反應工程乙烯空氣氧化法制環(huán)氧乙烷課程設計

1、反應工程課程設計設 計 題 目： 乙烯催化氧化制環(huán)氧乙烷的反應器設計 專 業(yè) 名 稱： 化學工程與工藝 姓 名： 尹潤田 學 號： 101409148 系 別： 化學與化學工程系 指 導 教 師: 陳湘 設 計 時 間： 2012-5-28 至 2012-6-7 目錄設計任務書第一章 緒論2 1.1反應過程分析2 1.2催化劑的選擇2 1.3反應器的選擇3 1.4反應條件的分析3第二章 工藝流程及說明4 2.1乙烯的氧化4 2.2環(huán)氧乙烷的吸收與解析6 第三章 物料衡算8 3.1原料氣的組成8 3.2物料衡算圖及反應原理9 3.2反應器的物料衡算10 第四章 熱量衡算124.1 反應器的熱量衡

2、算12 4.2熱量衡算14 第五章 反應器的設計165.1催化劑的用量175.2確定氧化反應器的基本尺寸205.3床層壓力降的計算205.4傳熱面積的核算205.5反應器塔徑的確定225.6設備壁厚的計算245.7 附屬設備的計算24第六章 設計結果匯總26符號說明27參考文獻28第一章 緒論環(huán)氧乙烷（簡稱EO）是最簡單也是最重要的環(huán)氧化合物，在常溫下為氣體，沸點10.5?？梢耘c水、醇、醚及大多數(shù)有機溶劑以任意比混合。有毒，易自聚，尤其當有鐵，酸，堿，醛等雜質或高溫下更是如此，自聚時放出大量熱，甚至發(fā)生爆炸，因此存放環(huán)氧乙烷的貯槽必須清潔，并保持在0以下。環(huán)氧乙烷是以乙烯為原料產(chǎn)品中的第三大品

3、種，僅次于聚乙烯和苯乙烯。它的用途是制取生產(chǎn)聚酯樹脂和聚酯纖維的單體、制備表面活性劑，此外還用于制備乙醇胺類、乙二醇醚類等。1.1 過程分析 工業(yè)上生產(chǎn)環(huán)氧乙烷最早采用的方法是氯醇法，該法分兩步進行，第一步將乙烯和氯通入水中反應生成2-氯乙醇，2-氯乙醇水溶液濃度控制在6%-7%（質量）;第二步使2-氯乙醇與Ca(OH)2反應，生成環(huán)氧乙烷。該法的優(yōu)點是對乙烯的濃度要求不高，反應條件較緩和，其主要缺點是要消耗大量氯氣和石灰，反應介質有強腐蝕性，且有大量含氯化鈣的污水要排放。因此開發(fā)了乙烯直接氧化法，取代氯醇法。工業(yè)上生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的方法是乙烯直接氧化法，在銀催化劑上乙烯用空氣或純氧氧化。乙烯在A

4、g/-Al2O3催化劑存在下直接氧化制取環(huán)氧乙烷的工藝，可用空氣氧化也可以用氧氣氧化，氧氣氧化法雖然安全性不如空氣氧化法好 ，但氧氣氧化法選擇性較好，乙烯單耗較低，催化劑的生產(chǎn)能力較大，故大規(guī)模生產(chǎn)采用氧氣氧化法。主要反應方程式如下： 主反應副反應由乙烯環(huán)氧化反應的動力學可知，乙烯完全氧化生成二氧化碳和水，該反應是強放熱反應，其反應熱效應要比乙烯環(huán)氧化反應大十多倍。故副反應的發(fā)生不僅使環(huán)氧乙烷的選擇性降低，而且對反映熱效應也有很大的影響。選擇性下降，熱效應就明顯增加，如選擇性下降移熱慢，反應溫度就會迅速上升，甚至產(chǎn)生飛溫。所以反應過程中選擇性的控制十分重要。 1.2 催化劑的選擇環(huán)氧化法生產(chǎn)環(huán)

