華中賽區(qū)河南科技學院新隊設計設備說明書

目錄1.5塔設備機械設 目錄1.5塔設備機械設 實際塔板 塔高的計 接管的計 筒體、封頭及裙座的壁厚計 第三章反應 反應器概 反應器類 3.2.3移動床反應 乙烯法生成醋酸乙烯酯的反應 反應方程式及動力 催化劑參 反應器類型的選 工藝條件的選 乙烯法生成醋酸乙烯酯的反應器設 反應器設計條 設計壓 設計溫 介質名稱、組成和流 進出口物料信 催化劑用量計 反應器列管數(shù)和殼 2.11.1反應器高 床層壓降計 傳熱面積核 3.5.72.8.6選用材 接管設 反應器管板、管箱、反應列管的連接結構設 支座與附件設 1.5塔設備機械設1.5.1在AspenPlus中由塔設備的工藝計算得到的理論塔板數(shù)為1.5塔設備機械設1.5.1在AspenPlus中由塔設備的工藝計算得到的理論塔板數(shù)為41塊，取塔板效率為0.65，由 N T 0式中計算NT=63，即全塔實際板數(shù)為63塊塔頂空間高度為了滿足塔頂空間高度的作用是安裝塔板和開人孔的需要，也使氣體中的液體自由沉10010d=1；塔板段的塔高為了方便清洗、檢查、維修，應在塔上開設人孔，擬在塔筒6~7塊塔板開設一個（DN500），共開設8個人孔，其中第一個與最后一個人孔開設在塔頂與塔底部空間，其余在塔板段。普通塔板板間距HT為400mm，開設人孔的塔板間距HT’為800mm。因此可求得塔板段的塔Hb為：Hb4800(624)400本塔塔徑為1200mm,由此得該塔的橫截3.14S44塔底空間高度具有貯存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有 的儲量，以保塔底料液不至排完。對于塔底產量較大的塔，塔底容量可取小些，取 的儲量1.6綜上，塔的筒體高度H1為H1264001000160029000.002.本設計采用橢圓形封頭，封頭的選型根據(jù)《GB/T25198-2010壓力容器封頭》選型。公稱直徑由附錄得：DN=1200由附錄得：h1、直邊高、A1.665m2、容積V0.255mh1、直邊高、A1.665m2、容積V0.255m3.度。此處選用1200m的圓柱形裙座，裙座高度由塔底封頭切線至出料管中心線的高度UVH：H3U0.75D20000.7512002000綜上，全塔的總高度H為290003252900接管的計接管的管徑計算使用《HG/T20570.6-1995管徑的選擇》中的計算方法進行計算，計算后的管徑通過《SH/T3405-2012石油化工鋼管尺寸系列》進行圓整。取氣體流速為25.00m/s，氣體體積流0.47m3/s，所以4d0.1548m3.14管徑圓整為其內徑d168.3-23.40161.5mm氣體實際流速為4u22.94m/2.取液體流速為1.5m/s，液體體積流率為7.4756m3/h，所以4d0.04199m3.14d48.3-23.6840.94mm液體實際流速為u40.0020741.5755m/3.塔底至再沸器液體接管設取液體流速為1.5m/s，氣體體積流率為0.0549m3/h，所以d18.81Vud10.3-21.247.82mm液體實際流速為4取液體流速為1.5m/s，氣體體積流率為0.0549m3/h，所以d18.81Vud10.3-21.247.82mm液體實際流速為43600u0.3175m/4.取液體流速為2.00m/s，液體體積流率為0.0163m3/s，所以4d0.1019m3.14d114.3-26.02102.26mm液體實際流速為40.01631.99m/u上述接管計算結果列于下表名預估流速流管直外壁厚內塔頂氣體出管00進料接塔底至液體管塔頂回流接061.5.4筒體、封頭及裙座的壁厚計筒體壁厚計算采用《GB150-壓力容器中所述的計算方法，封頭根《GB/T25198-20101.5.4筒體、封頭及裙座的壁厚計筒體壁厚計算采用《GB150-壓力容器中所述的計算方法，封頭根《GB/T25198-20101.1倍，設T0202筒體選用材料為S30408、封頭選用材料為Q345R，裙座材料選用Q245R。已知在設計溫度下，S30408的許用應力[σ]t=137.00MPa、Q345R的許用應力[σ]t=189.00MPa。接全為雙面焊，全無損探傷。