年产7.5万吨氯乙烯固定床反应器设计

摘要综述了氯乙烯的性质、用途及生产方法，简介了氯乙烯的合成方法及生产原理。介绍固定床反应器工艺计算和结构计算情况。根据设计条件和要求，通过物料衡算、热量衡算及其他工艺计算设计出年产75万吨氯乙烯的固定床反应器，并确定反应器的选型和尺寸，计算压降、催化剂用量等，设计出符合要求的反应器。本次设计采用乙炔合成法工艺合成氯乙烯。原料由乙炔气和氯化氢原料气组成，其中乙炔气中乙炔含量为99，氯化氢原料气中氯化氢含量为99，乙炔气与氯化氢原料气以1108配比进入混合器，混合后的气体经石墨冷却器冷却后进入除雾器进一步脱水，脱水后的混合气进入预热器，预热后进入装有以活性炭为载体的氯化汞催化剂的一组反应转化器进行第一次转化，经过初步转化的混合气体再进入二组转化器（乙炔转化率达到976，副产物1,1二氯乙烷的生成量约为09左右）。反应后的粗氯乙烯进入脱汞罐脱汞后进入除沫冷却器降温，降温后送至储罐。通过反应的物料衡算、热量衡算、反应器选型、反应器尺寸计算，得到该反应器工艺尺寸。设计采用直径为3200MM的列管固定床反应器，有5台反应器，列管共7482根，催化剂床层高度为285M，床层截面积为309M2,催化剂总体积为942M3。通过验算，证明各指标数据均符合标准，本次设计满足设计要求。关键词氯乙烯；乙炔合成法；固定床反应器ABSTRACTTHEPROPERTIES,APPLICATIONANDANDPRODUCTIONMETHODSOFVINYLCHLORIDEWERESIMPLYSUMMARIZEDINTRODUCEDTHESYNTHESISOFVINYLCHLORIDEANDREACTIONPRINCIPLETHEDESIGNMAINLYCALCULATEDTHEPROCESSPARAMETERANDTHESIZEOFTHEREACTORACCORDINGTOTHEDESIGNCONDITIONSANDREQUIREMENTS，THROUGHMATERIALBALANCECALCULATION,HEATBALANCECALCULATIONANDOTHERPROCESSCALCULATIONDESIGNEDANNUAL75,000TONSOFVINYLCHLORIDEFIXEDBEDREACTOR,ANDDETERMINEDTHEREACTORSELECTIONANDSIZE,CALCULATEPRESSUREDROP,CATALYSTETC,DESIGNEDTOMEETTHEREQUIREMENTSOFTHEREACTORTHISDESIGNADOPTSTHEACETYLENESYNTHESISPROCESSFORTHESYNTHESISOFVINYLCHLORIDERAWMATERIALGASISCOMPOSEDOFACETYLENEANDHYDROGENCHLORIDETHECONTENTOFACETYLENEINTHEACETYLENEGASIS99THECONTENTOFHYDROGENCHLORIDEINTHEHYDROGENCHLORIDEGASIS99THEPROPORTIONOFACETYLENEANDHYDROGENCHLORIDEIS1108THEYAREMIXEDINTHEMIXER,THEMIXEDGASAFTERGETTINGINTOGRAPHITECOOLERNEXTGETSINTOTHEMISTELIMINATORTOCONDUCTFURTHERDEHYDRATION,ANDTHEMIXTUREGETSINTOTHEPREHEATER,THENENTERSINTOCONVERTERWHICHISFULLOFMERCURICCHLORIDECATALYSTWHOSECARRIEROFASETOFREACTIONISACTIVATEDCARBONFORTHEFIRSTTIME,AFTERPRELIMINARYTRANSFORMATIONOF,THEMIXEDGASGETSINTOCONVERTERACETYLENECONVERSIONRATEOF976FORTHESECONDTIME,THEBYPRODUCT1,1THEGENERATIONOFTHEDICHLOROETHANEISABOUT09CRUDEVINYLCHLORIDEGETSINTOTHEMERCURYREMOVALTANKTOREMOVEMERCURYANDENTERSINTHEFOAMCOOLERTOCOOLDOWNFINALLYTHEPRODUCTISSENTTOASTORAGETANKBYCALCULATIONOFMATERIALBALANCE,CALCULATIONOFHEATBALANCEANDTHESELECTIONOFREACTORTYPE,THESIZEOFTHEREACTORISOBTAINEDTHEDESIGNADOPTSFIXEDBEDREACTORWHOSECOLUMNPIPESDIAMETERIS3200MM,THEREARE5TUBEREACTORSAND7482STEELPIPES,THEHEIGHTOFCATALYSTBEDIS285M,THEBEDCROSSSECTIONALAREAOFCATALYSTBEDIS309M2THETOTALVOLUMEOFCATALYSTIS942M3THROUGHCALCULATION,ITISPROVEDTHATEACHINDEXDATAISSATISFIEDWITHASTANDARD,THISDESIGNACHIEVESTHEDESIGNREQUIREMENTSKEYWORDSVINYLCHLORIDEVINYLCHLORIDEFIXEDBEDREACTOR目录摘要IABSTRACTII第1章概述1第2章氯乙烯的生产工艺221乙炔法221乙烯氧氯化法223乙烯直接氯化法224乙烯氯化裂解法325乙烯氯化平衡法426混合烯炔法427乙烷氧氯化法5第3章反应器型式及设计方案的确定631反应器型式的确定632催化剂的确定833温度对反应的影响834压力对反应的影响835空速对反应的影响936设计方案的确定9第4章物料衡算与热量衡算1041反应原理1042反应的设计条件1043反应的物料衡算1144反应器的热量衡算14441前台反应器的热量衡算15442后台反应器的热量衡算17第5章反应器的设计1951反应原理1952确定反应器的基本尺寸及根数2053实际状况2154床层压力降的计算2255传热面积的核算25551床层对壁面的给热系数25552总传热系数的计算29553传热面积核算2956数据总结32第6章设计总结33参考文献34致谢35附录36第1章概述氯乙烯又名乙烯基氯（VINYLCHLORIDE）是一种应用于高分子化工的重要单体，可由乙烯或乙炔制得1。氯乙烯在常温、常压下是一种无色带有芳香气味的气体，微溶于水，分子式为CH2CHCL，结构式为CH2CHC1相对分子质量为625，凝固点为1597，临界温度为142，临界压力为522MPA，沸点为139。虽然它的沸点为139，但稍加压就可液化。而氯乙烯液体同一般液体一样，温度越高，密度越小。氯乙烯是有毒物质，肝癌与长期吸入和接触氯乙烯有关。它与空气形成爆炸混合物，爆炸极限422（体积），在压力下更易爆炸，贮运时必须注意容器的密闭及氮封，并应添加少量阻聚剂2。氯乙烯是聚氯乙烯（PVC）的单体，也是生产聚氯乙烯的主要原料。在世界上氯乙烯是与乙烯和氢氧化钠并列的最重要的化工产品之一，主要用途是用来合成聚氯乙烯。聚氯乙烯是最古老的塑料品种之一，其能大量生产，价廉易得，用途十分广泛。其制品可分为聚氯乙烯糊、硬聚氯乙烯、软聚氯乙烯三大类3。聚氯乙烯糊约占聚氯乙烯制品的10主要产品有搪塑制品等。硬聚氯乙烯约占聚氯乙烯制品的65以上，它可以代替金属制成电气零件、管接头等注塑件和挤出吹型的瓶类产品以及管材、异型材、片材等挤出产品。软聚氯乙烯约占聚氯乙烯制品的25，主要用于雨披、包装材料、薄膜、压延片、标签、手袋、医用制品等。随着聚氯乙烯消费量的增长，市场上对氯乙烯的需求必然有所增长。因而氯乙烯的发展情况对国家经济的增长至关重要。我国五十年代开始研究和生产氯乙烯，到目前为止，我国生产氯乙烯的生产厂家有几十余家，但是我国现有装置的总生产能力仍然不能满足快速增长的市场需要4。因此以氯乙烯为原料的产品在市场上前景广阔，生产氯乙烯相关产品可以获得可观的经济收益。根据原料的不同，氯乙烯的生产方法主要分为乙炔法、乙烯氧氯化法、乙烯直接氯化法、乙烯氯化裂解法、乙烯氯化平衡法、混合烯炔法、乙烷氧氯化法等，我国目前普遍采用的是乙炔法电石法和乙烯法5两种。第2章氯乙烯的生产工艺21乙炔法乙炔法即采用乙炔和氯化氢在催化剂作用下生产氯乙烯的方法。有液相法和气相法两种。液相法不需要高温，但乙炔转化率低，产品分离困难，因此多采用气相法。化学反应式为2111CH1HC2GI2其过程可分为乙炔的制取和精制、氯乙烯的合成以及产物精制三部分。在乙炔发生器中，电石与水反应产生乙炔，经精制并与氯化氢混合、干燥后进入列管式反应器。管内装有以活性炭为载体的HGCL2（含量一般为载体质量的10）催化剂。反应在常压下进行，管外用加压循环热水（97105）冷却，以除去反应热，并使床层温度控制在180200。乙炔转化率达99，氯乙烯收率在95以上。副产物是1,1二氯乙烷（约1），也有少量乙烯基乙炔、二氯乙烯、三氯乙烷等。此法工艺和设备简单，投资低，收率高，但能耗大，原料成本高，催化剂汞盐毒性大，并受到安全生产、保护环境等条件限制，不宜大规模生产。