设计压力，MPa1.1壳程设计压力，MPa0.5反应器内径，m