5、氧乙烷是一個強放熱放應，為減少深度氧化的副反應，提高選擇性，催化劑的選擇非常重要。研究表明，只有在銀催化劑催化下乙烯的環(huán)氧化反應才有較高的選擇性。工業(yè)上使用的銀催化劑是由活性組分，載體和助催化劑所組成。 載體載體的主要功能是分散活性組分和防止銀微晶的半熔和燒結，使其活性保持穩(wěn)定。由于乙烯環(huán)氧化過程存在平行副反應和連串副反應的競爭，又是一強放熱反應，故載體的表面結構及其導熱性能，對反應的選擇性和催化劑顆粒內部溫度的分布有顯著的影響。載體表面積大，活性比表面積大，催化劑活性高但也有利于乙烯完全氧化反應的發(fā)生，甚至生成的環(huán)氧乙烷很少。載體如有空隙，由于反應物在細空隙中的擴散速度慢，產(chǎn)物環(huán)氧乙烷在空隙

6、中濃度比主體濃度高，有利于連串副反應地進行。工業(yè)上為了控制反應速度和選擇性，均采用低比表面積無孔隙或粗空隙惰性物質作為載體，并要求有較好的導熱性能和較高的熱穩(wěn)定性。工業(yè)上常用的載體又碳化硅，氧化鋁和含有少量氧化硅的氧化鋁等。助催化劑所采用的助催化劑有堿金屬類，堿土金屬類和稀土元素化合物等。堿土金屬類中，用得最廣泛的是鋇鹽。在銀催化劑中加入少量鋇鹽，可增加催化劑的抗熔結能力，有利于提高催化劑的穩(wěn)定性，延長其壽命，并可提高活性。據(jù)研究兩種或兩種以上的助催化劑起到協(xié)同作用，可提高選擇性。抑制劑 在銀催化劑中加入少量硒碲氯溴等對抑制二氧化碳的生成，提高環(huán)氧乙烷的選擇性有較好的效果。工業(yè)上常在原料氣中添

7、加微量有機氯如二氯乙烷，以提高催化劑的選擇性，調節(jié)溫度。1.3 反應器及混合器的選擇乙烯環(huán)氧化制環(huán)氧乙烷是一強放熱反應，溫度對反應的選擇性又甚敏感，對于這種反應最好采用流化床反應器，但因為細顆粒的銀催化劑易結塊也易磨損，流化質量很快惡化，催化劑效率急速下降，故工業(yè)上普遍采用的是列管式固定床反應器，管內放催化劑，管間走冷卻介質。在配制混合氣時，由于純氧加入到循環(huán)氣和乙烯的混合氣中去，必須使氧和循環(huán)氣迅速混合達到安全組成，如果混合不好很可能形成氧濃度局部超過極限濃度，進入熱交換器時易引起爆炸危險。為此，混和器的設計極為重要，工業(yè)上是借多空噴射器對著混和氣流的下游將氧高速度噴射到循環(huán)氣和乙烯的混合氣

8、中，使他們迅速進行均勻混合。為了確保安全，需要用自動分析檢測儀監(jiān)視，并配制自動報警連鎖切斷系統(tǒng)，熱交換器安裝需要有防爆措施。1.4 影響因素（反應條件）的分析 反應溫度乙烯環(huán)氧化過程中存在著平行的完全氧化副反應，影響轉化率和選擇性的主要因素是溫度。溫度過高，反應速度快、轉化率高、選擇性下降、催化劑活性衰退快、易造成飛溫；溫度過低，速度慢、生產(chǎn)能力小。所以要控制適宜溫度，其與催化劑的選擇性有關，一般控制的適宜溫度在200-260。 反應壓力加壓對氧化反應的選擇性無顯著影響，但可提高反應器的生產(chǎn)能力且有利于環(huán)氧乙烷的回收，故采用加壓氧化法，但壓力高對設備的要求高費用增加催化劑易損壞。故采用操作壓力

9、為2Mpa左右。 空速與溫度相比該因素是次要的，但空速減小，轉化率增高，選擇性也要降低，而且空速不僅影響轉化率和選擇性，也影響催化劑的空時收率和單位時間的放熱量，故必須全面衡量，現(xiàn)在工業(yè)上采用的混合氣空速一般為4000-8000/h左右，也有更高的。催化劑性能高反應熱能及時移出時選擇高空速，反之選擇低空速。 原料純度原料其中的雜質可能給反應帶來不利影響：使催化劑中毒而活性下降，如乙炔和硫化物使催化劑永久中毒，乙炔和銀形成的乙炔銀受熱會發(fā)生爆炸性分解；使選擇性下降（鐵離子）；使反應熱效應增大（H2、C3以上烷烴和烯烴）；影響爆炸極限，如氬氣是惰性氣體但其會使氧的爆炸極限濃度降低而且增加爆炸的危險

