2019年第十三届全国大学生化工设计竞赛作品武汉工程大学年产20万吨醋酸乙烯酯分厂生产项目设计文档05-设备设计及选型说明书.docx

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1、2019 ”东华科技恒逸石化杯第十三届全国大学生化工设计大赛 新疆维美化工有限责任公司年产20万吨醋酸乙烯酯分厂设计项目.：；7设备选型与设计说明书设计团队:武汉工程大学WIT团队团队成员:曾佳郑磊钊吴佳文杨琪尹辉指导老师:杨犁金放张林锋第一章醋酸乙烯反应器的设计51.1 设计目标51.2 反应器选型51.2.1 反应器类型51.2.2 反应器类型确定91.3 反应动力学分析111.4 反应条件的选择121.5 反应条件确定131.6 反应器体积设计131.6.1 反应器进出口物料组成131.6.1.1 进物料组成131.6.2 催化剂装填的确定141.7 传热校核141.7.1 污垢热阻14

2、1.7.2 换热面积141.8 热负荷151.8.1 总传热系数（含污垢热阻）151.8.2 导热油用量161.8.3 选用材质161.9 反应器设计条件161.9.1 设计压161.9.2 设计温度161.10 反应器结构参数设计161.10.1 反应器高度161.10.2 反应器筒体直径171.10.3 管板171.10.4 接管181.10.5 气体分布器191.10.6 人孔191.11 SW6强度校核计算说明书191.12 反应器设计小结301.13 反应器装配图31第二章塔设备设计322.1 设计规范322.2 设计要求322.3 塔的选型322.3.1 精微塔的选型原则322.3

3、.2 精徳塔的类型332.3.3 精储塔选型392.3.4 液体分布装置的选择402.3.5 除沫装置的选择412.4 塔设备设计步骤412.5 塔设备设计举例422.5.1 脱醋酸塔 T0301 422.5.2 精馆塔强度校核502.5.3 精徳塔装配图67第三章换热器选型693.1 换热器设计依据693.2 换热器简介693.3 换热器选用原则713.3.1 基本要求713.3.2 介质流程723.3.3 终端温差723.3.4 流速723.3.5 压降733.3.6 传热膜系数733.3.7 污垢系数743.3.8 换热管743.4 换热器型号表示方法763.5 换热器选型示例（以E03

4、03为例）763.5.1 选型用软件览763.5.2 艺参数确定773.5.3 换热器结构参数的确定793.5.4 换热器结构校核843.5.4.1 圆整后结构参数843.6 换热器机械强度校核883.8 换热器装配图973.9 换热器选型览表973.10 选型994.1 泵类型和特点994.2 泵选型原则1014.3 泵选型（以P0101为例）1024.4 泵选型览表104第五章 储罐选型1075.1 选型依据1075.2 储罐类型1075.3 储罐系列1075.4 选型原则1085.5 原料储罐1095.5.1 醋酸1095.5.2 乙焕1095.5.3 碳酸钾溶液1105.5.4 氯仿1

5、105.6 产储罐1115.6.1 醋酸乙烯酯1115.6.2 乙醛1115.6.3 丙酮1125.6.4 丁烯醛1125.7 储罐选型览表113第六章 压缩机选型1146.1 压缩机分类1146.2 压缩机适用范围1156.3 压缩机选型1166.3.1 压缩机艺参数1166.3.2 压缩机,鼓风机选型览表118第一章醋酸乙烯反应器的设计1.1设计目标反应器为艺流程中反应进行的场所,主要需要满足:(1)反应器有良好的传热能力;(2)反应器内温度分布均匀;(3)反应器有足够的壁厚,能承受反应压;(4)反应器结构满足反应发生的要求,保证反应充分;(5)反应器材料满足反应物腐蚀要求；(6)保证原料

6、有较高的转化率,反应有理想的收率；(7)降低反应过程中副反应发生的水平1.2 反应器选型1.2.1 反应器类型醋酸乙烯的合成是放热反应,并且为气固催化反应。本设计的主要反应是由固体催化 剂催化的气相反应,常见的气固相反应器主要有固定床、流化床和移动床三大类。1.2.1.1 固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器,是一种装填有固体催化剂用以实现多相反应的反应 器。固体催化剂通常呈颗粒状,粒径215 mm,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:轴向绝热式固定床反应器(见