22乙烯氧氯化法乙炔氧氯化法即在触媒存在下，将氯化氢的氯化和烃的氯化一步进行的方法。此法以乙烯为原料，经氧氯化生成二氯乙烷（EDC），然后裂解生成氯乙烯，反应方程式如下22124CUI2421HO1HC22222该反应需在触媒存在下进行，实际使用的触媒以二价铜盐（CUCL2、CUSO4）为主剂，以碱金属盐类（NAC1、KC1、MGCL2、NAHSO4、NA2SO4）等作助剂，此外还要加入稀士金属盐类做第三成份构成复合触媒，这种方法对技术和设备条件要求较高，投资大。23乙烯直接氯化法乙烯直接氯化法是石油化工发展后以石油为基础开发的生产工艺,即乙烯直接取代氯化合成氯乙烯。乙烯取代氯化反应是在催化剂的作用下，乙烯与氯气发生氧化加成和还原消除反应直接生成氯乙烯和HC1。即2311HC1CH222此法的最大缺点是伴随反应生成了大量的1,2二氯乙烷，产率较低。24乙烯氯化裂解法乙烯氯化裂解法化学反应方程式如下2411CH1CH222242由乙烯液相氯化和氧氯化获得的二氯乙烷，在管式炉中进行裂解得产物氯乙烯。管式炉的对流段设置有原料二氯乙烷的预热管，反应管设置在辐射段。二氯乙烷裂解制氯乙烯的工艺流程如图21所示。1二氯乙烷贮槽；2裂解反应炉；3气液分离器；4二氯乙烷蒸发器；5骤冷塔；6氯化氢塔；7氯乙烯塔；8过滤器图211,2二氯乙烷裂解制氯乙烯的工艺流程这是为解决乙烯直接氯化法存在的问题而开发的生产工艺，此法产率高。但工艺和设备较复杂，对技术和设备条件要求较高，投资大。25乙烯氯化平衡法乙烯氧氯化法是利用乙烯和氯气生产二氯乙烷（EDC），二氯乙烷热裂化生成氯乙烯VCM和氯化氢，氯化氢、乙烯和氧气反应生成二氯乙烷的方法，反应式如下（1）乙烯直接氯化2511CH1CH222（2）二氯乙烷裂解252（3）乙烯氧氯化253OO2222总反应式2541C1C2工艺流程框图如下图22乙烯直接加成氯化和乙烯氧氯化合成氯乙烯工艺流程框图该法生产氯乙烯的原料只需乙烯、氯和空气或氧，氯可以全部被利用，其关键是要计算好乙烯与氯加成和乙烯氧氯化两个反应的反应量，使1,2二氯乙烷裂解所生成的HC1恰好满足乙烯氧氯化所需的HC1。这样才能使HC1在整个生产过程中始终保持平衡。该法是目前世界公认为技术先进、经济合理的生产方法。平衡氧氯化方法技术成熟,产品质量高,但工艺流程长、能耗高。26混合烯炔法混合烯炔法即以乙烯、乙炔同时进料联合生产，有联合法和混合气化法，其反应基础为2611HC1CH1CH322422裂解262A联合法石油经裂解得到乙烯，经氯化后生成1,1二氯乙烷（EDC），再在加压条件下裂解脱去HCL，即得氯乙烯（VCM），副产物与乙炔反应又可得到氯乙烯。此法避免了乙炔法中处理副产物的麻烦，而且节约了一半的电石，但这种反应复杂，需要设备很多，不能摆脱电石的使用，也不能向电石原料转变。B混合气化法此法是对联合法的重要改进，以石脑油和氯气为原料，得到氯乙烯产品。生产流程为石脑油裂解热裂解等摩尔的C2H3CL和C2H4合成C2H4和VCMHC1C2H4CL2合成EDC图23混合烯炔法制氯乙烯生产流程图该方法中乙烯和乙炔不需分离，没有副产物，但工艺流程很复杂，一次性投资费用很大。27乙烷氧氯化法乙烷氧氯化法即采用特制的熔盐为触媒，使石油裂解气中的乙烷在反应器中进行氧氯化和裂解反应，从而制得氯乙烯。这是一条新的工艺路线，有液相法和气相法，其中液相法比较成熟，其反应为271OH21CO1HC321CU1K26222722730242262这种方法可以省去裂解乙烯的步骤，可直接采用粗氯化烃类作氯源，避免了处理氯化烃的麻烦。但该工艺中乙烷的单程转化率很低，仅为28左右，而且产物复杂，分离起来也很困难。综上所述，乙炔法的建厂投资最低，自动化要求低，乙炔转化率较高，技术成熟，流程简单，适合中、小规模生产。按照设计任务书要求，本次设计我们采用了乙炔法合成工艺。第3章反应器型式及设计方案的确定31反应器型式的确定固定床反应器6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。用于气固相或液固相非催化反应时，床层则填装固体反应物。涓流床反应器也可归属于固定床反应器，气、液相并流向下通过床层，呈气液固相接触。固定床反应器按反应中与外界是否有热量交换可以划分为两大类绝热式和换热式。绝热式固定床反应器又分为单段绝热式反应器和多段绝热式反应器；换热式固定床反应器又分为对外换热式反应器和自热式反应器。（1）单段绝热式反应器，如图311特点反应器结构简单，生产能力大。缺点反应过程中温度变化较大。应用适用于反应热效应不大的放热反应，反应过程允许温度有较宽变动范围的反应；热效应较大的，但对反应温度不很敏感或是反应速率非常快的过程也可适用。