10、性，氫也有同樣的效應，故原料中的雜質含量要嚴格控制乙炔5ppm,C3以上烴1ppm,硫化物1ppm,H25ppm）。 進入反應器的混合氣配比由于反應的單程轉化率較低故采用具有循環(huán)的乙烯環(huán)氧化過程，進入反應器的混合氣是由循環(huán)氣和新鮮原料氣混合而成的，其組成既影響經(jīng)濟效益也關系生產(chǎn)安全。氧的含量必須低于爆炸極限濃度，因乙烯的濃度影響氧的極限濃度而且影響催化劑的生產(chǎn)能力，所以其濃度也需控制。乙烯和氧濃度有一適量值（如濃度過高，反應快，放熱多，反應器的熱負荷大，如放熱和除熱不能平衡，就會造成飛溫），如果以氧氣作氧化劑，為使反應不致太劇烈仍須加入致穩(wěn)劑 。以氮氣作致穩(wěn)劑時進入反應器的乙烯濃度可達15-2

11、0%，氧濃度為8%左右。由于反應的轉化率比較低，為了充分利用原料從吸收塔出來的氣體須循環(huán)。由于循環(huán)氣中含有雜質和反應副產(chǎn)物，所以需要在循環(huán)之前將一部分有害氣體排除，即脫除二氧化碳。從吸收塔排出的氣體，大部分（90%）循環(huán)使用，小部分送二氧化碳吸收裝置，用堿洗法（熱碳酸鉀溶液）脫除掉副反應生成的二氧化碳。二氧化碳對環(huán)氧化反應有抑制作用，但適量提高其含量對反應的選擇性有好處，且能提高氧的爆炸極限，故循環(huán)氣中允許有一定量二氧化碳，但不宜過多。 乙烯轉化率 單程轉化率的控制與氧化劑的種類有關，用純氧作氧化劑時，單程轉化率一般控制在12%15%，選擇性可達75-84%或更高。用空氣作氧化劑時，單程轉化率

12、一般控制在30%35%，選擇性可達70%左右。單程轉化率過高時，由于放熱量大，溫度升高快，會加快深度氧化，使環(huán)氧乙烷的選擇性明顯降低。因為工業(yè)上采用循環(huán)流程，所以單程轉化率也不能太低，否則會因循環(huán)氣量過大而耗能增加。第二章 工藝流程圖及說明2.1 氧化反應部分 工藝流程草圖 流程草圖說明由于此反應為氣固相反應，并且催化劑比較貴,所以選擇列管式固定床反應器。反應放出大量的熱,所以須采用換熱介質進行換熱，根據(jù)反應的熱效應求得反應的溫度在180-250，因此選擇礦物油作為換熱介質，采用外部循環(huán)式換熱。流程簡圖由以上流程圖可以看出，新鮮原料氣與循環(huán)氣混合后，經(jīng)過熱交換器預熱一段時間后，從反應器上部進入

13、催化床層。自反應器流出的反應混合氣中環(huán)氧乙烷的含量僅為1-2%，經(jīng)熱交換器利用其熱量并進行冷卻后，進入環(huán)氧乙烷吸收塔。由于環(huán)氧乙烷能以任何比例與水混合，故采用水做吸收劑以吸收反應氣中的環(huán)氧乙烷。從吸收塔排出的氣體，大部分（約90%）循環(huán)使用，而一小部分需送入CO2吸收裝置，用熱碳酸鉀溶液脫除掉副反應所生成的CO2。送入CO2吸收裝置的那一小部分氣體在二氧化碳吸收塔中與來自再生塔的高溫貧碳酸氫鉀-碳酸鉀溶液接觸。在二氧化碳作用下轉化為碳酸氫鉀。自二氧化碳吸收塔塔頂排出的氣體經(jīng)冷卻，并分離出夾帶的液體后，返回至循環(huán)系統(tǒng)。二氧化碳吸收塔塔釜的富碳酸氫鉀-碳酸鉀溶液經(jīng)減壓入再生塔，經(jīng)加熱，使碳酸氫鉀分