7、图1-1)。流体沿轴向自上而下流经床层,床层同外界无 热交换。径向绝热式固定床反应器(见图1-2)。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。管式固定床反应器(见图1-3)。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

8、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(见图1-4),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轴向绝热式固定床反应器图!-2径向绝热式固定床反应图1-3列管式固定床反应器图1-4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)催化剂机

9、械损耗小。(4)结构简单。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。1.2.1.2 流化床反应器流化床反应器是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) 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

10、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。常见的流化床如下图2-5所示:图L5流化床反应器工作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:a.可以实现固体物料的连续输入和输出;b.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。c.流化床适合使用细粒子催化剂,易消除内扩散阻,能充分发挥催化剂的效能。d.由于返混严重,

11、可对反应器的效率和反应的选择性带来一定影响。再加上气固流化 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,通常不宜用于要求单 程转化率很高的反应。e.固体颗粒的磨损和气流中的粉尘夹带,也使流化床的应用受到一定限制。为了限制 返混，可采用多层流化床或在床内设置内部构件。这样可在床内建立起一定的浓度或温度 差。此外,由于气体得到再分布,气固间的接触亦可有所改善。等温过程需要维持反应体系温度大致在一定的范围内波动,温度变化不大,同时可使 反应在最佳反应温度下进行，从而获得较高的转化率;但是针对等温过程的反应器要求较 高,控制等温是关键。1.2.1.3 移动床反应器移动床与固定床相似,不

12、同的是固体颗粒自顶部连续加入,由底部卸出.移动床离子 交换树脂在交换器、再生器和清洗塔之间,周期性流动的离子交换装置。移动床与固定固 定床的差别在于反应过程中催化剂从反应器入口向出口缓慢运动,新鲜催化剂（或再生好的 催化剂）从反应器入口进入，失活的催化剂从反应器出口移出，进行再生。催化剂运动速度 较慢,没有达到流化状态。如UOP与!FP连续重整艺中的移动床反应器。如下图2-6所修动床取耐等移动床吸附器的唳附剂控制机构1冷却器,2脱附堵:3分配板，4提升管，5一再生證，6-1附剤控制机械,”固粒料控制器.8 對田装置,9出料内口图1-6移动床吸附器1.2.1.4 各类反应器区别固定床可以处理高灰

13、分,高灰熔点的煤,投资小,环保差、气流床产量最大,但对煤 种有一定要求;流化床现在压加不上去，推广受限。这三种床最关键的就是设计床体,现在在国内设计床体大多数是一种经验估算和模拟 实验,扩大到业生产上往往存在很多缺点。它们的主要区别还得看用途,物料的性质, 既是物理过程还是化学反应过程。固定床和移动床比较适合气气、气液和液液反应, 床层本身作为催化剂,优点是返混小,固相带出少,分离简单。流化床的床型是设计中很 重要的，与反应体系的匹配要求比较高。此外，操作中的气速、带出量、与配套的旋风等 分离设备设计比较严格。流化床的传热和破汽泡、沟流措施也是研究比较多的。流化床需 要注意的是不能堵塞气体分布

14、器，堵了很麻烦的。固定床、移动床和沸腾床的区分是依据向床层内通气量的大小而定的，随着通气量的 增加,一次是固定床、鼓泡床（沸腾床）,湍动床,输送床。移动床严格意义上属于流化床 的范畴,是颗粒整理向下移动,床层高度不变,例如炼油中的催化重整艺,是典型的移 动床艺。至于应用范围和优缺点,相对而言流化床技术具有良好的传质、传热和各项均 匀性,生产规模大,应用的最广泛,例如基于循环流化床开发的各种煤气化、燃烧艺等 等。固定床和移动床受传质传热的限制,规模小,但是装置投资小,例如鲁奇的碎煤气化 技术,就是典型的固定床，通常需要几台炉子起交替生产,实现整个过程的连续。1.2.2 反应器类型确定醋酸乙烯合成