腐蝕裕量及鋼板C2.00mm1-8（2）筒體主體設計表60表1-8（3）封頭主體設計上封621-8（4）裙座主體設計表圓82形 內徑 名義厚度 腐蝕裕量 下封 位 形 內徑 名義厚度 腐蝕裕量 內徑 名義厚度 腐蝕裕量 設計溫度 設計壓力 設計年限 第三3.1第三3.1反應器概反應器設計的主要任務首先是選擇反應器的型式和操作方法，然后根據(jù)反應和物料點，計算所需的加料速度、操作條件(溫度、壓力、組成等)及反應器體積，并以此確定器主要構件的尺寸，同時還應考慮經(jīng)濟的合理性和環(huán)境保護等方面的3.2反應器本設計的主要反應均為由固體催化劑催化的氣相反應，常見的氣固相反應器主要有床、流化床和移動床三大類3.2.1固定床反應器又稱填充床反應器，是一種裝填有固體催化劑用以實現(xiàn)多相反應的反應～15①軸向絕熱式固定床反應器(2-1)。流體沿軸向自上而下流經(jīng)床層，床層同外界無2225～50mm之間，管數(shù)可多達上圖2-4)，反應器之間設換熱器或補充物料以調節(jié)溫度，以便在接近于最佳溫度條件下操作2-1軸向絕熱式固定床反應2-22-1軸向絕熱式固定床反應2-2徑向絕熱式固定床反2-3列管式固定床反2-4多級絕熱式固定床反應固定床反應器有如下優(yōu)點(1)可以嚴格控制停留時間，溫度分布可以適當調節(jié)，流體同催化劑可進行有效接觸結構簡單固定床反應器有如下缺點；操作過程中催化劑不能更換，催化劑需要頻繁再生的反應一般不宜使用，常代之流化床反應器或移動床反應流化床反流化床反應器是一種利用氣體或液體通過顆粒狀固體層而使固體顆粒處于懸浮運動狀1)劑在幾分鐘內即顯著失活，須用上述裝置不斷予以分離后進行再生。另一類是無固體料連續(xù)進料料連續(xù)進料和出料裝置，主要用于固體顆粒性狀在相當長時間（如半年或一年）內的流化床如2-5所示圖2-5流化床反應器工作示意與固定床相比，流化床反應器的特點主要有以下幾點可以實現(xiàn)固體物料的連續(xù)輸入和輸出流化床適合使用細粒子催化劑，易消除內擴散阻力，能充分發(fā)揮催化劑的效能控制等溫是關鍵3.2.3移動床反應.流化狀態(tài)。UOPIFP連續(xù)重整工藝中的移動床反應器。2-6所3.2.4各類反應器固定床可以處理3.2.4各類反應器固定床可以處理高灰分，高灰熔點的煤，投資小，環(huán)保差、氣流床產量最大，但對煤有一定要求；硫化床現(xiàn)在壓力加不上去，推廣受限這三種床最關鍵的就是設計床體，現(xiàn)在在國內設計床體大多數(shù)是一種經(jīng)驗估算和模擬驗，擴大到工業(yè)生產上往往存在很多缺點。它們的主要區(qū)別還得看用途，物料的性質，既物理過程還是化學反應過程。固定床和移動床比較適合氣－氣、氣－液和液－液反本身作為催化劑，優(yōu)點是返混小，固相帶出少，分離簡單。流化床的床型是設計中很重要的與反應體系的匹配要求比較高。此外，操作中的氣速、帶出量、與配套的旋風等分計比較嚴格。流化床的傳熱和破汽泡、溝流措施也是研究比較多的。流化床需要注能堵塞氣體分布器，堵了很固定床、移動床和沸騰床的區(qū)分是依據(jù)向床層內通氣量的大小而定的，隨著通氣量加，一次是固定床、鼓泡床（沸騰床），湍動床，輸送床。移動床嚴格意義上屬于范疇，是顆粒整理向下移動，床層高度不變，例如煉油中的催化重整工藝，是典型工藝。至于應用范圍和優(yōu)缺點，相對而言流化床技術具有良好的傳質、傳熱和各項均勻3.3設計要3.3設計要3.4乙烯法生成醋酸乙烯酯的反應CH3COOHC2H40.5O2CH3COOC2H3H2O中，反應熱為C2H4+3O2=2CO2+2H2O，反應熱為1339.8kJ/mol3.4.1反應方程式及動力表面發(fā)生氣-固相反應，屬于非均相催化反應。針對乙烯法合成醋酸乙烯單體的反應過程,3.4.1反應方程式及動力表面發(fā)生氣-固相反應，屬于非均相催化反應。針對乙烯法合成醋酸乙烯單體的反應過程,Samanos提出的機理：乙烯首先以π鍵的形式吸附于催化劑表面的Pd原子上，接著與脫去羥基氫后的吸附態(tài)醋酸進行耦合，形成醋酸乙烯基與Pd原子結合的中間體結構，最后脫去β-H原子生成醋酸乙烯。（反應機理如圖2）Moiseev和NakamuraPd原子上吸附后，反應的機理認識仍然存在爭議，大多數(shù)學者傾向贊同Samanos機理，但是并沒有完全否定Moiseev機理存在的可能性。IIII化反應動力學進行了實驗研究，反應條件為常壓、13℃16℃，研究得出的反應動力學方CTV-III型催化 2.1838exp[56.85(KJ/mol)/RT 1.968E6exp[108.62(KJ/mol)/RT主反應動力學參考文獻【潘鶴林,徐惠明,周健.CTV-劑的研究 2012,(1).】