反应工程乙烯空气氧化法制环氧乙烷课程设计

1、反应工程课程设计设 计 题 目： 乙烯催化氧化制环氧乙烷的反应器设计 专 业 名 称： 化学工程与工艺 姓 名： 尹润田 学 号： 101409148 系 别： 化学与化学工程系 指 导 教 师: 陈湘 设 计 时 间： 2012-5-28 至 2012-6-7 目录设计任务书第一章 绪论2 1.1反应过程分析2 1.2催化剂的选择2 1.3反应器的选择3 1.4反应条件的分析3第二章 工艺流程及说明4 2.1乙烯的氧化4 2.2环氧乙烷的吸收与解析6 第三章 物料衡算8 3.1原料气的组成8 3.2物料衡算图及反应原理9 3.2反应器的物料衡算10 第四章 热量衡算124.1 反应器的热量衡

2、算12 4.2热量衡算14 第五章 反应器的设计165.1催化剂的用量175.2确定氧化反应器的基本尺寸205.3床层压力降的计算205.4传热面积的核算205.5反应器塔径的确定225.6设备壁厚的计算245.7 附属设备的计算24第六章 设计结果汇总26符号说明27参考文献28第一章 绪论环氧乙烷（简称EO）是最简单也是最重要的环氧化合物，在常温下为气体，沸点10.5。可以与水、醇、醚及大多数有机溶剂以任意比混合。有毒，易自聚，尤其当有铁，酸，碱，醛等杂质或高温下更是如此，自聚时放出大量热，甚至发生爆炸，因此存放环氧乙烷的贮槽必须清洁，并保持在0以下。环氧乙烷是以乙烯为原料产品中的第三大品

3、种，仅次于聚乙烯和苯乙烯。它的用途是制取生产聚酯树脂和聚酯纤维的单体、制备表面活性剂，此外还用于制备乙醇胺类、乙二醇醚类等。1.1 过程分析 工业上生产环氧乙烷最早采用的方法是氯醇法，该法分两步进行，第一步将乙烯和氯通入水中反应生成2-氯乙醇，2-氯乙醇水溶液浓度控制在6%-7%（质量）;第二步使2-氯乙醇与Ca(OH)2反应，生成环氧乙烷。该法的优点是对乙烯的浓度要求不高，反应条件较缓和，其主要缺点是要消耗大量氯气和石灰，反应介质有强腐蚀性，且有大量含氯化钙的污水要排放。因此开发了乙烯直接氧化法，取代氯醇法。工业上生产环氧乙烷的方法是乙烯直接氧化法，在银催化剂上乙烯用空气或纯氧氧化。乙烯在A

4、g/-Al2O3催化剂存在下直接氧化制取环氧乙烷的工艺，可用空气氧化也可以用氧气氧化，氧气氧化法虽然安全性不如空气氧化法好 ，但氧气氧化法选择性较好，乙烯单耗较低，催化剂的生产能力较大，故大规模生产采用氧气氧化法。主要反应方程式如下： 主反应副反应由乙烯环氧化反应的动力学可知，乙烯完全氧化生成二氧化碳和水，该反应是强放热反应，其反应热效应要比乙烯环氧化反应大十多倍。故副反应的发生不仅使环氧乙烷的选择性降低，而且对反映热效应也有很大的影响。选择性下降，热效应就明显增加，如选择性下降移热慢，反应温度就会迅速上升，甚至产生飞温。所以反应过程中选择性的控制十分重要。 1.2 催化剂的选择环氧化法生产环

5、氧乙烷是一个强放热放应，为减少深度氧化的副反应，提高选择性，催化剂的选择非常重要。研究表明，只有在银催化剂催化下乙烯的环氧化反应才有较高的选择性。工业上使用的银催化剂是由活性组分，载体和助催化剂所组成。 载体载体的主要功能是分散活性组分和防止银微晶的半熔和烧结，使其活性保持稳定。由于乙烯环氧化过程存在平行副反应和连串副反应的竞争，又是一强放热反应，故载体的表面结构及其导热性能，对反应的选择性和催化剂颗粒内部温度的分布有显著的影响。载体表面积大，活性比表面积大，催化剂活性高但也有利于乙烯完全氧化反应的发生，甚至生成的环氧乙烷很少。载体如有空隙，由于反应物在细空隙中的扩散速度慢，产物环氧乙烷在空隙

