年產(chǎn)2萬噸的銀催化氧化乙烯合成環(huán)氧乙烷的反應(yīng)器設(shè)計

1、年產(chǎn)2萬噸的銀催化氧化乙烯合成環(huán)氧乙烷的反應(yīng)器設(shè)計學(xué) 院： 化工與藥學(xué)院 班 級: 2012級化學(xué)工程與工藝1班 學(xué)生姓名： 肖 暢 學(xué) 號: 2012402010110 指導(dǎo)教師: 郭孝天 完成日期： 2016年1月3日 指導(dǎo)教師評語：_成績: 教師簽名: 設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目和內(nèi)容設(shè)計題目：年產(chǎn)2萬噸的銀催化氧化乙烯合成環(huán)氧乙烷的反應(yīng)器設(shè)計設(shè)計條件：銀催化氧化乙烯合成環(huán)氧乙烷。表1 原料氣的組成組分C2H4CO2O2N2含量（mol%)3.57.55.683.4生產(chǎn)規(guī)模：2萬噸/年反應(yīng)溫度為240°C反應(yīng)壓力為1MPa空速為5000h-1選擇性為65%；年工作時間7200小時

2、二、設(shè)計方法和步驟1、設(shè)計方案簡介 根據(jù)設(shè)計任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對比，初步確定工藝流程。對選定的工藝流程、主要設(shè)備的型式以及數(shù)值積分計算等進行簡要的論述。2、主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算反應(yīng)的物料衡算、熱量衡算催化劑床層高度計算3、典型輔助設(shè)備的選型和計算:包括典型輔助設(shè)備的主要工藝尺寸計算和設(shè)備型號規(guī)格的選定4、制圖：繪制主體設(shè)備圖5、編寫設(shè)計說明書三、設(shè)計成果的編制本課程的設(shè)計任務(wù)要求學(xué)生做設(shè)計說明書1份、圖紙1張。各部分具體要求如下：（一）設(shè)計說明書的內(nèi)容與順序：1、封面（包括題目、學(xué)生班級、學(xué)生姓名、指導(dǎo)教師姓名等）2、設(shè)計任務(wù)書3、目錄4、正文4.1 緒論：工藝生

3、產(chǎn)技術(shù)方法及進展，反應(yīng)動力學(xué)概述、設(shè)計任務(wù)的意義、設(shè)計結(jié)果簡述4.2 設(shè)計方案簡介4.3 物料流程圖及說明4.4 設(shè)計計算說明書（包括裝置的工藝計算：物料衡算、熱量衡算，反應(yīng)器床層計算）4.5 設(shè)計結(jié)果概要4.6設(shè)計體會及今后的改進意見5、參考文獻6、主要符號說明（必須注明意義和單位）說明書必須書寫工整、圖文清晰。說明書中所有公式必須寫明編號。目錄第1章 緒論1第2章 設(shè)計方案簡介2第3章 物流流程及說明3第4章 設(shè)計計算說明書54.1 反應(yīng)器的物料衡算54.2反應(yīng)器的熱量衡算8第5章 反應(yīng)器的設(shè)計105.1 催化劑床層體積和高度的計算105.2 確定氧化反應(yīng)器的基本尺寸115.3 床層壓力降

4、的計算125.4 傳熱面積的核算125.4.1 床層對壁面的給熱系數(shù)125.4.2 總傳熱系數(shù)的計算135.4.3 傳熱面積的核算135.5 反應(yīng)器塔徑的確定145.6 設(shè)備的壁厚計算155.6.1 釜體筒體壁厚計算155.7 附屬設(shè)備計算165.7.1 支座的選擇165.7.2 人孔165.7.3 接管及其法蘭選擇165.7.4 進料管175.7.5 溫度計接管175.7.6 不凝氣體排出管17第6章 設(shè)計結(jié)果匯總17第7章 設(shè)計評述與總結(jié)18第8章 符號說明18參考文獻20第1章 緒論環(huán)氧乙烷的工業(yè)化生產(chǎn)已經(jīng)有80多年的歷史，20世紀20年代初，UCC公司首次采用氯醇法工藝生產(chǎn)環(huán)氧乙烷并建