14、解為二氧化碳和碳酸鉀，CO2自塔頂排出，再生后的貧碳酸氫鉀-碳酸鉀溶液循環(huán)回二氧化碳吸收塔。帶控制點的氧化流程圖2.2 環(huán)氧乙烷吸收與解析 自吸收塔塔底排出的環(huán)氧乙烷吸收液（1.5%）經(jīng)熱交換利用其熱量后進入解析塔，冷凝出大部分水和重組分雜質。解析出10%（質量）的環(huán)氧乙烷水溶液，同時分離出一起解離出的二氧化碳和其他不凝氣體。然后進入脫氣塔脫二氧化碳，此處脫出的氣體除含二氧化碳外還有大量的環(huán)氧乙烷蒸汽，這部分氣體返回吸收塔。自脫氣塔排出的環(huán)氧乙烷水溶液，一部分直接送乙二醇裝置，加入適量水后水合制乙二醇。其余進精餾塔，塔頂蒸出的甲醛（含環(huán)氧乙烷）和塔下部取出的含乙醛的的環(huán)氧乙烷，仍返回脫氣塔。精

15、餾塔和解析塔的塔底排出的水，經(jīng)熱交換利用其熱量和冷卻后，循環(huán)回吸收塔作吸收水用。帶控制點的環(huán)氧乙烷精致流程圖關于能耗方面，除了反應選擇性和反應熱的利用等影響因素外，環(huán)氧乙烷吸收液的濃度和吸收水熱量的利用，對能耗也有顯著影響。在環(huán)氧乙烷吸收系統(tǒng)和解吸收系統(tǒng)設置多個換熱器，以回收不同位能的熱量；低位能熱量的回收和利用，降低吸收水溫度以提高吸收效率，提高吸收液中環(huán)氧乙烷的濃度，減少循環(huán)水量，二氧化碳系統(tǒng)熱量的回收和利用等，均可降低能耗。乙烯催化氧化法制環(huán)氧乙烷的工藝需注意以下兩點1、保障安全性對此工藝，由于副反應為強放熱反應，溫度的控制尤為重要，若反應熱未及時移走，就會導致溫度難于控制，產(chǎn)生飛溫現(xiàn)象

16、。由于是氧氣做氧化劑，還存在爆炸極限的問題，所以反應氣體的混合至關重要?？山栌枚嗫讎娚淦鲗χ旌蠚饬鞯南掠螌⒀醺咚賴娚淙胙h(huán)氣和乙烯的混合氣中，使它們迅速進行均勻混合。為控制氧氣、乙烯的濃度在爆炸極限以內，也為使反應不致太劇烈，需采用惰性致穩(wěn)氣，可采用N2或CH4作致穩(wěn)氣。2、保障經(jīng)濟性對化工行業(yè)的生產(chǎn)工業(yè)來說，經(jīng)濟性是應首先考慮的重要因素。為滿足此要求，應想辦法使反應的選擇性提高，催化劑的研究開發(fā)決定著反應的選擇性，故應采用性能良好的催化劑，并用二氯化物來抑制副反應的發(fā)生。還應考慮能量的利用率，想辦法利用生產(chǎn)流程中各種位能的熱量，充分節(jié)約資源，降低生產(chǎn)成本。第三章 物料衡算由設計任務書已知數(shù)

17、據(jù)如下：原料氣的組成組分含量（mol%)3.47.75.683.3原料進入反應器的溫度為210C反應溫度為250C 反應壓力為1MPa乙烯轉化率為26.0%；選擇性為65%；空速為5000h-1年工作時間7200小時，年產(chǎn)量160000噸反應產(chǎn)物分離后回收率為90%反應器內催化劑填充高度為管長95%，每根管長6米采用間接換熱方式：導出液進口溫度230C，出口溫度235C,導出液對管壁的給熱系數(shù)為650W/m2K催化劑為球體，D=3mm,床層孔隙率為0.8在250C，1MPa下反應氣體導熱系數(shù)為0.0304W/m2K,粘度為4.2610-5PaS,密度為7.17Kg/m33.1 乙烯催化氧化制取

