6-反应器设计说明书

扬子石化年产15万吨醋酸乙烯酯生产装置项目太行之巅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扬子石化年产15万吨醋酸乙烯酯生产装置项目团队成员：王励卓沈坤杰王腾乐侯世欣宋 川指导教师：王艳红李同川郭 婧赵慧鹏马忠平反应器设计说明书45目录1 流化床反应器设计11.1 反应机理及动力学11.2 催化剂的特征与再生失活21.2.1 催化剂的类型、粒度、结构等21.2.2 催化剂可能的失活原因41.2.3 催化剂的再生方法、再生操作条件51.3 设备类型选择与传热传质模型61.3.1 可能选用的反应器类型、结构特点61.3.2 传质模型91.4 工艺条件选择151.4.1 反应温度151.4.2 反应压力161.4.3 反应体积171.4.4 工艺条件及流股信息汇总171.5 反应器设计181.5.1 结构设计181.5.2 撤热系统设计381.5.3 控制系统设计411.6 反应器条件图441.7 反应器装配图451.8 强度校核结果461.8.1 变径段及以上部分校核结果461.8.2 变径段以下部分校核结果591 流化床反应器设计1.1 反应机理及动力学该反应器主要针对乙烯乙酰氧化制备醋酸乙烯酯，在Pd-Au/SiO2催化剂催化作用下生成醋酸乙烯酯，选择性高达99%，转化率约为11.55%。主要副反应为乙烯氧化生成二氧化碳，此外副反应还产生了乙醛，醋酸甲酯，乙酸乙酯。主反应方程式为：副反应方程式为：反应机理：本项目反应器内发生乙烯乙酰氧化反应，采用Pd-Au/SiO2催化剂，起主要催化作用的是金属Pd，在钯催化剂上发生的反应机理如下：（1）乙烯和醋酸在钯金属活性位点上发生缔和成键。（2）被吸附的乙烯与醋酸成键，生成醋酸乙烯中间体。（3）中间体脱氢，氢原子与氧气生成水。（4）脱氢后的中间体脱附，即生成了醋酸乙烯酯。基于钯金催化剂反应机理如图1-1所示：图1-1 乙烯乙酰氧化反应机理反应动力学方程：乙烯乙酰氧化反应的催化剂及动力学在国内已有不少研究报道。经过大量文献的对比，我们选用了Sistan and Baluchestan University（锡斯坦-俾路支斯坦大学）Kazem Motahari教授课题组研究的动力学方程式（参考文献见动力学说明），该动力学方程具体形式如下：经整理得到的动力学数据如表1-1所示：表1-1 反应动力学参数反应项kmol/(kgs)动力学因子kmol/(kgs)活化能kJ/mol15211.2 催化剂的特征与再生失活1.2.1 催化剂的类型、粒度、结构等1.2.1.1 催化剂特性本项目采用Pd-Au/SiO2催化剂，其中起主要催化作用的是金属Pd，其反应机理见上文。金属Au没有催化活性，但是会影响金属Pd的分散度，Au的加入会显著 提高醋酸乙烯酯的产率和选择性。当Pd含量在一定范围内，催化剂的活性随Au含量的增加而增加。1.2.1.2 助催化剂醋酸乙烯催化剂中助催化剂一般使用醋酸钾，它可以帮助帮助反应组分醋酸在Pd金属上缔合，促进物理吸附的醋酸离解和释放氢离子，减弱钯-氧间的键结合力，促进醋酸钯分解。此外还可抑制深度氧化反应，提高反应的选择性。1.2.1.3 催化剂结构通过查阅资料发现，乙烯乙酰氧化反应收外扩散控制，反应速率快，通过综合比较选用蛋壳型催化剂，该结构催化剂的优点为催化剂活性高，催化剂贵金属用量少。由于催化剂要求有较高的机械强度，因此催化剂载体采用球型二氧化硅。1.2.1.4 催化剂参数对催化剂进行优选后，我们综合文献的数据确定了催化剂的各种参数。堆密度：0.70.8g/cm3；孔体积：0.20.7cm3/g；取孔体积为0.4cm3/g；粒径：通过查阅文献，发现常用的催化剂粒径分布如表1-2所示：表1-2 催化剂粒径分布粒径44m以下44-88m88-300m300m以上质量分布30%38%30%2%从上表数据可以看出粒径主要分布在300m以下，在0300m粒径的催化剂占98%，因此对于本项目流化床催化剂，采用直径为150m的催化剂。颗粒密度：由于使用催化剂载体为二氧化硅，故催化剂实体密度近似等于二氧化硅的密度，经查询知二氧化硅密度为2.2g/cm3。二氧化硅质量为1g时：空隙率：综上催化剂特性参数如表1-3所示：表1-3 催化剂特性参数一览表参数数值反应温度/160反应压力/MPa1.0空时收率g(Lh)-12500空时/h-11359.6催化剂直径/m150颗粒密度g/cm31.18空隙率0.328堆密度：g/cm30.75孔体积：cm3/g0.41.2.2 催化剂可能的失活原因所有的催化剂的活性都是随着使用时间的延长而不断下降的。