6、中浓度比主体浓度高，有利于连串副反应地进行。工业上为了控制反应速度和选择性，均采用低比表面积无孔隙或粗空隙惰性物质作为载体，并要求有较好的导热性能和较高的热稳定性。工业上常用的载体又碳化硅，氧化铝和含有少量氧化硅的氧化铝等。助催化剂所采用的助催化剂有碱金属类，碱土金属类和稀土元素化合物等。碱土金属类中，用得最广泛的是钡盐。在银催化剂中加入少量钡盐，可增加催化剂的抗熔结能力，有利于提高催化剂的稳定性，延长其寿命，并可提高活性。据研究两种或两种以上的助催化剂起到协同作用，可提高选择性。抑制剂 在银催化剂中加入少量硒碲氯溴等对抑制二氧化碳的生成，提高环氧乙烷的选择性有较好的效果。工业上常在原料气中添

7、加微量有机氯如二氯乙烷，以提高催化剂的选择性，调节温度。1.3 反应器及混合器的选择乙烯环氧化制环氧乙烷是一强放热反应，温度对反应的选择性又甚敏感，对于这种反应最好采用流化床反应器，但因为细颗粒的银催化剂易结块也易磨损，流化质量很快恶化，催化剂效率急速下降，故工业上普遍采用的是列管式固定床反应器，管内放催化剂，管间走冷却介质。在配制混合气时，由于纯氧加入到循环气和乙烯的混合气中去，必须使氧和循环气迅速混合达到安全组成，如果混合不好很可能形成氧浓度局部超过极限浓度，进入热交换器时易引起爆炸危险。为此，混和器的设计极为重要，工业上是借多空喷射器对着混和气流的下游将氧高速度喷射到循环气和乙烯的混合气

8、中，使他们迅速进行均匀混合。为了确保安全，需要用自动分析检测仪监视，并配制自动报警连锁切断系统，热交换器安装需要有防爆措施。1.4 影响因素（反应条件）的分析 反应温度乙烯环氧化过程中存在着平行的完全氧化副反应，影响转化率和选择性的主要因素是温度。温度过高，反应速度快、转化率高、选择性下降、催化剂活性衰退快、易造成飞温；温度过低，速度慢、生产能力小。所以要控制适宜温度，其与催化剂的选择性有关，一般控制的适宜温度在200-260。 反应压力加压对氧化反应的选择性无显著影响，但可提高反应器的生产能力且有利于环氧乙烷的回收，故采用加压氧化法，但压力高对设备的要求高费用增加催化剂易损坏。故采用操作压力

9、为2Mpa左右。 空速与温度相比该因素是次要的，但空速减小，转化率增高，选择性也要降低，而且空速不仅影响转化率和选择性，也影响催化剂的空时收率和单位时间的放热量，故必须全面衡量，现在工业上采用的混合气空速一般为4000-8000/h左右，也有更高的。催化剂性能高反应热能及时移出时选择高空速，反之选择低空速。 原料纯度原料其中的杂质可能给反应带来不利影响：使催化剂中毒而活性下降，如乙炔和硫化物使催化剂永久中毒，乙炔和银形成的乙炔银受热会发生爆炸性分解；使选择性下降（铁离子）；使反应热效应增大（H2、C3以上烷烃和烯烃）；影响爆炸极限，如氩气是惰性气体但其会使氧的爆炸极限浓度降低而且增加爆炸的危险

10、性，氢也有同样的效应，故原料中的杂质含量要严格控制乙炔5ppm,C3以上烃1ppm,硫化物1ppm,H25ppm）。 进入反应器的混合气配比由于反应的单程转化率较低故采用具有循环的乙烯环氧化过程，进入反应器的混合气是由循环气和新鲜原料气混合而成的，其组成既影响经济效益也关系生产安全。氧的含量必须低于爆炸极限浓度，因乙烯的浓度影响氧的极限浓度而且影响催化剂的生产能力，所以其浓度也需控制。乙烯和氧浓度有一适量值（如浓度过高，反应快，放热多，反应器的热负荷大，如放热和除热不能平衡，就会造成飞温），如果以氧气作氧化剂，为使反应不致太剧烈仍须加入致稳剂 。以氮气作致稳剂时进入反应器的乙烯浓度可达15-2