1矿渣棉；2瓷环；3催化剂311单段绝热式固定床反应器（2）多段绝热式反应器，如图312根据段间反应气体的冷却或加热方式，多段绝热床又分为中间间接换热式和冷激式。中间间接换热式特点催化剂床层的温度波动小。缺点结构较复杂，催化剂装卸较困难应用适用于放热反应冷激式特点反应器结构简单，便于装卸催化剂，催化剂床层的温度波动小。缺点操作要求较高应用适用于放热反应，能做成大型催化反应器ABC312多段绝热式固定床反应器其中A、B为中间间接换热式；C为冷激式（3）对外换热式反应器以各种载热体为换热介质的对外换热式反应器多为列管式结构，类似于列管式换热器。特点传热面积大，传热效果好，易控制催化剂床层温度，反应速率快，选择性高。缺点结构较复杂，设备费用高。应用能适用于热效应大的反应。（4）自热式反应器（也称列管式固定床反应器），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，管数可达上万根。如图313特点以冷的原料作为载热体，使冷原料本身预热到反应所需温度，然后进入床层进行反应。缺点结构复杂，造价高，催化剂装载系数较大。应用能适用于高压反应以及热效应大的反应。313列管式固定床反应器由以上各种反应器的特点及使用条件可知应采用列管式固定床反应器。管内盛放催化剂，经过干燥和已经净化的乙炔和氯化氢的混合气体，自上而下地通过催化剂床层，进行反应。采用列管式固定床反应器有如下优点7（1）床层内流体呈轴向流动，可以近似认为理想的活塞流，推动力大，催化的生产能力较高。（2）流体的停留时间可以严格控制，温度分布可以适当调节，因而有利于提高化学反应的转化率和选择性。（3）固定床的触媒不易磨损，因此减少了触媒耗用量，可在高温操作下使用。32催化剂的确定目前乙炔法氯乙烯合成所使用的催化剂都是氯化汞类的催化剂。这是因为该催化剂的得率和选择性都很高，价格又不算贵，但伴随有汞污染。虽然国内的许多科学家对无汞类的催化剂进行了大量的研究和应用实验，但人未能找到能与氯化汞相比肩的催化剂，非汞类催化剂的研究是一个漫长而艰巨的任务。氯乙烯合成所使用的催化剂，是将氯化汞吸附在活性炭载体上。纯的氯化高汞对合成反应并不催化作用，纯的活性炭也只有较低的催化作用，而当氯化高汞吸附到活性炭上后，即具有很强的催化活性。工业上采用的催化剂是HGCL2/活性炭，其活性随HGCL2含量的增高而增大，一般HGCL2含量为1020。对氯乙烯催化剂载体的活性炭又有相应要求，其内部“通道”是由10M左右的微孔构成的多孔结构，比表面积应在8001000M2/G。目前做氯乙烯催化载体的是36MM颗粒活性炭，为了满足内部孔隙率其吸苯率应30，机械强度应90。一般来讲，椰子壳或核桃壳制得的活性炭效果较好。33温度对反应的影响温度对氯乙烯很成反应有较大影响。提高反应温度有加快合成反应的速度，获得较高转化率；但是过高的温度会使催化剂吸附的氯化高汞升华，降低催化剂活性和使用寿命，还会使副反应产物二氯乙烷增多，催化剂上的升汞易会被还原成干汞和水银。而降低反应温度又会使反应速度太慢。乙炔转化率低。工业生产中尽可能将合成反应温度控制在160180。要控制反应温度就要控制适当的乙炔空间流速和提高转化器的传热能力，最佳的反应带温度应该在130150之间，这是可以做到的。34压力对反应的影响乙炔与氯化氢的合成反应时两分子合成一分子的反应，是体积减小的反应，加大反应压力有利于反应的正向进行。要实现较高的反应压力，则需要较大的流体输送动力，过大的反应压力对流体输送机械提出了更高的要求，有较大的困难，且输送动力过大也不经济；乙炔在较高的压力下安全性下降。因此合成反应压力控制在004005MPA为宜8。35空速对反应的影响空间流速是指单位时间内通过单位体积催化剂的气体流量（习惯上用乙炔气体来表示），其单位为M3乙炔/（M3催化剂H）。空间流速常用来衡量固定床反应器的生产能力，乙炔发合成氯乙烯反应中通常以乙炔空间流速来衡量。当空间流速增加时，原料与催化剂接触时间短，乙炔转化率降低；当空间流速降低时，乙炔转化率提高，副产物增加，生产能力下降。在实际生产过程中，比较恰当的乙炔空间流速为2535M3乙炔/（M3催化剂H），在这一空间流速范围内，既能保证乙炔有较高的转化率，又能保证高沸点副产物的含量少。36设计方案的确定采用乙炔法生产氯乙烯，乙炔和氯化氢在氯化汞催化剂作用下，于一定温度和压力下，直接加成合成氯乙烯，反应方程式可表示为CHLHCL2催化剂其过程可分为乙炔的制取和精制，氯乙烯的合成以及产物精制三部分。在乙炔发生器中，电石与水反应产生乙炔，经精制并与氯化氢混合、干燥后进入列管式反应器。管内装有以活性炭为载体的氯化汞催化剂（含量一般为载体质量的10）。