在使用过程中缓慢地失活是正常的、允许的，但是催化利活性的迅速下降将会导致工艺过程在经济上失去竞争力。失活的原因是各种各样的，主要是沾污、烧结、积碳、组分流失和中毒等。1.2.2.1 积碳和沾污催化剂表面沉积铁锈、粉尘、水垢等非活性物质而导致活性下降的现象称为沾污。高温下有机化合物反应生成的沉积物称为结焦或积碳。积碳的影响与沾污相近。焦的沉积导致催化剂活性下降，可能是焦对活性中心的物理覆盖，或是堵塞部分催化剂的孔隙，从而导致活性表面积的减少或增加内扩散阻力。1.2.2.2 烧结在高温下，负载在载体上的高分散活性组分的小晶粒具有较大自由能，在表面过热情况下会发生位移，逐渐由小晶粒变成大晶粒，导致活性表面减小，表面积缩小，孔坍塌，活性组分晶粒会有不同程度的长大，最终失活。当催化剂表面温度达到活性组分熔点的1/3时，即塔曼温度。会引发金属原子表面迁移，开始发生烧结现象，温度越高，烧结越严重。1.2.2.3 中毒中毒是指原料中极微量的杂质导致催化剂活性迅速下降的现象，极少量的毒物便可使催化剂活性完全丧失。由中毒引起的失活，几乎任何催化剂都在。1.2.2.4 气相损失催化剂中的的钾元素在反应中会不断流失,流失量随温度增加而增加，钾元素的流失会导致催化剂选择性降低，CO2的生成量增加。1.2.3 催化剂的再生方法、再生操作条件1.2.3.1 积碳催化剂轻微积碳时，可采用还原性气其下蒸汽烧碳的方法，即降低负荷至正常量的30%左右，增大水碳比(水分子与油中碳原子之比)至10左右或配入还原性气体至水氢比10左右，控制正常操作时的温度，以达到消除积碳的目的，同时可以保持催化剂的还原态。积碳严重时，必须切除原料油，用水蒸气烧碳。蒸汽量为正常操作的30%40%，压力为0.98MPa左右，严格控制温度，一般温度低于正常运行时的温度。每30min分析一次出口尾气的CO2浓度。当CO2浓度下降并稳定在一个低数值时，烧碳结束。为了消除积碳，在回收的原料气中带有少量水蒸气，由于在平稳运行条件下，积碳现象与消碳现象两种反应为对立反应，此消彼长，两者共同决定了催化剂的积碳量。因此，在原料气中带有一定的水蒸气有利于积碳量的减少。由于流化床反器可以通过旋风分离器不断移出催化剂，对于催化剂进行烧炭处理后返回反应器继续使用。1.2.3.2 烧结对于烧结现象通常用加入添加物来抑制活性组分粒子长大。或者严格控制反应温度，将温度控制在塔曼温度以下，以防止金属粒子移动烧结。由于合成醋酸乙烯的流化床催化剂操作温度为160，所有催化剂颗粒均为流态化，温度均匀，几乎不会发生飞温现象，而且操作温度塔曼温度。因此在流化床反应器中催化剂不需考虑烧结。1.2.3.3 中毒针对催化剂的中毒失活问题，通过查阅资料，一般的造成催化剂失活的毒物主要有硫，磷，砷，氯等。通过分析扬子石化提供的原料乙烯，发现原料中的硫占到了12mg/kg，因此要解决中毒问题，应主要去除反应物中的硫成分。针对乙烯原料中硫成分的去除，我们在乙烯进料流股中设置脱硫塔。经查阅资料知，工业上通常采用氧化铜/氧化锌作为脱硫剂，经吸化学吸附后，可保证催化剂在2-3年内正常使用。经查阅文献发现，石油气中硫成分分为有机硫和无机硫，有机硫主要为CS2，硫醇等，无机硫主要包括H2S，其中无机硫含量远高于有机硫。为进一步增加脱硫效率，采用三维有序大孔的氧化铜和二氧化硅作为脱硫剂，两者在氧化铜质量分数在43时达到最佳，其中三维有序大孔结构具有巨大的比表面积，增大传质面积，传质速率加块；而氧化铜与二氧化硅则具有穿透硫容高，金属氧化物利用率高的特点。氧化锌与氧化铜散堆填料仅对其中的无机硫托出效果较好，若精脱除其中的有机硫，需要再经过活性炭层进一步脱除。考虑到吸附饱和及解析过程，每步脱硫均经过两个并联解析塔，一个脱附一个吸附，实现连续操作。经查阅资料，氧化铜吸附无机硫为化学吸附，吸附量小，需高温解析(300下生成硫酸铜和氧化铜)，因此不再设置解析工艺，吸收剂做废固处理，经厂家高温下解析，回收氧化铜和硫酸铜，硫化氢则被用作工艺原料。1.2.3.4 气相损失针对反应中催化剂中醋酸钾的流失，工业上采取开车1-3天后连续补加醋酸钾助催化剂，补加量视流失量而定，浓度为1-15g/L，醋酸钾补加量过多会掩盖活性位点，过少起不到最好效果，因此根据工程经验，醋酸钾补加量与加入醋酸量最佳比值为2535ppm。1.3 设备类型选择与传热传质模型1.3.1 可能选用的反应器类型、结构特点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。