5、立了工業(yè)化生產(chǎn)裝置，但由于其存在腐蝕設(shè)備、污染環(huán)境和耗氯量大等一系列問題。30年代后期，公司基于Lefort有關(guān)銀催化劑的研究成果，使用銀催化劑，推出空氣法乙烯直接氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷工藝。1958年，Shell公司采用氧氣代替空氣作為生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的氧原料，推出氧氣法乙烯直接氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷工藝，產(chǎn)品純度可達99.99%。由于氧氣氧化法比空氣氧化法有明顯的優(yōu)越性，目前國內(nèi)外環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)幾乎全部采用的生產(chǎn)方法是：以銀作催化劑，在列管式固定床反應(yīng)器中，用純氧與乙烯反應(yīng)，采用乙烯直接氧化生產(chǎn)環(huán)氧乙烷。目前全球環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)由英荷Shell、美國SD(科學(xué)設(shè)計公司)和UCC三家公司所壟斷，約占環(huán)氧乙烷總

6、生產(chǎn)能力的90以上。這三家公司的乙烯氧化技術(shù)水平基本接近，但技術(shù)上各有特色。例如在催化劑方面，盡管載體、物理性能和制備略有差異，但水平比較接近選擇性均在80%以上。在工藝技術(shù)方面都由反應(yīng)部分、脫CO2、環(huán)氧乙烷回收組成。但抑制劑選擇、工藝流程上略有差異。我國由氯醇法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷始于1960年代，由于氯醇法對乙烯質(zhì)量要求不高，所以采用酒精發(fā)生乙烯和渣油裂解混合烯烴生產(chǎn)環(huán)氧乙烷在我國石油化工發(fā)展初期具有一定意義。隨著大規(guī)模引進環(huán)氧乙烷裝置的建成和投產(chǎn)，加上環(huán)保法規(guī)的日益嚴格，國內(nèi)小規(guī)模的氯醇法環(huán)氧乙烷裝置已無生命力，于1993年下半年淘汰。早期引進的空氣法環(huán)氧乙烷裝置大多也改造為氧氣法。目前我國的

7、生產(chǎn)裝置主要集中于上海石化，揚子石化，茂名石化和燕山石化等，基本上為引進技術(shù)。國內(nèi)環(huán)氧丙烷用于聚醚多元醇的消費量占總消費量的85%，占據(jù)主導(dǎo)地位，PG/DMC%占8%。未來環(huán)氧丙烷消費中，聚醚仍然占主導(dǎo)地位，所占的比例有所上升。由于涂料、膠粘劑、密封劑、彈性體等產(chǎn)品市場快速增長，聚醚在該領(lǐng)域?qū)笥凶鳛?。隨著我國汽車工業(yè)的發(fā)展，聚醚在車用聚氨酯部件中的需求迅速增加。由此可見，環(huán)氧丙烷的市場前景是十分廣闊的。本設(shè)計采用氧氣直接氧化法，對原有的單元設(shè)備進行生產(chǎn)能力標定和技術(shù)經(jīng)濟評定。在此基礎(chǔ)上，查閱了大量資料，根據(jù)設(shè)計條件，通過物料衡算、熱量衡算、反應(yīng)器的選型及尺寸的確定，計算壓降、催化劑的用量等

8、，設(shè)計出符合設(shè)計1要求的反應(yīng)器。第2章 設(shè)計方案簡介目前，我國工業(yè)生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的方法有氯醇法和乙烯氧化法兩種，乙烯氧化法又分為乙烯空氣氧化法及乙烯氧氣氧化法。（1）氯醇法氯醇法環(huán)氧乙烷生產(chǎn)分兩步進行：氯氣與水反應(yīng)生成次氯酸，再與乙烯反應(yīng)生成氯乙醇；氯乙醇用石灰乳皂化生成環(huán)氧乙烷。（2）直接氧化法直接氧化法，分為空氣法和氧氣法兩種。這兩種氧化方法均采用列管式固定床反應(yīng)器。反應(yīng)器是關(guān)鍵性設(shè)備，與反應(yīng)效果密切相關(guān)，其反應(yīng)過程基本相同，都包括反應(yīng)、吸收、汽提和蒸餾精制等工序?？諝庋趸ǎ捍朔椒ㄓ每諝鉃檠趸瘎?，因此必須有空氣凈化裝置，以防止空氣中有害雜質(zhì)帶入反應(yīng)器而影響催化劑的活性?？諝夥ǖ奶攸c是有兩臺