反应在常压下进行,管外用加压循环热水冷却，以除去反应热,并使床层温度控制在180200。乙炔转化率达99,氯乙烯收率在95以上。此法工艺和设备简单，投资低，收率高。第4章物料衡算与热量衡算工艺参数优化包括物料衡算与热量衡算两部分。物料衡算以质量守恒定律为基础，主要计算所需物料量和产品量，还可以计算出物料的组成，确定物料中各组分在化学反应过程中的定量转化关系，并通过衡算求得原料的定额消耗。其计算依据是工艺流程图、在工厂采集的数据及设计时要求的和查得的各种参数。热量衡算以能量守恒定律为基础及物料衡算为基础，计算传入与传出的热量，从而确定工程的能耗以及传热面积，其计算依据与物料衡算相同。41反应原理乙炔和氯化氢在催化剂作用下，于一定温度和压力下，直接氧化生产氯乙烯，反应方程式可表示为（1）主反应41CHLHCL2催化剂反应为放热反应，每生成一摩尔氯乙烯要放出6035KJ的热量（2）在主反应进行的同时，还发生其他副反应。副反应42C1HHC12243O342反应的设计条件（1）年产量75万吨/年，年工作日300天（即年工作日7200小时）（2）原料组成（WT乙炔气（WTC2H299，N2097，H2O003氯化氢（WTHC199，N2097，H2O003（3）合成反应器设计条件乙炔气/氯化氢1108，空速37，合成氯乙烯的乙炔转化率976，生成VC选择性99，乙炔转化二氯乙烷的选择性09。串联转化，一次转化率72，温度150，进料温度80，转化后温度110；二次转化率266，温度为140，进料和出料温度设110，进口水温97，出口水温102，不计热损失，导出液对管壁的传热系数为650W/M2K。（4）催化剂为圆柱状，3MM6MM，床层空隙率为08，反应器内催化剂填充高度为管长的95，每根管长3000MM，转化器的直径为3200。表41各组分的分子量组分C2H2C2H3C1N2H2C2H4OC2H4C12分子量26625282449943反应的物料衡算（1）反应部分的基础计算以100KMOL/H气体进料为基准，根据已知原料气的组成，计算出每小时进入反应器的各种气体组分的摩尔分数。乙炔气的组成如表42所示表42乙炔气的组成组分C2H2N2H2总量摩尔分数/09906000900000410000氯化氢的组成90618/032/9706/X2HC/8/92N0418/302/976/XOH298601/328/970536/9X1HC2/2N如表43所示表43氯化氢的组成组分HC1N2H2O总量摩尔分数/09868001260000610000根据反应方程式41、42、43，及已知数据，计算反应器出口的气体量。已知乙炔气/氯化氢1108，所以取乙炔气为100KMOL/H,氯化氢为108KMOL/H。乙炔的起始含量KMOL/H06910盐酸的起始含量L/5748氮气的起始含量KOL/H26081091水的起始含量ML/4840（2）前台反应器各组分的出口含量乙炔的出口含量KOL/H736820169氯乙烯的出口含量ML/19二氯乙烷的出口含量KOL/H640572069盐酸的出口含量L/8319541水的出口含量KMOL/H0507206980618/302/97536/9XOH2乙醛的出口含量KMOL/H07139017269（3）后台反应器各组分的出口含量乙炔的出口含量KOL/H3861906氯乙烯的出口含量ML/489二氯乙烷的出口含量KOL/H87910560盐酸的出口含量L/2945716水的出口含量KMOL/H07186008乙醛的出口含量L/99表44各反应器各组分的进出口含量组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO进料出口一出口二9906277413871066346881200104800335000712261226122610000070619670000000641908791000000071300977（4）实际装置每小时生产的氯乙烯可折算为KMOL/H67152707故进料气体中乙炔气为100KMOL/H，可生产氯乙烯966964KMOL/H，若要达到1666667KMOL/H的氯乙烯生产能力，则所需乙炔气的原料量为KOL/H36081726941所需氯化氢的原料量为KMOL/45进出口流量表（其中1为摩尔流率KMOL/H，2为质量流率KG/H，3为摩尔分数MOL）44反应器的热量衡算设原料气带入的热量为，反应热，反应器出料带出的热量，反应器撤走的热1Q23Q量9。