反应器特性如表1-4所示：表1-4 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”现象由于工业上Bayer法使用的固定床，Leap法使用的流化床，因此下文主要介绍和比较固定床反应器和流化床反应器。1.3.1.1 固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器，催化剂颗粒装填在反应器中，呈静止状态，是化工生产中最重要的气固反应器之一。固体催化剂通常呈颗粒状，粒径 215mm（上海石化研究院采用5mm粒径的CTV系列催化剂），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(如图1-2)。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（如图1-3）。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（如图1-4）。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(如图1-5)，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1-2 轴向绝热式固定床反应器 图1-3径向绝热式固定床反应器 图1-4列管式固定床反应器 图1-5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）催化剂磨损小。（4）结构简单。但另一方面，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。1.3.1.2 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。流化床反应器示意图如图1-6所示：图1-6 流化床反应器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）流化床反应器可以不断移除和补加催化剂，利于催化剂再生。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：（1）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，转化率较低。（2）流化床反应器中颗粒流动更接近全混流，气体容易发生“旁路”现象。（3）反应物由于停留时间过长或过短导致过度反应和反应不充分的现象。（4）催化剂颗粒之间互相接触碰撞，会对催化剂造成机械损失，加速催化剂老化失活。催化剂与器壁发生磨损，增加设备投资。根据以上各反应器的特点，并结合本反应的实际情况，本项目最终选择了流化床反应器。原因如下：（1）流化床的操作可连续移除失活催化剂，催化剂和助催化剂在反应器中连续和均匀地混和，从而保证了催化剂的性能；（2）流化床传热均匀，减少飞温现象发生；（3）流化床气速高，处理量大。1.3.2 传质模型对于粗颗粒流化床，其起始气泡速度和起始流化速度近似相等，因此不存在散式流化区。但是由于细粒床则膨胀非常显著，而且气速需要达到最小鼓泡速度后才出现气泡，一般颗粒越细，颗粒与流体间密度差越小越大。在最小流化速度和最小鼓泡速度之间这一区域床层相当于散式流态化，不过极不稳定，只要引入小的气泡就会使之崩坏。对于床层分布板和内部构件有很强的依赖性，难于测准，一般设计中很少采用。-来源陈甘棠化学反应工程第七章流化床反应器。从稳定性考虑，传质模型采用鼓泡床模型。目前鼓泡床模型有多种,其数学模型分类大致如表1-5所示，由于Kunii-Levenspiel（K-L）鼓泡床模型概念简单，关键参数（气泡直径）单一，在有内部构件的情况下比较符合实际，对一级反应，在相当宽的操作条件下与实验结果相符。缺点是由于气泡直径为模型的唯一关键参数，对于如何确定气泡的有效直径没有比较完善的解决方案。针对气泡直径难以确定的问题，我们采用气-固聚式流化床两相理论，通过操作气速，气泡高度等，对气泡直径进行了估算，由于气-固聚式流化床两相理论与K-L模型相似，因此认为对气泡直径估算具有一定的参考意义。最终本项目采用K-L鼓泡床模型，作为流化床传质模型进行计算。