15、反应为放热反应,因此不宜在过高的温度下进行,在保证反应速率的情 况下,使得反应能在180-190C的温度下进行,从而使反应进行的程度更大。乙焕与醋酸蒸 汽按一定的比例（在后面动力学会具体谈到）加入反应器中,整个反应过程基本保持温度 恒定,以保持一定的反应速率。同时，在某适宜的温度下进行反应,可以增大目标产物的 选择性,抑制副产物的生成。由于反应物全是气体,故整个反应是均相反应过程,并采用 醋酸锌活性炭固体催化剂,则选择固定床管壳式反应器。并且反应所用的催化剂不需要频 繁更替，从而克服了固定床反应器的缺点。采用固定床管壳式反应器，可使得催化剂机械 损耗小,从而降低了催化剂的用量,同时,在此反应器

16、中,反应器造成的返混小,流体与 催化剂可进行充分接触,反应转化率高。固定床管壳式反应器结构简单,设备费用低。 1.2.2.I换热方式本工段需要对反应器温度进行控制,保持反应器温度在一定范围内波动,同时可使反 应在最佳反应温度下进行，从而获得较高的转化率。但是针对等温过程的反应器要求较高, 控制等温是关键，一般采用导热系数较高的热管、均匀夹套式等都可以尽量实现这目标。对于醋酸乙烯反应器的温控措施,采用反应物料走管程,冷却介质走壳程的方式,两 股物料在管壁上进行热量传递。在进行该反应器设计时，需要通过严格计算，确定其反应 过程中需要的换热面积。1.2.2.2醋酸乙烯合成反应器结构简介醋酸乙烯合成反

17、应器类型为换热式固定床催化反应器,如图2-7所示,其外形类似列 管式换热器,管内装催化剂,管间通换热介质(或载热体)以移出管内反应产生的热量。 换热介质应性质稳定、无腐蚀、热容大、廉价等,根据本反应操作温度范围及热效应大小, 选择的换热介质为30、1.2MPa导热油。气固相固定床催化反应器的优点较多:(1)在生产操作中，除床层极薄和气体流速很低的特殊情况外，床层内气体的流动皆 可看成是理想置换流动,因此反应物浓度高,化学反应速率较快,在完成同样生产任务时, 所需要的催化剂用量和反应器体积较小;(2)气体停留时间可以严格控制，温度分布可以调节，因而有利于提高化学反应的转 化率和选择性;(3)催化

18、就不易磨损,可以较长时间连续使用;(4)适宜于高温高压条件下操作；图1-7醋酸乙烯酯合成反应器示意图1.3 反应动力学分析乙焕气相法生产生产醋酸乙烯酯属于固体催化剂下的气相反应。根据相关文献,大约 在乙快与醋酸的进料比大于2.5时,可以认为该反应是对于乙焕的1级反应。所用的催化 剂是新型Zn(Ac)2活性炭催化剂。主反应为:ch3cooh + c2h2 - ch3coochch2根据文献，联合化学反应工程研究所浙江大学分所分别用实验和计算机模拟对该反应 的动力学进行了研究。最终确定反应的动力学方程为:-rA = kQ exp RT pAk0 = 2. 61 x 1012 mol /(h m3

19、M Pa )Eo= 71997.7 J/mol符号说明:A乙焕对乙焕的反应速率Eq反应活化能,J/molk0速率常数,mol/(/im3MPa)R气体普适常数,8. 314J/( mobm2 K)T反应器平均温度,KPa分压,MPa由于Aspen Plus的表达形式有限，即Aspen Plus的默认的速率常数单位为knw，/(s Tn3 - Pa)如图 2-8：The units for the pre exponential factor are as follows for the Rate Basis Reac (vol):When Ci Basts IsUntts are:(To is

20、 not specified)Units are: (To is specified)Molaritykgmole K *1 sec m3kgmolesec m一(kgmole 丫、m5 )(kgmoleI m )Molalitykgmole K* sec - m3kgm ole sec - m3(kgmole )(kgmole | “hq丿Mole fraction. Mass fraction, or Mole gammakgmole IC11 sec mkgmole3 sec - mPartial pressure or fugacitykgmole Kn sec m3kgmae sec