11、0%，氧浓度为8%左右。由于反应的转化率比较低，为了充分利用原料从吸收塔出来的气体须循环。由于循环气中含有杂质和反应副产物，所以需要在循环之前将一部分有害气体排除，即脱除二氧化碳。从吸收塔排出的气体，大部分（90%）循环使用，小部分送二氧化碳吸收装置，用碱洗法（热碳酸钾溶液）脱除掉副反应生成的二氧化碳。二氧化碳对环氧化反应有抑制作用，但适量提高其含量对反应的选择性有好处，且能提高氧的爆炸极限，故循环气中允许有一定量二氧化碳，但不宜过多。 乙烯转化率 单程转化率的控制与氧化剂的种类有关，用纯氧作氧化剂时，单程转化率一般控制在12%15%，选择性可达75-84%或更高。用空气作氧化剂时，单程转化率

12、一般控制在30%35%，选择性可达70%左右。单程转化率过高时，由于放热量大，温度升高快，会加快深度氧化，使环氧乙烷的选择性明显降低。因为工业上采用循环流程，所以单程转化率也不能太低，否则会因循环气量过大而耗能增加。第二章 工艺流程图及说明2.1 氧化反应部分 工艺流程草图 流程草图说明由于此反应为气固相反应，并且催化剂比较贵,所以选择列管式固定床反应器。反应放出大量的热,所以须采用换热介质进行换热，根据反应的热效应求得反应的温度在180-250，因此选择矿物油作为换热介质，采用外部循环式换热。流程简图由以上流程图可以看出，新鲜原料气与循环气混合后，经过热交换器预热一段时间后，从反应器上部进入

13、催化床层。自反应器流出的反应混合气中环氧乙烷的含量仅为1-2%，经热交换器利用其热量并进行冷却后，进入环氧乙烷吸收塔。由于环氧乙烷能以任何比例与水混合，故采用水做吸收剂以吸收反应气中的环氧乙烷。从吸收塔排出的气体，大部分（约90%）循环使用，而一小部分需送入CO2吸收装置，用热碳酸钾溶液脱除掉副反应所生成的CO2。送入CO2吸收装置的那一小部分气体在二氧化碳吸收塔中与来自再生塔的高温贫碳酸氢钾-碳酸钾溶液接触。在二氧化碳作用下转化为碳酸氢钾。自二氧化碳吸收塔塔顶排出的气体经冷却，并分离出夹带的液体后，返回至循环系统。二氧化碳吸收塔塔釜的富碳酸氢钾-碳酸钾溶液经减压入再生塔，经加热，使碳酸氢钾分

14、解为二氧化碳和碳酸钾，CO2自塔顶排出，再生后的贫碳酸氢钾-碳酸钾溶液循环回二氧化碳吸收塔。带控制点的氧化流程图2.2 环氧乙烷吸收与解析 自吸收塔塔底排出的环氧乙烷吸收液（1.5%）经热交换利用其热量后进入解析塔，冷凝出大部分水和重组分杂质。解析出10%（质量）的环氧乙烷水溶液，同时分离出一起解离出的二氧化碳和其他不凝气体。然后进入脱气塔脱二氧化碳，此处脱出的气体除含二氧化碳外还有大量的环氧乙烷蒸汽，这部分气体返回吸收塔。自脱气塔排出的环氧乙烷水溶液，一部分直接送乙二醇装置，加入适量水后水合制乙二醇。其余进精馏塔，塔顶蒸出的甲醛（含环氧乙烷）和塔下部取出的含乙醛的的环氧乙烷，仍返回脱气塔。精

15、馏塔和解析塔的塔底排出的水，经热交换利用其热量和冷却后，循环回吸收塔作吸收水用。带控制点的环氧乙烷精致流程图关于能耗方面，除了反应选择性和反应热的利用等影响因素外，环氧乙烷吸收液的浓度和吸收水热量的利用，对能耗也有显著影响。在环氧乙烷吸收系统和解吸收系统设置多个换热器，以回收不同位能的热量；低位能热量的回收和利用，降低吸收水温度以提高吸收效率，提高吸收液中环氧乙烷的浓度，减少循环水量，二氧化碳系统热量的回收和利用等，均可降低能耗。乙烯催化氧化法制环氧乙烷的工艺需注意以下两点1、保障安全性对此工艺，由于副反应为强放热反应，温度的控制尤为重要，若反应热未及时移走，就会导致温度难于控制，产生飞温现象

16、。由于是氧气做氧化剂，还存在爆炸极限的问题，所以反应气体的混合至关重要。可借用多孔喷射器对着混合气流的下游将氧高速喷射入循环气和乙烯的混合气中，使它们迅速进行均匀混合。为控制氧气、乙烯的浓度在爆炸极限以内，也为使反应不致太剧烈，需采用惰性致稳气，可采用N2或CH4作致稳气。2、保障经济性对化工行业的生产工业来说，经济性是应首先考虑的重要因素。为满足此要求，应想办法使反应的选择性提高，催化剂的研究开发决定着反应的选择性，故应采用性能良好的催化剂，并用二氯化物来抑制副反应的发生。还应考虑能量的利用率，想办法利用生产流程中各种位能的热量，充分节约资源，降低生产成本。第三章 物料衡算由设计任务书已知数