表1-5 流化床反应器数学模型分类相别气泡情况流况例两相气相-乳相不考虑具体气泡情况气相-平推流式乳相-部分返混式两相模型上流相（气+固）-回流相（气+固）不考虑具体气泡情况均为平推流式逆流两相模型气泡相-乳相单一的代表气泡直径均为平推流式气泡两相模型及二区模型气泡相-平推流式乳相平推流式变径气泡均为平推流式气泡集团模型修正气泡集团模型均为平推流模型气泡聚并模型气泡相-平推流式乳相-全混式续表1-5三相气泡相-上流相（气+固）-回流相（气+固）不考虑具体气泡的情况均为平推流式三相模型气泡相-泡晕相-乳相变径气泡气泡相-平推流式乳相中气流情况的影响不计鼓泡床模型三相均为平推流逆流返混模型单一的代表气泡直径三相聚并模型四相气泡相-泡晕相-上流相-回流相单一代表直径均为平推流四区模型K-L模型的主要假定如下：(1)床层分为气泡相、泡晕和乳化相三个区域，在这些区域间进行了气体交换的串联过程。气泡相：在流化床反应器中，除一部分气体以临界流化速度流经颗粒空隙外，其余气体均以气泡状态通过床层，因此在密相区所有的气泡均为气泡相。泡晕相：当气泡速度超过乳相区气速时，则会有部分气体穿过气泡，形成混流，在泡外形成一层不与乳相气流混融的区域，称为气泡云，气泡云与尾涡并称晕相。乳相：浓相区流化的气体与催化剂颗粒称为乳相，所含颗粒的浓度与晕相相同。气泡模型示意图如图1-7所示：图1-7 气泡模型示意图(2)乳化相处于临界流化状态，超过临界流化流速(起流速度)的多余气量均以气泡形式通过床层,气泡中基本不含固体颗粒。(3)除了分布板附近的区域以外，整个床层内气泡的直径是均匀的，气泡直径是决定床层内操作情况的关键参数，此直径可以用当量直径来表示。(4)当611时，乳化相中气体流向转为向下，由于下流气量与气泡相比为数极小,因此可不计其对转化率的影响;(5)所有传递到乳化相中的反应组分能在此完全反应完，而离开床层的气体组成可以用床层上界面处气泡的组成来表示。根据上述假定，K-L模型的流况如图1-8所示：图1-8 K-L模型流况示意图其中，-进气浓度-气泡浓度-乳相浓度-晕相浓度对于乳相，晕相，气泡相三相相间交换示意图见1-9。图1-9 乳相、晕相、气泡相三相相间交换示意图对于在床层高度为的流化床反应器中进行一级反应的情况，从传递角度来讲，传递通量为：为气体与乳相的交换系数，即总交换系数为气体与晕相的交换系数为晕相与乳相的交换系数三个过程为串级过程，其关系如下：对于单个气泡而言，为了将气泡直径与反应相关联，对单个气泡列物料衡算（由于涉及反应，因此应为串级扩散与反应均存在）：总消失量气泡中的反应量传到气泡云中的量kr -以固体颗粒为基准的反应速率常数(Kr)b -以气泡体积为基准的总括反应速率-气泡相中催化剂颗粒与气泡体积比-晕相中催化剂颗粒与气泡体积比-乳相中催化剂颗粒与气泡体积比对上式进行积分求解，对写成与转化率的关系如下：由于模型仅有气泡直径db一个参数，气泡直径用Mori和Wen关联式计算：-在分布板上形成的气泡直径-距离分布板的高度-流化床直径-假想最大气泡直径-流化床横截面积-分布板开孔数通过上式可确定气泡直径，进而确定传质速率。经计算, ,。当h=0时，当h=2300时，因此，（17.38，413）。1.4 工艺条件选择1.4.1 反应温度由于动力学文献中仅提供了120、140和160时主反应的动力学数据以及140、160和180时副反应的动力学数据，因此根据本文献仅能得到140和160时的完整动力学数据即包括主、副反应在内的动力学数据。根据Aspen计算醋酸乙烯酯在140和160下的转化率和选择性，得到结果如下表所示：表1-6 140时的出料信息及醋酸乙烯酯的转化率和选择性物质摩尔流量/kmolh-1转化率/%（按乙烯计）选择性/%C2H42242.8050.1351.02O2291.7585HAC292.5643N2589.9848VAc1.476321H2O43.05383CO239.38527METHY-010.026524ETHYL0.050182ACETA-011.93892表1-7 160时的出料信息及醋酸乙烯酯的转化率和选择性物质摩尔流量/kmolh-1转化率/%（按乙烯计）选择性/%C2H41986.27211.5599.60O2164.4293HAC35.65694N2589.9848续表1-7VAc258.3837H2O299.2115CO238.63584METHY-010.026524ETHYL0.050182ACETA-011.93892由表4-1和4-2可知，160时醋酸乙烯可得到较高的转化率和选择性，且在此范围内催化剂不会失活且表现出优良的活性，综合动力学文献给出的推荐温度，选取反应温度为160。