，得到的動力學方程為型乙烯氧乙?；铣纱姿嵋蚁┐?.4.2III型催化劑是目前應用最為廣泛的催化劑，，在乙烯法合成醋酸乙烯的反應過程56m10m50070md和uduuud31。3-1催化劑參粒徑催化劑裝填體積操作空粒徑催化劑裝填體積操作空速/h-反應選擇性3.4.3反應器類型的選遞過程。因此，列管式固定床是甲基丙烯醛反應比較理想的反應設備工藝條件的反應溫度有助于詳細了解床層內的高溫、低溫區(qū)域以及產生的原因。氣相入口溫度與壁面溫度為4335K4（a所示，溫度沿著軸向和徑向4388K54K溫度沿徑向分布的云圖如圖41（b）所示，可以看出，在同一高度的圓形截面上，床層中心區(qū)域與顆粒接觸點附近的溫度較高，最大溫差約為5K操作溫度 堆積密度/g.ml- 項 介形 球4-4-4-15可以看出，反應溫度從低到高對應的床層內的升高而升高，且升高相同幅度反應溫度所造成的床層溫升幅度逐漸增大4-14反應溫度對床層內溫度分布的影圖4-15不同反應溫圖4-15不同反應溫度對應的床層最高溫降低，為了保證反應器的空時收率，就必須適當升高反應4-4VAc選擇性3.4.4.260085pa。1不同壓力條件下催化劑性能的變3.4.4.33.4.4.3烯的選擇性4-5所示，當氧氣和乙烯的比1:14上升到1:8時，乙烯的轉化率升高，醋酸乙烯的摩爾分數(shù)升高，催化劑對醋酸乙烯的選擇性從91.57%上升到94.22%4-3.5乙烯法生成醋酸乙烯酯的醋酸乙烯酯的反應器列管式固定床反應器，管內裝填催化劑，殼程通除氧水及時移應產生的熱量，控制反應溫2.10反應器設計條2.10.1由2.7.5分析，確定本反應器管程的操作壓力是1.195MPa，殼程通入換熱介質，通入故本反應器管程的設計壓力為1.32MPa2.10.2由2.7.5分析，確定本反應器管程操作溫度是380℃，殼程通入換熱介質，通入此器中的換熱介質270℃導熱油，由于反應器設計溫度一般比操作溫度高，故本反應器取程設計溫度為400℃，殼程設計溫度為2902.10.3介質名稱、組成和流3.5.1Aspen源文件模擬優(yōu)化得到數(shù)據(jù)如表3-23-物料數(shù)溫度氣相分11質量流量焓值--003.5.1Aspen源文件模擬優(yōu)化得到數(shù)據(jù)如表3-23-物料數(shù)溫度氣相分11質量流量焓值--0000I-3.5.2催化劑總體 VR(m3)是決定反應器主要尺寸的基本依據(jù)，計算公式如下所示 1- C- 1- 組 摩爾分體積流量 摩爾流量 壓力 反應器進 反應器出流股名 VRSVSV——空速，h-1文獻中可取空速為2000h-1所以VRSVSV——空速，h-1文獻中可取空速為2000h-1所以VRSV催化劑用量mV61.610.4510003.5.3取催化劑的填裝空隙率為0.39，選用長為8000mm38mm32.8mm的列管單根反應管催化劑的裝填體7450mmVc計算所需列管NVR9780 綜合實際情況，單臺反應器裂管數(shù)反應管采用正三角形排布4890,共設兩臺反Nc1.1N1.148I9077管心距殼程直徑Dt(nc1)2b48(771)(23)382.11.1筒體頂部空間：根據(jù)《壓力容器手冊》筒體底部空間，根據(jù)《壓力容器手冊》封頭高度總深度為3.5.4床層壓降計反應器管程內的流速為：反應器管程內的流速為：u=0.81m/s，3.5.4床層壓降計反應器管程內的流速為：反應器管程內的流速為：u=0.81m/s，反應氣體度ρ=7.71kg/m3，黏度為催化劑孔隙率為：0.39，根據(jù)厄根方程，如1.75[(10.39)/0.393](7.710.812)/(5.25/1000)17503dp1.75[(8000-200-200-150)/1000]/1000所以ΔP=130kPa<15%*800kap，在合理壓降范圍內3.5.5傳熱面積核模擬數(shù)據(jù)中經(jīng)計算后得到下表15.1（316L管材的導熱系數(shù)床層污垢熱阻氣體普朗特床層給熱系數(shù)飽和除氧水定壓熱容給熱溫差8蒸汽汽化潛面積余量為55%,換熱面積足除氧水的用量=1.15x產汽量3.5.72.8.6選用材由于該換熱器面積余量為55%,換熱面積足除氧水的用量=1.15x產汽量3.5.72.8.6選用材由于該換熱器中用水做換熱介質，換熱溫度較高，因此為防止在下反應器發(fā)生腐蝕或敢問熱變形