9、或多臺反應(yīng)器串聯(lián)，即主反應(yīng)器和副反應(yīng)器，為使主反應(yīng)器催化劑的活性保持在較高水平(63-75)，通常以低轉(zhuǎn)化率進行操作，保持在20-50范圍內(nèi)。氧氣氧化法：氧氣法不需要空氣凈化系統(tǒng)，而需要空氣分離裝置或有其它氧源。由于用純氧作氧化劑，連續(xù)引入系統(tǒng)的惰性氣體大為減少，未反應(yīng)的乙烯基本上可完全循環(huán)使用。從吸收塔頂出來的氣體必須經(jīng)過脫碳以除去二氧化碳，然后循環(huán)返回反應(yīng)器，不然二氧化碳濃度超過15(mol)，將嚴重影響催化劑的活性。環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)方法各具特點。氯醇法生產(chǎn)工藝的嚴重缺點大致有：消耗氯氣，排放大量污水，造成嚴重污染；乙烯次氯酸化生產(chǎn)氯乙醇時，同時副產(chǎn)二氧化碳等副產(chǎn)物，在氯乙醇皂化時生產(chǎn)的環(huán)氧

10、乙烷可異構(gòu)化為乙醛，造成環(huán)氧乙烷損失，乙烯單耗高；氯醇法生產(chǎn)的環(huán)氧乙烷，醛的含量很高，約為5000-7000mg/m3，最低亦有2500mg/m3。氯醇法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷，由于裝置小、產(chǎn)量少、質(zhì)量差、消耗高，因而成本也高，與大裝置氧化法生產(chǎn)的高質(zhì)量產(chǎn)品相比失去了市場競爭能力。采用氯醇法生產(chǎn)環(huán)氧乙烷的小型石油化工廠正在受到嚴重的挑戰(zhàn)。故根據(jù)環(huán)保及成本的限制要求本實驗采用直接空氣氧化法。第3章 物流流程及說明本次設(shè)計采用氧氣氧化法進行環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)，以氧氣作為氧化劑，乙烯在1MPa、240下通過裝有銀催化劑的固定床反應(yīng)器，直接氧化為環(huán)氧乙烷。環(huán)氧乙烷的生產(chǎn)系統(tǒng)分為三部分：反應(yīng)系統(tǒng)、回收系統(tǒng)和二氧化碳脫

11、除系統(tǒng)，如圖所示。圖3-1 銀催化氧化乙烯合成環(huán)氧乙烷工藝流程(1)環(huán)氧乙烷的反應(yīng)系統(tǒng)反應(yīng)系統(tǒng)是以一種循環(huán)過程來操作的，以乙烯和氧氣為原料使用甲烷致穩(wěn)。從外界貯罐來的乙烯在過濾器中進行過濾，經(jīng)換熱器預(yù)熱，然后按著一定的路線進入混合器，與從環(huán)氧乙烷吸收塔頂部通過分離器分離出的循環(huán)氣進行混合，乙烯混合器中的循環(huán)氣進入壓縮機的吸入口并在氧氣混合器之前，由壓縮機進行壓縮。從外界來的氧氣進料通過過濾器之后在流量控制下進入氧氣混合器。為了能在進料之后和開車期間可靠地對氧氣混合器進行吹掃，一個高壓氮氣壓縮機及氮氣吹掃罐連接在緊靠氧氣混合站上游的氧氣進料線上。為控制循環(huán)氣中的二氧化碳濃度，一股循環(huán)氣的分支物流

12、被送往二氧化碳脫除工段。從氧氣混合器出來的含有乙烯和氧氣的循環(huán)氣，在換熱器的管程進行加熱后進入反應(yīng)器。在反應(yīng)器的殼程用石蠟油來移走反應(yīng)熱，以控制反應(yīng)溫度。含有環(huán)氧乙烷的氧化氣進入附帶的循環(huán)氣/鍋爐給水預(yù)熱器，而后反應(yīng)器出口全體流經(jīng)循環(huán)器換熱器的殼程，與反應(yīng)器入口氣體換熱，被進一步冷卻下來，之后循環(huán)氣體進入循環(huán)氣冷卻器進行最后的冷卻。本反應(yīng)使用一種氣相狀態(tài)的抑制劑來控制反應(yīng)活性，循環(huán)氣在氧氣進料混合器和循環(huán)氣熱交換器之間分叉轉(zhuǎn)向壓入裝有液體二氯乙烷的貯罐，使這股循環(huán)氣中的二氯乙烷濃度達到飽和，然后在乙烯進料混合器和循環(huán)氣壓縮機之間再次進入反應(yīng)循環(huán)氣中。反應(yīng)進料不是絕對純凈，有必要依次從分離器下游