1.4.2 反应压力根据Aspen做醋酸乙烯酯的转化率和选择性对反应压力灵敏度分析，综合动力学文献后，设置压力范围为0.81MPa，可得到分析结果如下图所示：图1-10 反应压力与醋酸乙烯酯转化率和选择性的关系根据机理可知，随着反应压力的增加，醋酸乙烯酯的转化率和选择性有所增加。操作压力升高时，反应物浓度增加，加速了乙烯乙酰氧化，使得醋酸乙烯酯能获得更高的转化率；此外，反应器中乙烯占比较大，而动力学方程中显示主反应乙烯分压的指数大于副反应中乙烯分压指数，因此操作压力增加时主反应速率增加的程度更大，所以醋酸乙烯酯的选择性也会增大。由图1-10可知，随着反应压力的增加，醋酸乙烯酯的转化率和选择性几乎呈直线升高，综合文献推荐的反应压力在0.81MPa之间，选择反应压力为1MPa。1.4.3 反应体积根据Aspen做醋酸乙烯酯的转化率和选择性对反应体积灵敏度分析，设置体积范围为3646m3，得到分析结果如下图所示：图1-11 反应体积与醋酸乙烯酯转化率和选择性的关系由图1-11所示，随着反应器体积增加，醋酸乙烯酯的转化率和选择性几乎呈直线增加，为了达到年产15万吨的产量，选定流化床反应体积为45m3。1.4.4 工艺条件及流股信息汇总对工艺条件参数优化后对该条件下反应器进行了模拟，由于反应器分两股进料，因此原料气流股设计条件及流股信息如表1-8所示：表1-8 原料气流股设计条件及进料流股信息原料气进料参数数值温度/161.2压力/MPa1摩尔分率C2H40.68HAC0.09N20.17VAc、H2O、CO2等0.06体积流量/（m/h）11519.7氧气进料流股信息输入如表1-9所示：表1-9 富氧空气流股设计条件及进料流股信息原料气进料参数数值温度/30压力/Mpa1摩尔分率N20.85O20.15体积流量/（m/h）499.316经模拟后得到的反应产物流股信息如表1-10所示：表1-10 反应产物流股信息反应产物出料参数数值温度/160压力/MPa1摩尔分率C2H40.589O20.048HAC0.01N20.175VAc0.076H2O0.089CO20.012乙醛、醋酸甲酯等0.001体积流量/（m/h）11938.5反应器的停留时间，空速，空时收率等参数石油催化剂性质决定详细参数见1.2.1催化剂的类型粒度，结构章节中表1-3。1.5 反应器设计1.5.1 结构设计流化床结构设计由以下及部分组成。（1）底部进料管（2）底部气体分布器（3）底部气体分布板（4）反应段浓相区细筒体（5）变径过度段（6）稀相区粗筒体（7）反应器上端封头（8）反应器上端物料出口（9）人孔，仪表孔，催化剂进料口等1.5.1.1 外型尺寸设计尺寸设计即计算筒体直径，各段筒体高度，以及流化床内物料操作气速，流化状态等。（1）操作气速及直径计算经Aspen导出全混釜出口体积流量为混合气体黏度为混合气体密度为起始流化速度的计算：由于催化剂颗粒直径分布较广，查阅文献知，催化剂粒径分布如下：在0-44m为30%，在4488m为38%，在88-300m为30%。综合比较，本项目选用粒径为150m的催化剂。起始流化速度是流化床操作的最低气速，采用以下方法进行计算。流态化的类型主要取决于流体属性（密度，黏度等）和颗粒特性（粒径，密度，颗粒形状等），同时还与操作条件（流体速度，固体通量，温度，压力等）有关。对于气固流化床，在固体颗粒（体积，密度）和气速较小时，固体颗粒能均匀地分离在流体中，具有比较均匀稳定的床层结构，为散式流态化。反之，床层结构不均匀，在低气速条件下，气体凝并为气泡，成为不均匀的主要特性；在高气速下，颗粒聚集形成团聚体在流场中分布不均。以上为聚式流态化。Wilhedm和郭慕孙用弗劳德数区分散式流态化和聚式流态化。所以为散式流态化临界流态化时的弗劳德数颗粒直径根据气-固流化系统的颗粒分区图可知为150m，为B区，属于粗颗粒。带出速度的计算：当通过床层流体的表观速度达到颗粒沉降速度时，颗粒会被流体带走，此时的速度为带出速度，因此流化床的带出速度等于床层内单个颗粒的自由沉降速度。沉降速度的公式为:曳力系数带出速度当时此时 带入检验则不成立当带入检验成立为保证催化剂颗粒处于流态化并且不被带出，则颗粒在浓相段操作气速：流化数：一般认为当空床气速超过最小流化速度后，气体均是以气泡形式通过，此假设对于粗颗粒床完全适用，但是由于细粒床则膨胀非常显著，而且气速需要达到最小鼓泡速度后才出现气泡，一般颗粒越细，颗粒与流体间密度差越小越大。在最小流化速度和最小鼓泡速度之间这一区域床层相当于散式流态化，不过极不稳定，只要引入小的气泡就会是之崩坏。对于床层分布板和内部构件有很轻的依赖性，难于测准，一般设计中很少采用。来源陈甘棠化学反应工程第七章流化床反应器。