18、環(huán)氧乙烷得物料衡算框圖：反應器吸收塔CO2脫除裝置CADBSPCSRC水W P (Ar)環(huán)氧乙烷水溶液SPRPMFFFRCC2H4O2(Ar)N2除 TCCO2其中：FF 新鮮原料氣 MF 原料混合氣 RP 反應混合氣 SP 混合分離氣 RC 循環(huán)氣 P 產(chǎn)品環(huán)氧乙烷 W 排空廢氣 SPC 未脫除二氧化碳的循環(huán)氣 TC 脫除的二氧化碳 SRC 脫除二氧化碳的循環(huán)氣3.2 反應原理 乙烯和氧氣在銀催化劑上，于一定溫度和壓力下，直接氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷，反應方程式可表為：（1） 主反應： （4-1） 反應(4-1)為放熱反應，在250C時，每生成一摩爾環(huán)氧乙烷要放出2519kcal的熱量。（2）在主反

19、應進行的同時，還發(fā)生其它副反應，其中主要是乙烯的燃燒反應。副反應： （4-2）反應(4-2)為強放熱反應，在250C，每反應一摩爾乙烯，可放出315.9kcal的熱量。3.3 反應器的物料衡算(1)反應部分的工藝參數(shù)環(huán)氧乙烷生產(chǎn)能力：16.5萬噸/年； 年操作時間：7200小時進入反應器的溫度：210； 反應溫度：250乙烯轉化率：26.0； 選擇性：65%反應空速：5000； 生產(chǎn)過程安全系數(shù)：1.05反應產(chǎn)物分離后回收率：90% 原料組成如表4-2所示： 表4-2 原料氣的組成及各組分的分子量組分含量（mol%)3.47.75.683.3各組分的分子量如表4-3所示：（均取自石油化工基礎數(shù)

20、據(jù)手冊）表4-3 各組分的分子量組分分子量28.05444.01031.99928.01344.05418.015(2)反應部分的基礎計算以100kmol/h氣體進料為基準，根據(jù)已知原料氣的組成，計算出每小時進入反應器的各種氣體組分的摩爾數(shù)，計算結果列于表53中。根據(jù)反應方程式及已知數(shù)據(jù)，計算反應器出口的氣體量。 主反應： (4-3) 副反應： (4-4)已知乙烯轉化率為26.0，選擇性為65，進入反應器的乙烯量為3.4kmol/h，所以由式(4-3)有 消耗乙烯量：3.40.260.650.5746kmol 消耗氧氣量：0.57460.50.2873kmol 生成環(huán)氧乙烷量：0.5746km

21、ol由式(4-4)有 消耗乙烯量：3.40.26(1-0.65)=0.3094kmol 消耗氧氣量：0.30943=0.9282kmol 生成二氧化碳量：0.27372=0. 5474kmol 生成水量：0.30342=0.6068kmol則可知 未反應的乙烯量：3.4-0.5746-0.3034=2.522kmol 未反應的氧氣量：5.6-0.2873-0.9102=4.425kmol 出反應器的二氧化碳量：7.7+0.6068=8.3068kmol 出反應器的水量：0+0.6068=0.6068kmol 氮氣、氬氣和甲烷的量在反應過程中不發(fā)生變化，所以出口氣體中各組分的量如表4-4所示。表

22、4-4 反應器入口和出口的氣體量(kmol/h)組分入口3.47.75.683.300出口2.5228.30684.42583.30.57460.6068(3)實際裝置每小時生產(chǎn)的環(huán)氧乙烷可折算為 綜上所述，氣體進料為100kmolh時，可生產(chǎn)環(huán)氧乙烷0.5746kmol/h。若要達到560.48kmol/h的環(huán)氧乙烷生產(chǎn)能力，則所需原料量為為了保證所設計的裝置能夠達到所要求的生產(chǎn)能力，必須考慮到原料損失等因素，一般取安全系數(shù)為1.05。則實際進料量為 1.0597542.64kmol/h102419.78kmol/h(4)原料氣與氧化氣的組成計算 根據(jù)基準氣體進料為100kmol/h時的計算