当忽略热损失时，有4Q444321表46各组分的比热容组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO总量1170718370180638970000000000000003585进料24439670532511091000000000000000112563047630512400005001090000000000000001000出147815976005773897121711060122923447口2124321811038109176071095540811256一3020390254500166000050519200050000031000出12390139300122389716671515016731886口2621550830219610911041715007361211256二3001270073300005002070883900085000041000温度组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO35315K38315K4795549287291352915075510761942918829236602096340084858891296057664068441前台反应器的热量衡算（1）原料气带入的热量1Q原料气的入口温度为35315K，以27315K为基准温度，则45KJ/HTCN入PI1计算结果列于表47中表47原料气中各组分的比热容的计算组分C2H2HC1N2H2O合计PI4795529135291887551NIX0476305124001090000510001IPC228411492880318100378381257（4入TCNXQPIN16）由公式43可得H/KJ109351275312685043Q61（2）反应热在操作条件下，主副反应的热效应分别为2主反应47MOL/KCA8291CH1CH2副反应48L/32349MOL/KCA278CHOCH32则主反应的放热量为H/KJ10591864029074610Q732则副反应的放热量为/J27532HK10471860278012461043/J54659Q757232（3）转化后的气体带出的热量3表48转化后各组分的比热容组分C2H2HC1N2H2OC2H3C1C2H4C12C2H4O总计PI493292292762634891641NIX0204025500160000505190005000031000IPC101742048500383292044600195137转化后气体带出的温度为38315K，以27315K为基准温度，则410H/KJTCNQPI1基出计算结果列于表48中411入NXPIN1由公式48可得H/KJ103251753879540823Q6（4反应器的撤热量4124321Q可得反应器的撤热量H/KJ105761032105709Q663214442后台反应器的热量衡算（1）原料气带入的热量1Q原料气的入口温度为38315K，以27315K为基准温度，计算结果列于表49中表49原料气中各组分的比热容组分C2H2HC1N2H2OC2H3C1C2H4C12C2H4O总计PI493292292762634891641NIX0204025500160000505190005000031000IPC101742048500383292044600195137由公式48可得H/KJ103257153879540823Q61（2）反应热在操作条件下，主副反应的热效应分别为2主反应413MOL/KCA8291CH1CH2副反应414L/323415OKCA78O2则主反应的放热量为H/KJ1065140971861Q632则副反应的放热量为/J82045432HK105716402781967333。/J6935Q66212（3）转化后的气体带出的热量3转化后气体带出的温度为38315K，以27315K为基准温度，则416H/KJTCNQPI1基出计算结果列于表410中表410转化后各组分的比热容组分C2H2HC1N2H2OC2H3C1C2H4C12C2H4O总计PI493292292762634891641NIX00130073002100005088400085000041000IPC06262170605003856007570026602417入TCNXQPIN1由公式48可得H/KJ1024935738246057863（4反应器的撤热量44184321Q可得反应器的撤热量H/KJ107451029306530Q666214第5章反应器的设计51RK方程计算理论进料气参数在物料衡算和热量衡算的基础上，可以对反应部分主要设备的工艺参数进行优化计算。这一部分主要是反应器的工艺参数优化。