取流化数可得（2）催化剂装填量的计算经查阅文献发现工程上对于Leap法空时收率为，本项目取空时收率为，查阅资料知，空时收率定义为单位质量（体积）催化剂在单位时间获得的目的产物量。因此在此空实收率下，可认为单位体积催化剂在单位时间内获得目的产物醋酸乙烯酯的质量为2500g。由Aspen导出数据得反应器内混合气体密度为9.12kg/m，醋酸乙烯酯的密度为23.88 kg/m，计算过程如下：则针对醋酸乙烯其空速，醋酸乙烯在反应器内分压为0.077，则针对进料其空速，对催化剂体积的计算如下：则催化剂体积为8.55m，取保险系数为1.2，则催化剂体积为10.26m。（3）床层高度计算令在粗颗粒流化床的鼓泡区，取，则浓相膨胀的高度为流化床层通常有2个区域，即密相区及它上面的稀相区，密相表面和气体出口之间的空间称为自由空域，其高度称为自由空域高度，其作用是使固体颗粒从气体中分离出来，随高度增加，夹带量逐渐减小，最后空域将会达到某一高度，超过此高度后夹带量不再减小，此高度称为输送分离高度，又叫夹带分离高度TDH。夹带是指单组分或多组分系统中流化气体从床层中带走固体颗粒的现象。当自由空域高度低于输送分离高度时，自由空域内的固体颗粒的粒径分布随位置而变,随着自由空域高度逐渐接近于输送分离高度时，夹带逐渐减小。当气流在输送分离高度以上离开装置时，颗粒的粒径分布和夹带速率都将变为常数。扬析是指气流从各种颗粒直径的混合物床层中选择地夹带出细颗粒的过程。从床层中分离和带走细粉的这种现象，不论低于还是高于输送分离高度时均存在。在TDH以后夹带量等于扬析量，自由空域高度不需要比TDH更高。由于TDH对设计很重要，目前有很多种求解关联式，由于在密相区向稀相区过度时为防止直径为细颗粒带出，设置变径段，气速和直径均发生了变化，而在众多公式中，仅有Founol等（1973）与直径及操作气速有关，且此关联式模型的FCC催化剂粒径与本次流化床使用的150m粒径催化剂相近，因此选用Founol关联式进行TDH的计算取保险系数为1.2则由于此时床层稀相区高度过高，因此在浓相区与稀相区设置一变径段，以达到降低气速，减少颗粒夹带的目的。通过查阅工程师手册可知，通常取变径段气速为操作气速的1/2，即变径段气速。此时变径段直径D=4.949m，圆整后D=5m。变径段下口对接浓相区，上口对接稀相区，参考吸收塔变径段规格，因此将变径段半顶角设计为=30。因此变径段高度为。由于当30时，可用无折边锥形封头，因此，不在变径段设置折边。则此时圆整后TDH=3m由于气体经管壳式气体预分布室进入流化床反应器，因此取以分布室直径等于浓相区直径D=3.5m。取分布室高度为2m。（4）封头设计上下封头均为椭圆型风头，其曲面深度。根据封头最新执行标准GB/T 25198-2010 200以下的封头直边是：15mm；200mm到-2000mm直边高度是25mm；2000mm以上的封头直边高度是：40mm由于浓相区，稀相区直径均为2000mm以上，因此取直边高度为40mm。则上封头高度为40+5000/4=1290mm下封头高度为40+3500/4=915mm综上流化床的设备高度参数如表1-11，流化床的直径参数如表1-12。表1-11 流化床高度参数表设备高度参数参数值（m）下封头高度0.915预分布室高度2浓相区高度2.3变径段高度1.3稀相区高度3上封头高度1.29总高10.805表1-12 流化床直径参数表设备直径参数参数值（m）下封头直径3.5预分布室直径3.5浓相区直径3.5变径段下直径3.5变径段上直径5.0稀相区直径5.0上封头直径5.01.5.1.2 内件结构设计内件结构设计包括管口设计，气体分布器设计，旋风分离器设计。管口设计包括法兰，垫片，螺栓，接管等。其中法兰设计参考JB/T 47004703-2012,垫片设计参考JB/T 4704-2012，螺栓设计参考GB/T 4707-2000,人孔参考HG/T 2151421535-2005，视镜参考HG/T 21619，焊缝参考GB/T 324-2008。（1）管口设计物料进口管路设计：进口管路有两股，分别为氧气进料流股和原料气进料流股。其中，氧气流量为0.2m/s，混合气流量为3.11m/s，若保证管路中气速为10m/s左右,则进料管管径可按计算。经计算得：氧气管径为0.159m可取DN150的不锈钢管1504.5。混合气管径为0.6m取DN600的不锈钢管60015。根据设计压力，选用A系列无缝钢管，材质为316不锈钢，与设备的连接方式为焊接接管。根据设计压力管法兰均采用板式平焊法兰，密封面选用凹凸密封面，法兰端面选用圆形法兰端面。