21、 m3啓广(Mass concentrationkgmole Kn sec - m3kgmole sec - m3&r(黑)When Rate Basis is Cat (wt), substitute sec-kg catalyst for sec m in each expression above. For either rate basis, the reactor volume or catalyst weight used is determined by the reactor where the reaction occurs.Note: When water is inclu

22、ded in the reaction and molality basis is selected, mole fraction is used for water instead of molality, since the molality of water would just be a constant. As a result, exclude the exponent of water from the sum if basis is molality.图18 Aspen Plus中反应速率r的单位图所以要将文献中的速率常数而单位转化为mo(s 血3 Pa),即:k0= 2. 6

23、1 x 1012 + 106 + 3600 + 103kmol /(s m3 Pa ) = 0.725Amo/ (sm3 Pa)将上式输入到Aspen中,如图2-9和2-10：图1-9乙块和醋酸的级数1) C2H2(MIXED) + CH3C00H(MIXED) - VINYL-01 (MIXED) ，Reacting phase: VaporRate basis:Reac (vol)Power Law kinetic expressionIf To is specified:Kinetic factor = k(T/To) n e-(0町【1】If To is not specified:K

24、inetic factor =kT n eic0.725n:0E:71997.7kJ/kmolTo:CCi basis:Partial pressure图1-10主反应的动力学参数图1.4 反应条件的选择蒋王光等人做了该反应的动力学试验。乙快和醋酸的合成反应为放热反应,温度对于 该反应的速率影响很大,每升高1C,醋酸的转化率大约增加1倍,所以采用非等温固定 床积分反应器来模拟本反应。在稳态操作的条件下,保持一定的轴向温度分布,使反应易 于控制，同时可以避免温度变化引起的模拟误差,更接近生产操作条件。在反应器内必须装填新鲜的催化剂，并且保证反应气体为平推流和尽量减少径向温 差,也要按照一定的催化

25、剂粒径与反应器内径的比率,我们选择的催化剂为2mm左右的 圆柱形粒子。反应温度控制在160-200。之间,乙快和醋酸的摩尔比在2.56.5之间最为 合适,空速在250h左右,用以排除外扩散和内扩散的影响。1.5 反应条件确定经Aspen Plus 8.6对反应条件模拟优化得:反应温度为180-19（TC,反应压为2.06MPa, 乙焕与醋酸进料的摩尔比为3.23:1。1.6 反应器体积设计1.6.1 反应器进出口物料组成1.6.1.1 进物料组成表7进口物料组成物料名称摩尔流率kmol/hr组成（摩尔分数,%）乙狭210076醋酸65023.5醋酸乙烯0.90乙醛0.40水10.90.4巴豆醛

26、0.50丙酮0.260阻聚剂0.301.6.1.2 出口物料组成表1-2出口物料组成物料名称摩尔流率kmol/hr组成（摩尔分数,%）乙烘1808.1673.2醋酸358.15914.5醋酸乙烯292.74111.8乙醛0.40水10.90.4巴豆醛0.50丙酮0.260阻聚剂0.301.6.2 催化剂装填的确定在蒋王光等人做的动力学实验中,空速取为250h，由此便可以算出反应器的体积以及 反应物在反应器中的停留时间。由Aspen知醋酸乙烯反应器进口总体积流率vo为 4940.56nrVh,故求出反应的有效总体积:体积流量 4940.56血3V =-，=19.76m3空速 2501Aspen的

27、模拟中,设定用到了 1965根管,管径为0.05m,管长7m,则反应器的总体 积为:y =-.d2.L.n= x 052 x 7 x 1965 = 20.72m3根据文献的,催化剂的装填密度为400kg/m3左右，则催化剂质量为:(V-V)p= 20.72 19.76丿 X 40 = 384.8kg结合文献，得知该反应器的床层缝隙率约为0.433将这些参数一并输入到Aspen的 反应器中进行模拟。1.7 传热校核1.7.1 污垢热阻反应器在运行一段时间后,流体介质中的可沉积物会在固定床催化反应器换热表面上 生成垢层。垢层的生成对传热产生附加热阻,使总传热系数减小,传热速率下降。对于本反应器的管