立方型状态方程RK用于气体的V0，查化工热力学10可知RK方程51BTABRP2152C54780A53PR6B由化工热力学附表1查得，乙炔的TC和PC值可得031681406384270A6522467B代入式51有运用直接迭代法，查化工热力学可知RK方程的直接迭代方程为54BVPTARVN211N13604N634N216461NMOL09105348PRTV7824078503058以迭代的结果如表51表51VI的迭代结果VV0V1V2V3V4M3MOL0002936000029807000298250002982500029825有H/M23509OL02985H/KOL74061131催化剂总体VRM3是决定反应器主要尺寸的基本依据，其计算公式如下所示55VRS式中V乙炔气流量，M3/H；SV空速，H1。由于平均空速为37H1，则前台反应器的空速为1VH85704761023S3VRM8592反应器床层截面积AM2及高度HM的计算床层高度为85209530H床层截面积为2RM938521VA52确定反应器的基本尺寸及根数工业上使用反应器的反应管规格为5735MM的不锈钢管，则反应管内径M055327DI根据化工原理（上）11附表72热軋无缝钢管GB816387选择）每根管可填充催化剂的量32IM107580135041LD4V管的根数9574810158N3R根圆整后需管的根数为7482。规格为3200的转化器内有1600根5735MM的不锈钢管，为达生产规定需468台，圆整后需5台3200的转化器。53实际状况催化剂用量33RM4291075160NV床层截面积2R3185249HA乙炔体积流量H/M57481429SV3R乙炔摩尔流量H/KOL59182OLM02985H/743原料气的总摩尔流量H/KOL3987406152358前台反应器出口摩尔流量H/KMOL74250617984023后台反应器出口摩尔流量H/KOL62017415986氯乙烯年产量万吨028746159质量流量H/KG1203746759812M54床层压力降的计算由化学反应工程12可查得如下计算公式56G751D501DGHPP3PG式中P床层压力降，PA；H催化床层高度，M；G质量流量，KG/M2S；G气体密度，KG/M3；G重力加速度，M/S2；固定床空隙率；PD催化剂颗粒当量直径，M；气体粘度，PAS和KG/MS。（1）平均密度333N1IIM/KG087106205960126514946Y进333N1II/KG0527104026149598574892Y出3333MM/KG56845721出进（2）质量流量GS/KG0136127AM2（3）当量直径DP本次设计所选用的催化剂为圆柱状，3MM6MM，则其当量直径为M04360326HD4323P85H（4）平均黏度M及压降P由附录一黏度系数表，运用内插法可得表52各组分的粘度系数/PAS温度组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO35315K38315K1205512975172511871435525891985221015122701328011045120011027811121前台反应器SPA154835052198051724027630XNIIMSPA2814710206120543590925845487X3N1IIMSP7482MM出进空隙率取08，由式56得PA5317001750431278158014362G7D51DGH633P3PG后台反应器SUPA184721051205325095807489XNIIM进SUPA0128781029451087392585725XNIIM出SUPA532MM出进空隙率取08，由式56得PA59600175043127815801431372G7D5DGH633P3PG55传热面积的核算551床层对壁面的给热系数对于反应器，催化剂床层是被冷却的。此时催化床层与反应器内壁的给热系数，1可用下式进行计算57IP70MGPGI1D64EXUD53式中床内气体的给热系数，；1/2KW反应管内径，；IDM催化剂颗粒直径，；P通过床层的气体的导热系数，；G/2KM气体的粘度，；MSKG/气体的线速度，；U通过床层的气体的密度，。G3/KG表53通过床层的气体的导热系数G/2KMW温度组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO35315K38315K002790031200179001930674068440029600315001040012100128001470016800188式（51）RK方程中A,B采用混合规则58IJN1JIMAYA59N1IIB交叉项510K1AIJ50JIIJ其中，先求，0IJKIAIB由附录一可查得，各物质的和代入（52）和（53）则计算结果如表54。