23、結果，可以折算出實際進料量為102419.78kmol/h時的物料衡算情況。如表4-5所示。表4-5 實際進料時的物料衡算(a)原料氣的物料衡算組分kmol/hkg/hmol%wt%3482.2797691.673.43.255735.51183530.515.56.107886.32347077.087.611.5385008.422381340.8083.579.1200000000合計102112.523009640.06100100（b)氧化氣的物料衡算組分kmol/hkg/hmol%wt%2583.0372464.322.542.394532.08145022.034.434.788

24、507.81374428.728.3312.3485315.682389948.1483.5679.27588.5025925.780.560.85621.4811195.960.600.37合計102148.583033915.48100100第四章 熱量衡算4.1 反應器的熱量衡算反應器的熱量衡算參照環(huán)氧乙烷與乙二醇生產(chǎn)的步驟進行。設原料氣帶入的熱量為Q1，氧化氣帶出的熱量為Q3，反應熱為Q2，反應器的撤熱量為Q4。當忽略熱損失時，有 Q1+Q2=Q3+Q4 (4-1)(1)各組分的比熱由化工熱力學可查得理想氣體的比熱計算式 (4-2) 上式中的各項系數(shù)值如表4-6所示。將各項系數(shù)代入上式

25、，即可求得原料氣中各組分在任一溫度T時的定壓比熱。表4-6 各組分的定壓比熱系數(shù)值組分AB10C105D1085.7037321.4389476.7284751.17919426.00820.1174720.2341060.056194423.056660.56876983.1828150.638770329.471700.04765011.2706220.479399432.415020.003422141.2851470.44083507.5911192.22379612.604382.612272原料氣溫度為210C,氧化氣溫度為250C.在此條件下各組分的Cp0值如表4-7所示表4-7

26、 各組分的Cp0值(J/molK)原料氣組分原料氣60.831.143.829.6氧化氣組分氧化氣64.331.445.029.835.578.0由化工熱力學可查得真實氣體與理想氣體的比熱之間關系的計算式 （4-3）而Cp0和Cp1與Tr 、Pr的關系可在化工熱力學的圖3-10中查出。原料氣的溫度為210+273.15483.15K，壓力P為1MPa；氧化氣的溫度為250+273.15523.15K,壓力P為1MPa。查表計算，各項計算結果如表4-8、4-9所示。比熱的單位為 J/(molK)表4-8 原料氣中各組分定壓比熱的壓力校正參數(shù)組分 282.4154.6304.2126.25.036

27、5.0467.3763.3941.7113.1251.5883.8280.1990.1980.1360.2950.0850.0210.2250.0400.6700.1590.5440.1380.6280.0380.586061.52331.26044.47629.738表4-9 氧化氣中各組分定壓比熱的壓力校正參數(shù)組分 282.4154.6304.2126.2647.34695.0365.0467.3763.39422.057.1941.8533.3841.7204.1450.8081.1150.1990.1980.1360.2950.0450.1390.0850.0210.2250.0400

28、.3440.2000.5440.1340.4190.1261.3812.0930.5020.00840.50204.1865.02364.88731.53445.53229.92638.32181.0984.2 熱量衡算原料氣帶入的熱量Ql原料氣的入口溫度為483.15 K，以273.15 K為基準溫度，則 （4-4）計算結果列于表4-10中。表4-10原料氣帶入的熱量組分Cp（JmolK)61.5230.0342.09231.2600.0561.75144.4760.0773.42529.7380.83324.772合計-1.0030.040由計算結果可知 （4-5） 由公式4-5可得=10

29、2419.7832.04(483.15-273.15)=6.891108kJ/h 反應熱Q2 在操作條件下，主副反應的熱效應分別為 主反應： 副反應： (以上兩式均由環(huán)氧乙烷與乙二醇生產(chǎn)查得)。查得主反應放熱量為:副反應的放熱量為:總反應熱為：氧化氣帶出的熱量Q3氧化氣出口溫度為523.15 K，以273.15 K為基準溫度，則 （4-6）計算結果列于表4-11中表4-11 氧化氣帶出的熱量組分Cp（JmolK)64.8870.02731.77131.5340.04681.47545.5320.04692.13529.9260.834924.98538.3210.00450.17281.098