17、据如下：原料气的组成组分含量（mol%)3.47.75.683.3原料进入反应器的温度为210C反应温度为250C 反应压力为1MPa乙烯转化率为26.0%；选择性为65%；空速为5000h-1年工作时间7200小时，年产量160000吨反应产物分离后回收率为90%反应器内催化剂填充高度为管长95%，每根管长6米采用间接换热方式：导出液进口温度230C，出口温度235C,导出液对管壁的给热系数为650W/m2K催化剂为球体，D=3mm,床层孔隙率为0.8在250C，1MPa下反应气体导热系数为0.0304W/m2K,粘度为4.2610-5PaS,密度为7.17Kg/m33.1 乙烯催化氧化制取

18、环氧乙烷得物料衡算框图：反应器吸收塔CO2脱除装置CADBSPCSRC水W P (Ar)环氧乙烷水溶液SPRPMFFFRCC2H4O2(Ar)N2除 TCCO2其中：FF 新鲜原料气 MF 原料混合气 RP 反应混合气 SP 混合分离气 RC 循环气 P 产品环氧乙烷 W 排空废气 SPC 未脱除二氧化碳的循环气 TC 脱除的二氧化碳 SRC 脱除二氧化碳的循环气3.2 反应原理 乙烯和氧气在银催化剂上，于一定温度和压力下，直接氧化生产环氧乙烷，反应方程式可表为：（1） 主反应： （4-1） 反应(4-1)为放热反应，在250C时，每生成一摩尔环氧乙烷要放出2519kcal的热量。（2）在主反

19、应进行的同时，还发生其它副反应，其中主要是乙烯的燃烧反应。副反应： （4-2）反应(4-2)为强放热反应，在250C，每反应一摩尔乙烯，可放出315.9kcal的热量。3.3 反应器的物料衡算(1)反应部分的工艺参数环氧乙烷生产能力：16.5万吨/年； 年操作时间：7200小时进入反应器的温度：210； 反应温度：250乙烯转化率：26.0； 选择性：65%反应空速：5000； 生产过程安全系数：1.05反应产物分离后回收率：90% 原料组成如表4-2所示： 表4-2 原料气的组成及各组分的分子量组分含量（mol%)3.47.75.683.3各组分的分子量如表4-3所示：（均取自石油化工基础数

20、据手册）表4-3 各组分的分子量组分分子量28.05444.01031.99928.01344.05418.015(2)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数，计算结果列于表53中。根据反应方程式及已知数据，计算反应器出口的气体量。 主反应： (4-3) 副反应： (4-4)已知乙烯转化率为26.0，选择性为65，进入反应器的乙烯量为3.4kmol/h，所以由式(4-3)有 消耗乙烯量：3.40.260.650.5746kmol 消耗氧气量：0.57460.50.2873kmol 生成环氧乙烷量：0.5746km

21、ol由式(4-4)有 消耗乙烯量：3.40.26(1-0.65)=0.3094kmol 消耗氧气量：0.30943=0.9282kmol 生成二氧化碳量：0.27372=0. 5474kmol 生成水量：0.30342=0.6068kmol则可知 未反应的乙烯量：3.4-0.5746-0.3034=2.522kmol 未反应的氧气量：5.6-0.2873-0.9102=4.425kmol 出反应器的二氧化碳量：7.7+0.6068=8.3068kmol 出反应器的水量：0+0.6068=0.6068kmol 氮气、氩气和甲烷的量在反应过程中不发生变化，所以出口气体中各组分的量如表4-4所示。表

22、4-4 反应器入口和出口的气体量(kmol/h)组分入口3.47.75.683.300出口2.5228.30684.42583.30.57460.6068(3)实际装置每小时生产的环氧乙烷可折算为 综上所述，气体进料为100kmolh时，可生产环氧乙烷0.5746kmol/h。若要达到560.48kmol/h的环氧乙烷生产能力，则所需原料量为为了保证所设计的装置能够达到所要求的生产能力，必须考虑到原料损失等因素，一般取安全系数为1.05。则实际进料量为 1.0597542.64kmol/h102419.78kmol/h(4)原料气与氧化气的组成计算 根据基准气体进料为100kmol/h时的计算