13、定期排放惰性組分。(2)環(huán)氧乙烷的回收系統(tǒng)從冷卻器出來的氧化氣進入到環(huán)氧乙烷吸收塔底部，使用從環(huán)氧乙烷氣提塔底部過來的乙二醇水溶液以及從泵過來的工藝水進行吸收，保證吸收液的濃度恒定在7.5(wt)，被吸收下來的環(huán)氧乙烷按一定的路線進到氧化物/水閃蒸罐進一步閃蒸出惰性氣體，然后經(jīng)換熱器進入環(huán)氧乙烷氣提塔使環(huán)氧乙烷和水進行分離。環(huán)氧乙烷蒸汽從塔頂出來經(jīng)冷卻器進行冷凝后收集在回流罐中，回流罐中的環(huán)氧乙烷用泵打出一部分返回到環(huán)氧乙烷氣提塔頂部作回流用，另一部分送往排氣塔中脫除二氧化碳，塔底用再沸器進行加熱，塔底中不含二氧化碳的環(huán)氧乙烷經(jīng)冷卻器冷卻后用泵送到環(huán)氧乙烷貯罐。環(huán)氧乙烷氣提塔頂部冷凝器中的不凝

14、氣送到惰性氣體洗滌塔中，同閃蒸罐中閃蒸出的惰性氣體一起被洗滌后送往尾氣壓縮機吸入罐中，再進入尾氣壓縮機中壓縮，經(jīng)二氧化碳脫除系統(tǒng)進入環(huán)氧乙烷反應(yīng)循環(huán)系統(tǒng)。在環(huán)氧乙烷吸收塔中未被吸收下來的環(huán)氧乙烷以及其它惰性氣體經(jīng)分離器進一步分離之后送往乙烯混合器中循環(huán)使用。(3)二氧化碳脫除系統(tǒng)來自尾氣壓縮機的一股氣流和尾氣壓縮機出口的氣流混合為一股，進入二氧化碳吸收塔的底部，與從塔頂向下流動的吸收劑在填料上充分接觸完成吸收后，進入二氧化碳水洗塔，通過填料層和除霧器，除掉氣流中夾帶的微量的鉀和礬的化合物微粒，以防止這些物質(zhì)帶入反應(yīng)器造成催化劑中毒。這股氣流冷卻后返回到循環(huán)氣流中，與其它物流混合。從二氧化碳吸收

15、塔頂部流下的二氧化碳吸收劑，在與循環(huán)氣接觸完成二氧化碳的吸收之后，在二氧化碳吸收塔底部靠壓差進入閃蒸罐中，這時的吸收劑被稱為富吸收劑，富吸收劑在閃蒸罐中進行減壓閃蒸，閃蒸出來的氣體進入尾氣壓縮機，再吸入罐中，經(jīng)尾氣壓縮機壓縮后進入循環(huán)系統(tǒng)。閃蒸后的吸收劑流向二氧化碳再生塔的頂部，經(jīng)再沸器加熱后，被吸收的二氧化碳就釋放出來，排入大氣中。再生后的吸收劑被稱為貧吸收劑，貧吸收劑集聚于再生塔的底部，被分為三股，一股經(jīng)再沸器加熱循環(huán)，一股經(jīng)泵在過濾器中過濾存貨使用，余下的進入貧吸收劑閃蒸罐中再次進行閃蒸后由貧吸收劑泵打回吸收塔中進行下一個循環(huán)。水洗塔有兩個循環(huán)回路來移走氣體物流中的微量鉀和礬的化合物，用