30、0.00460.373合計-1.0030.912由計算結果可知 （4-7）由公式4-7可得=102419.7832.49250=8.319108kJ/h 反應器的撤熱量Q4 Q1+Q2=Q3+Q4 （4-8）可得反應器的撤熱量Q4=Q1+Q2Q3(6.891+4.814-8.319)108=3.386108kJ/h第五章 反應器的設計 設計生產(chǎn)能力：16.5萬噸/年；生產(chǎn)過程安全系數(shù)：1.05；年操作時間：7200小時；本設計采用兩臺反應器并聯(lián)進行反應。已知：(1)每小時輸入的原料氣量總為102419.78kmol/h； (2)以銀為催化劑，顆粒為球形，d=3mm，空隙率； (3)反應溫度為2

31、50，操作壓力為1MPa，空速為5000h-1； (4)反應器列管規(guī)格為323.5mm； (5)反應熱用油撤走，導出液進口溫度230，導出液出口溫度235； (6)原料氣進口溫度為210，氧化氣出口溫度為250。5.1 催化劑的用量 催化劑總體積是決定反應器主要尺寸的基本依據(jù)，其計算公式如下所示（由化工設計手冊可查）： （5-1） 式中-原料氣流量，； 空速，。(1) 原料的體積流量 立方型狀態(tài)方程RK用于氣體混合物的，查化工熱力學可知RK方程8 （5-2）其中 （5-3） （5-4）方程中參數(shù)a和b常采用混合規(guī)則： （5-5） （5-6）交叉項 （5-7）其中先求和 由表4-9知各物質的和代

32、入式5-3和5-4計算結果如表5-1表5-1 原料氣的計算組分7.86531.74036.46571.55804.0398E-052.2072E-052.9711E-052.6787E-05表5-2 原料氣交叉項的計算組分 7.86533.70017.13213.50063.70011.74073.35521.64687.13213.35526.46723.17423.50061.64683.17421.558由計算結果可知 代入式6-2有運用直接迭代法，查化工熱力學可知RK方程的直接迭代方程為 （5-8） h=b/v=B/Z當Z=1時，h=0.00677代入進行迭代計算迭代的結果如表5-3Z

33、h10.006771.001360.006761.00136則h=0.00676, Z=1.00136, V=b/h=2.721110-5/0.00676=4.025310-3m3/mol有所以， 由公式(6-1)得(2)氧化反應器床層截面積A()及高度H(m)的計算 氧化反應器采用四套并聯(lián)計算公式如下所示（由化工設計手冊可查）: （7-9） 床層高度為 故5.2 確定氧化反應器的基本尺寸對于列管式固定床反應器，首先應根據(jù)傳熱要求選定選擇323.5mm的不銹鋼管作為反應器的反應管規(guī)格，再求出反應管根數(shù)n。反應管內徑：di=32-3.52=25mm=0.025m (根據(jù)化工原理（上）附表7.2G

34、B8163-87選擇) 反應管根數(shù) （5-10） 由公式(5-10)可得根 經(jīng)圓整可得，反應管根數(shù)為7522根。5.3 床層壓力降的計算 由基本有機化學工程(下冊)可查得如下計算公式9 （5-11）式中 P床層壓力降， , H 催化劑床層高度，m： G 質量流速，kg/m2.s , 氣體密度，kg/m3； g重力加速度，m/s2； 固定床空隙率； 催化劑顆粒當量直徑/m； 氣體粘度，PaS或(kg/ms)；本次設計所選用的催化劑為d=3mm的球型，計算其直徑為由式5-11得5.4 傳熱面積的核算5.4.1 床層對壁面的給熱系數(shù) 對于氧化反應器，催化劑床層是被冷卻的。此時催化劑床層與反應器內壁的

35、給熱系數(shù)，可用下式(見環(huán)氧乙烷與乙二醇生產(chǎn))進行計算： （5-12）式中床內氣體的給熱系數(shù)，； 反應管內徑，m； 催化劑顆粒直徑，m； 通過床層的氣體的導熱系數(shù)， , 氣體的粘度，kg/ms： 氣體的線速度，m/s； 通過床層的氣體的密度，。氣體的線速度可由公式 （5-13）得 由公式5-12得5.4.2 總傳熱系數(shù)的計算 以管外表面為基準，不銹鋼反應管導熱系數(shù)取。其計算公式如下10 （5-14）參見化工原理（上）式6-117由公式(5-14)可得5.4.3 傳熱面積的核算 對數(shù)平均溫差公式為（化工原理上） （5-15）換熱介質采用逆流，則由5-15得又 （5-16）則有 又 （5-17）則有