28、程来说,由于内部通入乙焕和醋酸，属于有机物气体,则管壁内侧 的污垢热阻为R=0.000172(m2.K)/W,反应器壳程通入中压饱和水，则管壁外侧的污垢热 阻为 Rs2=0.00034 (m2-K)/Wo1.7.2 换热面积换热总面积(基于反应管外表面)：Ao = nd0L n = n x 0.0056 x 7 x 1965 = 242.0m2式中:Ao为换热总面积,m2；do为反应管外径,m；L为反应管管长,m；n为反应管总数。1.8 热负荷由Aspen数据得,反应器的热负荷为8546.7KW1.8.1 总传热系数(含污垢热阻)b也k dm+ L2+瓦=X + 0,000172 X + X

29、+ 0,00034 + 10000.050.0545.000.0533500=2.01 X 10-3 (m2K) /W式中:心:总传热系数;W/(m2*K)用:管内侧给热系数;W/(m2-K),此处取1000W/(m2.K):管外侧给热系数;W/(m2-K),此处取3500W/(m2K)；d:内管径；m;此处取0.050md2t外管径;m;此处取0.056mdm:对数平均直径;m;此处取0.053mb:间壁厚度；m；此处为0.003mk:给热系数；W/(m K) ； 45.0 W/(m-K)Rsl:管内污垢热阻；2m2K/W ； 0.000172m2-K/WRs2i管外污垢热阻；m2-K/W

30、； 0.00034m2-K/W； 因此:2 = 498.014/ (m2 K)再由厶=.一G小=相)-=3 771 (Tr-t2), 0.85厚度及重量计算计算厚度5 =-,一=19.852al（p-Pcmm有效厚度5e =8n - C|- C2= 20.70mm名义厚度8n = 22.00mm重量1856.56Kg压试验时应校核压试验类型液压试验试验压值Pt= L25p 1ZL = 2.3000 （或由用户输入）MPa压试验允许通过 的应水平otot 0.90 Os = 405.00MPa试验压下 圆筒的应ctt=+ a）=223.582或.”MPa校核条件Ot ot校核结果合格压及应计算最

31、大允许工作压Pn= s+4）= 2.36609MPa设计温度下计算应ct= Pc（+）= 187.56 28eMPa。195.50MPa校核条件同结论筒体名义厚度大于或等于GB151中规定的最小厚度13.00mm,合格前端管箱封头计算计算单位中航一集团航空动控制系统研究所计算所依据的标准GB 150.3-2011i-算条件椭圆封头简图计算压Pc2.27MPa设计温度/200.00内径Di3400.00mm曲面深度700.00mm材料Q345R （板材）设计温度许用应0160.00MPa试验温度许用应0181.00MPaDi钢板负偏差G0.30mm腐蚀裕量Ci1.00mm焊接接头系数0.85压试

32、验时应校核压试验类型液压试验试验压值pr= 1.25pM= 2.3000 （或由用户输入）MPa压试验允许通过的应可,gt 0.90 Os = 283.50MPa试验压下封头的应Qt=.（Ki+.56e 心 161.2926efi，（pMPa校核条件Qt 【0t校核结果合格厚度及重量计算形状系数1K= 62 +件）=1.3163计算厚度8h=,=37.51 20.5pcmm有效厚度8eh =8nh - Cl- C2= 37.70mm最小厚度8min = 10.20mm名义厚度8nh = 39.00mm结论满足最小厚度要求重量3565.21Kg压计算最大允许工作压p 2g（p6ch = 2.28

33、162KDj+0.S5chMPa结论合格后端管箱筒体计算计算单位中航一集团航空动控制系统研究所计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件筒体简图计算压Pc2.27MPa设计温度t200.00内径Oi3400.00mm材料S22053（板材）试验温度许用应b230.00MPa设计温度许用应Q230.00MPa试验温度下屈服点CTs450.00MPa钢板负偏差G0.30mm腐蚀裕量C21.00mm焊接接头系数0.85厚度及重量计算计算厚度5 =,=19.852mPcmm有效厚度5C =5n - Cj- C2= 20.70mm名义厚度5n = 22.00mm重量1856.56Kg压试验时应校核压试验类型液压试验试验压值=1.25= 2.3000 （或由用户输入）7MPa压试验允许通过 的应水平0Tot 0.90 Qs = 405.00MPa试验压下 圆筒的应5= P（R +