16、二氧化碳水洗塔下部循環(huán)泵把塔底的液體抽出來經(jīng)一個冷卻器送到下部填料段的頂部。用二氧化碳水洗塔上部的循環(huán)泵從上部填料段的底部抽出液體，循環(huán)到上部填料段的底部，抽出液體再循環(huán)到上部填料段的頂部。兩個循環(huán)泵系統(tǒng)共用一臺公用的備用泵。高壓工藝水通過一流量控制器補充到上部的循環(huán)回路中，以便控制水洗塔中鉀的濃度。用二氧化碳吸收劑罐和二氧化碳吸收劑池作為二氧化碳脫除系統(tǒng)運行的必要裝置。不論是吸收劑罐還是吸收劑池都使用通入65kg/cm2壓力蒸汽的蛇管進行加熱，以防止環(huán)境溫度下結(jié)冰上凍，用貧吸收劑過濾器循環(huán)泵和二氧化碳吸收劑池泵在系統(tǒng)和貯存器之間進行吸收劑的輸送。第4章 設(shè)計計算說明書4.1 反應(yīng)器的物料衡算

17、（1）反應(yīng)部分的工藝參數(shù)環(huán)氧乙烷生產(chǎn)能力：2萬噸/年；年操作時間：7200小時進入反應(yīng)器的溫度：210；反應(yīng)溫度：240乙烯轉(zhuǎn)化率：32；選擇性：65%反應(yīng)空速：5000；生產(chǎn)過程安全系數(shù)：1.04反應(yīng)產(chǎn)物分離后回收率：90% 原料組成如表4-1所示：表4-1 原料氣的組成及各組分的分子量組分含量（mol%)3.57.55.683.4表4-2 各組分的分子量組分分子量284432284418（2）反應(yīng)部分的基礎(chǔ)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(yīng)器的各種氣體組分的摩爾數(shù)，計算結(jié)果列于表4-3中。根據(jù)反應(yīng)方程式及已知數(shù)據(jù)，計算反應(yīng)器出口的氣體量。主反

18、應(yīng)： (4-1)副反應(yīng)： (4-2)已知乙烯轉(zhuǎn)化率為32，選擇性為65，進入反應(yīng)器的乙烯量為3.5kmol/h，所以：由式(4-1)有 消耗乙烯量：3.5×0.32×0.650.728kmol 消耗氧氣量：0.728×0.50.364kmol 生成環(huán)氧乙烷量：0.728kmol由式(4-2)有 消耗乙烯量：3.5×0.32×(1-0.65)=0.392kmol 消耗氧氣量：0.392×3=1.176kmol 生成二氧化碳量：0.392×2=0.784kmol 生成水量：0.392×2=0.784kmol則可知 未反

19、應(yīng)的乙烯量：3.5-0.728-0.392=2.38kmol 未反應(yīng)的氧氣量：5.6-0.364-1.176=4.06kmol 出反應(yīng)器的二氧化碳量：7.5+0.784=8.284kmol 出反應(yīng)器的水量：0+0.784=0.784kmol氮氣的量在反應(yīng)過程中不發(fā)生變化，所以出口氣體中各組分的量如表4-3所示。表4-3 反應(yīng)器入口和出口的氣體量(kmol/h)組分入口3.57.55.683.400出口2.388.2844.0683.40.7280.784（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0.728kmol/h。若要達到70.15k

20、mol/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(shè)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1.04則實際進料量為1.04×963610021.4kmol/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時的計算結(jié)果，可以折算出實際進料量為10021.4kmol/h時的物料衡算情況。如表4-4所示：表4-4 實際原料氣進料時的物料衡算組分kmol/hkg/hmol%wt%350.7598213.53.31561.1217955.845.66.06841.837039.27.512.58267.73231496.4483.4

21、78.1300000000合計10021.4296312.48100100表4-5 氧化氣的物料衡算組分kmol/hkg/hmol%wt%238.516678.282.382.26406.8713019.844.064.39829.7736509.888.2812.328357.85234019.883.479.9873.163219.040.731.0978.171407.060.780.47合計10021.4296312.481001004.2反應(yīng)器的熱量衡算反應(yīng)器的熱量衡算（基準溫度取298.15K) 反應(yīng)熱根據(jù)試驗數(shù)據(jù)，在298.15K時的標準反應(yīng)熱為：。反應(yīng)器的熱量衡算，設(shè)原料氣帶入