36、可知A實A需，即實際傳熱面積大于按傳熱計算所需的傳熱面積，所以設計符合要求。5.5 反應器塔徑的確定 查化工工藝設計手冊有 （5-18）式中D殼體內徑，m； t管中心距，m； 橫過管中心線的管數(shù)； 管束中心線最外層管的中心至殼體內壁的距離 ； 一般取 ,取管子按正三角形排列如下圖則 （5-19）由公式5-19，可得所以，由公式5-18可得本反應器取最小壁厚為20mm，故外徑為。經(jīng)圓整后反應器外徑為4300mm。5.6 設備的壁厚計算5.6.1 釜體筒體壁厚計算根據(jù)工作條件，P=1MPa為設計內壓。 筒體的設計厚度： 23.05mm 式中：d 圓筒設計厚度，mm ；Di 圓筒內徑 ，mm ；P

37、內壓設計壓力，MPa ； 焊接接頭系數(shù)，考慮到夾套的焊接取0.8；C2 腐蝕裕量，取 1 mm ；t材料許用應力：250 = 147 MPa ?？紤]到鋼板負偏差，初選C1 = 0.8 mm （表10-101）。 所以，內壓計算筒體壁厚：23.05 + 0.8 = 23.85mm，圓整后取24mm.校核筒體及封頭水壓實驗，根據(jù)式 式中e=n-C=24-1-0.8=22.2mm PT=1.25P/ t=1.5MPa則 1.5（4300+22.2）/(222.2)=146MPa0.9s=0.90.8345=248MPaT，故滿足要求。壓力試驗溫度下的材料的許用應力正常工作溫度下的材料的許用應力容器的

38、設計壓力則筒體外徑DN=4348mm根據(jù)筒體由化工制圖查得封頭H=1115mm,壁厚取24mm.塔高：H0=2H+L=6000+21115=8230mm5.7附屬設備計算5.7.1 支座的選擇反應釜總重 Q = Q1 + Q2 + Q3 + Q4式中：Q1筒體與夾套筒體總重Q2封頭與夾套封頭總重Q3料液重，按水壓試驗時充滿水計Q4附件重筒體質量：每米質量q1=2555.5kg/h Q1= q1L=2555.56=15333kg封頭質量：每米質量 q=3950kg/m Q2=23950=7900kg充液質量：按水壓試驗進行計算，取水密度1000kg/m3體積按封頭與筒體之和進行計算，V=V封+V

39、筒=210.93+614.41=108.32m3Q3=pv=108.321000=108320kg 附件質量：人孔按200kg,其他接管總和按300kg則Q4為500kgQ = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 = 15333 + 7900 + 108320 + 500 = 132053kg故選用裙式支座人孔：選用長圓型回轉蓋快開人孔 人孔PN0.6，400300 JB 579-79-1接管及其法蘭選擇道生油進口管：1084，L=200mm，10號鋼法蘭：PN0.6 DN100 HG 20592-97道生油出口管：1084，L=200mm，10號鋼法蘭：PN0.6 DN100 HG 2059

40、2-97 進料管： 進料流量：V=3077155.37/（36007.1716）=7.45m3/s 管徑： d=47.45/(3.1425) =616.13mm圓整后取630mm,故取63024 GB 8163-87考慮到出料流量與進料流量相似，故出料管選取規(guī)格與進料管相似，也取63024 GB 8163-87 溫度計接管：452.5，L=100mm，無縫鋼管 法蘭：PN0.25 DN40 HG 20592-97 不凝氣體排出管：323.5，L=100 mm，無縫鋼管 法蘭：PN0.6 DN25 HG 20592-97第六章 設計結果匯總 氧化反應器的參數(shù) 名稱數(shù)據(jù)原料進料量102419.78kmol/h產(chǎn)品產(chǎn)量165000噸/年原料進口溫度210氧化氣出口溫度250催化劑用量84.06m3導熱