垫片采用石棉橡胶垫片，紧固件选用全螺纹螺柱，螺栓材料为合金结构钢（35CrMoA）。因此DN150的法兰代号为PL150-1.6FM S31608垫片代号为MFM 150-1.6 NY450螺栓采用全螺纹螺柱8个，型号为M161.5。因此DN600的法兰代号为PL600-1.6FM S31608垫片代号为MFM 600-1.6 NY450螺栓采用全螺纹螺柱20个，型号为M241.5。进料管管件类型如表1-13所示：表1-13 进料管管件类型表接管类型A系列无缝钢管连接方式焊接法兰类型板式平焊法兰法兰密封面凹凸密封面法兰端面圆形垫片石棉橡胶垫紧固件全螺纹螺柱螺栓材料35CrMoA物料出口管路设计：出口管路为有一股，流量为3.31m/s，当管路中气速为10m/s时，进料管径为0.642m，取DN600的不锈钢管。同理：出料管管件类型如表1-14所示：表1-14 出料管管件类型表接管类型A系列无缝钢管连接方式焊接法兰类型板式平焊法兰法兰密封面凹凸密封面法兰端面圆形垫片石棉橡胶垫紧固件全螺纹螺柱螺栓材料35CrMoA物料出口管法兰代号为PL600-1.6FM S31608垫片代号为MFM 600-1.6 NY450螺栓采用双头螺柱20个，型号为M241.5。催化剂固体进料口及出料口 催化剂固体通过料斗进行加料，根据其相关规格，选用 DN500 的管子。同理催化剂固体出口选用DN500 的管子。催化剂入口出口管法兰代号为PL500-1.6FM S31608垫片代号为MFM 500-1.6 NY450螺栓采用全螺纹螺柱20个，型号为M201.5催化剂加料管及出料管采用管件类型如表1-15所示：表1-15 催化剂加料管及出料管采用管件类型表接管类型A系列无缝钢管连接方式焊接法兰类型板式平焊法兰法兰密封面凹凸密封面法兰端面圆形垫片石棉橡胶垫紧固件全螺纹螺柱螺栓材料35CrMoA人孔设计对于筒体设备来说，都需要开设人孔，以方便检修，根据相关规定，当容器直径2600且无内部构件时，开设一个人孔，当有内部构件时，开设2个人孔。根据以上规定，对于本项目直径为3500mm，且有内部旋风分离构件反应器来说，选择直径为 600mm 的人孔，采用C型密封方式。，开设个数为2个，位置分别在浓相区和稀相区筒体中心处。人孔代号为PL600-1.6FM S31608，60015垫片代号为MFM 600-1.6 NY450螺栓采用全螺纹螺柱20个，型号为M241.5视镜视镜是为了观察设备内部物料操作情况的装置，根据工作压力不同选用不同类型的视镜。由于反应器尺寸较大，应设置较大直径的视镜。视镜规格选用DN 150，1504.5，带颈视镜。螺栓采用全螺纹螺柱8个，型号为M181.5封头法兰 根据法兰标准，设计压力及公称直径，对稀相区筒体和上封头连接，下封头与预分布器连接处均采用平焊法兰，密封面为凹凸密封面，法兰端面形状为圆形法兰。法兰形式采用甲型法兰，垫片采用石棉橡胶板，法兰材料采用16MnR，选用全螺纹螺柱进行连接，螺柱及螺栓均选用GB/T 699-35。封头法兰由于直径过大，在GB/T 9113.22000规定中没有找到相关标准件。因此封头法兰应为非标设备，代号为PL3500-1.6FM S31608和PL5000-1.6FM S31608。垫片代号为MFM 3500-1.6 NY450和垫片代号为MFM 5000-1.6 NY450。对于上封头法兰的螺栓采用双头螺柱60个型号为M564，材料为35CrMoA。对于下封头法兰的螺栓采用双头螺柱48个型号为M564，材料为35CrMoA。设备支座化工设备上的支座是支撑设备重量和固定设备位置用的一种不可缺少的部件。支座的结构形式和尺寸往往决定于设备的型式，载荷情况及构造材料。最常用的有耳式支座，支承式支座，裙式支座和鞍式支座。如果反应器下部封头材料为低合金钢或高合金钢时，在裙座顶部应增设与封头材料相同的短节，操作温度低于0度或高于350度时，短节长度按影响范围确定。通常短节长度可定为保温层厚度的4倍，因为该反应器封头采用的为低合金钢，故在裙座顶部增设长400mm的短节。 选用圆筒形裙式支座，材质为Q245R(正火)，裙座与塔体的连接采用对接式焊接，裙座筒体内径等于筒体外径，筒体厚度28mm，地脚螺栓座的结构选择外螺栓座结构型式。仪表检测口 由于流化床反应器需要对温度，压力进行精确的检测与控制，故反应器将设置2个温度接口，位于浓相区上部与下部，设置5个温度接口，位于浓相区上部2个、中部一个和下部2个，设置2个压力接口，位于浓相区上部和下部，参考化工机械设备手册，取仪表检测口均为DN 20。