22、的熱量為Q1，氧化氣帶出的熱量為Q2，反應(yīng)熱為Qr，反應(yīng)器的撤熱量為Q，當忽略熱損失時，有：Q1+Qr=Q2+Q各組分的比熱由化工設(shè)計在熱量衡算中可知，在工程計算中，常使用物質(zhì)的平均定壓摩爾熱容CPf。假如物質(zhì)在T1到T2范圍內(nèi)的CP-T關(guān)系為一直線，可以證明，此溫度范圍內(nèi)的平均定壓熱容CPf等于溫度下物質(zhì)的熱容，也等于T1到T2溫度下物質(zhì)熱容CP1和CP2的算術(shù)平均值，一般來說，物質(zhì)的CP-T關(guān)系不是直線，但他的曲率并不大，只要計算時溫度范圍不大，常把曲線關(guān)系當做直線關(guān)系來近似處理，所以上述平均熱容的辦法可行。在物理化學(xué)書中差得不同溫度下的比熱容，如下表：組分298.15K時（JmolK)4

23、83.15K時（JmolK)513.15K時（JmolK)乙烯43.7261.8262.688氧氣29.35530.9030.058氮氣29.1229.5228.512二氧化碳37.1144.0443.421環(huán)氧乙烷47.9174.813水33.57734.061由計算得平均熱容如下表組分（298.15K-483.15K）的（JmolK)(298.15K-513.15K)的（JmolK)乙烯52.7753.204氧氣30.1329.71氮氣29.3228.816二氧化碳40.5740.266水33.819環(huán)氧乙烷61.362由熱量計算式(1)氣體原料帶入的熱量的計算(2)反應(yīng)后氣體產(chǎn)物帶走熱量

24、的計算(3)反應(yīng)熱的計算(4)傳給導(dǎo)生油的熱量的計算按熱量衡算原理（忽略散熱損失）反應(yīng)前后熱量守恒則則傳熱量為第5章 反應(yīng)器的設(shè)計在物料衡算和熱量衡算的基礎(chǔ)上，可以對反應(yīng)部分主要設(shè)備的工藝參數(shù)進行優(yōu)化計算。這一部分主要是反應(yīng)器的工藝參數(shù)優(yōu)化。設(shè)計生產(chǎn)能力：2萬噸/年；生產(chǎn)過程安全系數(shù)：1.04；年操作時間：7200小時；本設(shè)計采用兩臺反應(yīng)器并聯(lián)進行反應(yīng)。已知：(1)每小時輸入的原料氣量總為10021.4kmol/h； (2)以銀為催化劑，顆粒為球形，d=5mm，空隙率； (3)反應(yīng)溫度為240，操作壓力為1MPa，空速為5000h-1； (4)反應(yīng)器列管規(guī)格為32×3.5mm； (5

25、)反應(yīng)熱用油撤走，導(dǎo)出液進口溫度230，導(dǎo)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240。5.1 催化劑床層體積和高度的計算催化劑總體積是決定反應(yīng)器主要尺寸的基本依據(jù)，其計算公式如下所示（由化工設(shè)計手冊可查）： （5-1）式中-原料氣流量，；空速，進入反應(yīng)器的氣體總流量為10021.4kmol/h，空速為S=5000，則反應(yīng)器中催化劑的裝填體積為：由于氣體進料則PV=nRT可計算V=固定床反應(yīng)器采用兩套并聯(lián)計算公式如下所示 （5-2）假設(shè)每根管長為6m，反應(yīng)器內(nèi)催化劑填充高度為管長95%床層高度為故5.2 確定氧化反應(yīng)器的基本尺寸對于列管式固定床反應(yīng)器，首先應(yīng)根據(jù)傳

26、熱要求選定選擇32×3.5mm的不銹鋼管作為反應(yīng)器的反應(yīng)管規(guī)格，再求出反應(yīng)管根數(shù)n。反應(yīng)管內(nèi)徑：di=32-3.5×2=25mm=0.025m (根據(jù)化工原理（上）附表7.2<熱軋無縫鋼管>GB8163-87選擇)反應(yīng)管根數(shù) （5-3） 由公式(5-10)可得根經(jīng)圓整可得，反應(yīng)管根數(shù)為3017根。5.3 床層壓力降的計算由基本有機化學(xué)工程(下冊)可查得如下計算公式 （5-4）式中 P床層壓力降， H 催化劑床層高度，m： G 質(zhì)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，Pa