CTP表54各组分的和IAIB由表54中各组分的和值及式510，可得交叉项如表55。IAIBIJA组分C2H2HC1N2H2OCH2CHC1C2H4C12CH3CHOIA80326751155814285201853651224194BI361688E05281403E0526784E05211459E05552425E055743857E05595855E05表55组分交叉项的计算IJA组分C2H2HC1N2H2OCH2CHC1C2H4C12CH3CHOC2H280327364353710712127331712513940HC1675132439820116731570012780N215584718560875426140H2O14285169812283818591CH2CHC1201852714822099C2H4C123651229722CH3CHO24194由表55计算得和MAB436528514071840519801928905439227057637663YA2IJN1JIM55N1IIM09431049205678420198432187BY代入式（51）运用直接迭代方程（54）以的迭代结果如表（56）1360MOL029615348PRTV表56的迭代结果IVVIV0V1V2V3V4M3MOL10000293600028897000288820002888100028881有H/M2710OLM028H/KOL398V33总气体的线速度S/931607A3VU总（1）前台反应器KM/W02316740502960179512407946Y2NII进/018501850147523684053934YN1II出KM/W2232G出进KM/W7629805436EXP107243690350DEXPUD32703IP70GPIG1（2）后台反应器通过床层的气体的导热系数，G/2KM/W018501850147523684053934YN1II进/01360184017852896840532937YN1II出KM/W016301852212G出进由公式512得KM/W0724305436EXP1056379204516DEXPUD327063IP70GPIG552总传热系数的计算以管外表面为基准，不锈钢反应管导热系数1797/MW其计算公式如下5112121DLNK（1）前台反应器由公式514可得KM/W79165017LN91205628K2后台反应器由公式514可得KM/371565017LN91205024K553传热面积核算对数平均温差公式为51221MTLNT由所需传热面积513M4TKQA需又514NLD实1前台反应器热介质采用逆流，则由公式515、516、517得K10780129LN7TM237M83605A需254916014实可知，即事迹传热面积大于按传热计算所需的传热面积，所以设计符合要需实求。（2）后台反应器换热介质采用逆流，则由公式515、516、517得K30102197LNTM236M53074A需2549101实可知，即事迹传热面积大于按传热计算所需的传热面积，所以设计符合要需实求。其中，如图51，为反应管的排列方式，为三角形排列。图51反应管的排列方式56数据汇总表57数据总结前台反应器后台反应器进料摩尔流量KMOL/H3833925074出料摩尔流量KMOL/H2507420166进料PINCX381256513739出料I513739602198粘度系数SPA/1477213759压降PA0531705596G/2KMW002080016112987624307/2179791553氯乙烯年产量万吨）802催化剂用量/M3942床层高度H/M285床层截面积A/M2309转化器规格3200转化器的台数5反应管规格5735MM第6章设计总结本设计说明书采用乙炔法对年产75万吨氯乙烯的装置进行初步的工艺设计，主要对氯乙烯的氧化反应器进行了工艺和设备的参数进行计算为氯乙烯的工艺设计提供参考。在操作压力为012MPA的工艺条件下，经过物料衡算和热量衡算知，每小时原料实际进料量为3585104KMOL，即所需乙炔气为1707401KMOL，氯化氢气体为1836925KMOL，前台反应器需要撤走的热量为15176107KJ/H，后台反应器需要撤走的热量57450106KJ/H，决定采用两组直径为3200MM的列管式固定床反应器并联，每一组中为5个3200MM的反应器串联，列管总共有7482根，催化剂的床层高度为285M，催化剂总体积为942M3。此次课程设计，使我更加扎实的