（2）气体分布器筛板设计压降分布板的压降与开孔率关系如下其中分布板的压降操作气速（m/s）开孔率分布板阻力系数一般为1.5-2.5，对于侧缝锥帽为2因此要求开孔率需先确定分布板的压降。分布板之所以能均匀分布气体，创造一个良好的起始流态化，并使之稳定保持，最重要的原因是分布板对通过的气体具有一定的阻力或者压降。由上式可知，减小开孔率或者加大气速均可加大其压降，达到气体分布均匀和稳定床层的作用。但是压降过大会造成动力损失，因此压降需要同时满足均匀布气和稳定性压降两个条件。a.均匀布气压降 均匀布气取决于分布板前气体的引入状况。气体由导管引入分布板下面的空间时，存在突然扩大的气流阻力。分布板的阻力要比这个阻力大得多，才能保证均匀布气。Richardson建议前者至少应是后者的100倍，即:由于分两股进料，因此，满足均匀分布下的分布塔板压降气体通过分布器的阻力b.稳定性压降稳定性取决于分布板后的流化床层状况。分布板的阻力要大于分布板后继续保持均匀布气所消耗的阻力，才能克服流态化的原生的不稳定性，将已经建立的良好的起始流化状态稳定的保持下去。Agarwal等指出，稳定性压降应不小于流化床床层压降的10%，即并且在任何情况下，分布板最小压降约为3500Pa。因此开孔率筛板上筛孔的总面积与开孔区 (又称有效传质区)面积的比值称为开孔率。开孔率的计算公式为u-操作空速-分布板的阻力系数，侧缝锥帽分布取=2气体出分布板筛孔的速度（操作孔速）的计算如下：气体出筛孔的速度越大，传递给固体颗粒的动能也越大，使床层底部呈激烈的运动状态,利于消除局部死区和部分漏料现象，防止分布板堵塞和烧结。但是，这个速度过大，会加速分布板和固体颗粒的磨损。对于侧流式分布板,为了防止分布板堵塞,缝隙速度必须大于颗粒的堵塞速度，既床层中最大颗粒的水平沉积速度，此速度可由下式求得设计时取缝隙速度，这样即能保证缝隙不被堵塞，又有利于床层底部颗粒吹起，有利于改善床层底部的流态化质量。取，带入得。管壳式气体预分布器设计可燃物质与空气必须在一定的浓度范围内均匀混合,形成预混气,遇着火源会发生爆炸,这个浓度范围称为爆炸极限。在醋酸乙烯的合成反应器内，乙烯与氧气混合易形成可燃气，易发生爆炸的危险。本项目中乙烯在空气中爆炸范围是2.7%到36%，而在醋酸-乙烯-氧气-氮气-二氧化碳体系中，氧气的分压不能超过10.55%。数据来源于乙烯-氧气-醋酸-氮气-二氧化碳系统爆炸极限的测定研究若要避开上述爆炸极限，则需要加大乙烯进料量，减小氧气进料量。为满足上述条件，不仅要牺牲转化率，而且对进料气体混合的均匀程度和进料流股流量和组成稳定性要求高。若混合不均，则会造成局部氧气分压过大，产生爆炸的危险。若流股流量受到干扰，也会造成混合时气体组分的变化，产生爆炸的危险。因此，操作中需严格控制混合过程及进料过程，确保混合均匀，快速，流量平稳，恒定。所需的操作难度将增大。为了解决上述问题，我们创新性的设计管壳式预分布器。预分布器采用管壳式换热器的结构，即无腐蚀性的氧气走壳程，乙烯，醋酸混合物走管程，在加料过程中并不接触，采用侧流式分布板，进入分布板后，乙烯，醋酸，氧气径向逆流接触，强化传质，而且在气体相接触的同时与催化剂接触，实现本质安全。此外，通过调节管程，壳程面积比，及分布板孔大小及孔分布，使两者气速达到一致，实现均匀流态化。由于生成醋酸乙烯的主反应为放热反应，放热量35kcal/mol乙烯，乙烯燃烧的反应为放热反应，放热量为320kcal/mol乙烯。而在催化剂作用下，以乙烯记，选择性为达到了99%以上，因此在与催化剂接触时，两者将主要发生放热量小的主反应。迅速消耗氧气，降低氧气分压，实现本质安全的目的。开孔数的确定由于两股进料流股流量分别为混合气流量为2.83m/s，氧气流量0.2 m/s。若实现流速一致，则应使两种气体孔面积比为14.15：1。气体分布板采用侧流式锥帽分布板，其二维平面结构示意图如图1-12：图1-12 侧流式锥帽分布板二维平面结构示意图采用如图1-12所示孔分布的气体分布板。图中s为孔间距，D1,D2为锥帽外径。通过已知条件计算，每个小孔对应2个大孔，且要求小孔与大孔的总面积为1:14.15。因此单个小孔与大孔的面积比为1:7.075。小孔与大孔半径比为1:2.66，即D1:D2=2.66:1。采用在分布板中心按等边三角形排列的排列方式。这样每一圈均为正六边形，最外2-3圈采用同心圆排列，以克服正六边形与床壁之间分布距离不等的缺点。同心圆与正六边形之间大空隙处可适当补加一些孔。已知开孔率与开孔数存在如下关系：通过参阅资料，我们选择直径为100mm的锥帽外径（