27、83;S或(kg/m·s)；本次設(shè)計所選用的催化劑為d=5mm的球型，計算其直徑為 由式5-4得 故符合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(yīng)器，催化劑床層是被冷卻的。此時催化劑床層與反應(yīng)器內(nèi)壁的給熱系數(shù)，可用下式(見環(huán)氧乙烷與乙二醇生產(chǎn))進行計算： （5-5）式中床內(nèi)氣體的給熱系數(shù)，；反應(yīng)管內(nèi)徑，m； 催化劑顆粒直徑，m；通過床層的氣體的導(dǎo)熱系數(shù)， , 氣體的粘度，kg/m·s；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 （5-6）得由公式5-5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(yīng)管導(dǎo)熱系數(shù)取。

28、其計算公式如下： （5-7）參見化工原理（上）式6-117由公式(5-7)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） （5-8）換熱介質(zhì)采用逆流，則由5-15得 （5-9）則有 又 （5-10）則有即實際傳熱面積大于按傳熱計算所需的傳熱面積，所以設(shè)計符合要求。5.5 反應(yīng)器塔徑的確定查化工工藝設(shè)計手冊有 （5-9）式中D殼體內(nèi)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(nèi)壁的距離 ；一般取，取管子按正三角形排列如下圖則 （5-10）由公式5-10，可得所以，由公式5-9可得本反應(yīng)器取最小壁厚為20mm，故外徑為。經(jīng)圓整后反應(yīng)器外徑為2800

29、mm。5.6 設(shè)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(shè)計內(nèi)壓。 筒體的設(shè)計厚度：=式中：d 圓筒設(shè)計厚度，mm ；Di 圓筒內(nèi)徑 ，mm ；P 內(nèi)壓設(shè)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(yīng)力：250=147MPa 。考慮到鋼板負偏差，初選C1=0.8mm 所以，內(nèi)壓計算筒體壁厚：12.96+0.8=13.76mm，圓整后取14mm.校核筒體及封頭水壓實驗，根據(jù)式式中e=n-C=14-1-0.8=12.2mm PT=1.25P/ t=1.5MPa則1.5×（3200+12.2）/(2

30、15;12.2)=197.47MPa0.9s=0.9×0.8×345=248MPa>T，故滿足要求。壓力試驗溫度下的材料的許用應(yīng)力正常工作溫度下的材料的許用應(yīng)力容器的設(shè)計壓力則筒體外徑DN=2828mm根據(jù)筒體由化工制圖查得封頭H=785mm,壁厚取12mm.塔高：H0=2H+L=6000+2×785=7570mm5.7 附屬設(shè)備計算 5.7.1 支座的選擇反應(yīng)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(zhì)量：每米質(zhì)量q1=2555.5kg/mQ1=q1

31、5;L=2555.5×6=15333kg封頭質(zhì)量：每米質(zhì)量q2=3950kg/mQ2=0.785×2×3950=6912.5kg充液質(zhì)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筒=71.39m3Q3=71.39×1000=71390kg附件質(zhì)量：人孔按200kg,其他接管總和按300kg，則Q4為500kgQ = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 = 15333 + 6912.5 + 71390 + 500 = 94136kg故選用裙式支座 5.7.2 人孔選用長圓型回轉(zhuǎn)蓋快開人孔人孔PN0.6，400

32、×300 JB 579-79-1 5.7.3 接管及其法蘭選擇道生油進口管：108×4，L=200mm，10號鋼法蘭：PN0.6 DN100 HG 20592-97道生油出口管：108×4，L=200mm，10號鋼法蘭：PN0.6 DN100 HG 20592-97 5.7.4 進料管 進料流量：V=296312.48/（3600×7.17×4）=2.87m3/s管徑：d=4×2.87/(3.14×25) =146.24mm圓整后取160mm,故取160×20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160×20 5.7.5 溫度計接管 45×2.5，L=100mm，無縫鋼管 法蘭：PN0.25 DN40 HG 20592-97 5.7.6 不凝氣體排出管32×3.5，L=100mm，無縫鋼管 法蘭：PN0.6 DN25 HG 20592-97第6章 設(shè)計結(jié)果匯總氧化反應(yīng)器的參數(shù)名稱數(shù)據(jù)原料進料量10021.4kmol/h產(chǎn)品產(chǎn)量20000