23、结果，可以折算出实际进料量为102419.78kmol/h时的物料衡算情况。如表4-5所示。表4-5 实际进料时的物料衡算(a)原料气的物料衡算组分kmol/hkg/hmol%wt%3482.2797691.673.43.255735.51183530.515.56.107886.32347077.087.611.5385008.422381340.8083.579.1200000000合计102112.523009640.06100100（b)氧化气的物料衡算组分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合计102148.583033915.48100100第四章 热量衡算4.1 反应器的热量衡算反应器的热量衡算参照环氧乙烷与乙二醇生产的步骤进行。设原料气带入的热量为Q1，氧化气带出的热量为Q3，反应热为Q2，反应器的撤热量为Q4。当忽略热损失时，有 Q1+Q2=Q3+Q4 (4-1)(1)各组分的比热由化工热力学可查得理想气体的比热计算式 (4-2) 上式中的各项系数值如表4-6所示。将各项系数代入上式

25、，即可求得原料气中各组分在任一温度T时的定压比热。表4-6 各组分的定压比热系数值组分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原料气温度为210C,氧化气温度为250C.在此条件下各组分的Cp0值如表4-7所示表4-7

26、 各组分的Cp0值(J/molK)原料气组分原料气60.831.143.829.6氧化气组分氧化气64.331.445.029.835.578.0由化工热力学可查得真实气体与理想气体的比热之间关系的计算式 （4-3）而Cp0和Cp1与Tr 、Pr的关系可在化工热力学的图3-10中查出。原料气的温度为210+273.15483.15K，压力P为1MPa；氧化气的温度为250+273.15523.15K,压力P为1MPa。查表计算，各项计算结果如表4-8、4-9所示。比热的单位为 J/(molK)表4-8 原料气中各组分定压比热的压力校正参数组分 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 氧化气中各组分定压比热的压力校正参数组分 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 热量衡算原料气带入的热量Ql原料气的入口温度为483.15 K，以273.15 K为基准温度，则 （4-4）计算结果列于表4-10中。表4-10原料气带入的热量组分Cp（JmolK)61.5230.0342.09231.2600.0561.75144.4760.0773.42529.7380.83324.772合计-1.0030.040由计算结果可知 （4-5） 由公式4-5可得=10

29、2419.7832.04(483.15-273.15)=6.891108kJ/h 反应热Q2 在操作条件下，主副反应的热效应分别为 主反应： 副反应： (以上两式均由环氧乙烷与乙二醇生产查得)。查得主反应放热量为:副反应的放热量为:总反应热为：氧化气带出的热量Q3氧化气出口温度为523.15 K，以273.15 K为基准温度，则 （4-6）计算结果列于表4-11中表4-11 氧化气带出的热量组分Cp（JmolK)64.8870.02731.77131.5340.04681.47545.5320.04692.13529.9260.834924.98538.3210.00450.17281.098

30、0.00460.373合计-1.0030.912由计算结果可知 （4-7）由公式4-7可得=102419.7832.49250=8.319108kJ/h 反应器的撤热量Q4 Q1+Q2=Q3+Q4 （4-8）可得反应器的撤热量Q4=Q1+Q2Q3(6.891+4.814-8.319)108=3.386108kJ/h第五章 反应器的设计 设计生产能力：16.5万吨/年；生产过程安全系数：1.05；年操作时间：7200小时；本设计采用两台反应器并联进行反应。已知：(1)每小时输入的原料气量总为102419.78kmol/h； (2)以银为催化剂，颗粒为球形，d=3mm，空隙率； (3)反应温度为2

31、50，操作压力为1MPa，空速为5000h-1； (4)反应器列管规格为323.5mm； (5)反应热用油撤走，导出液进口温度230，导出液出口温度235； (6)原料气进口温度为210，氧化气出口温度为250。5.1 催化剂的用量 催化剂总体积是决定反应器主要尺寸的基本依据，其计算公式如下所示（由化工设计手册可查）： （5-1） 式中-原料气流量，； 空速，。(1) 原料的体积流量 立方型状态方程RK用于气体混合物的，查化工热力学可知RK方程8 （5-2）其中 （5-3） （5-4）方程中参数a和b常采用混合规则： （5-5） （5-6）交叉项 （5-7）其中先求和 由表4-9知各物质的和代

32、入式5-3和5-4计算结果如表5-1表5-1 原料气的计算组分7.86531.74036.46571.55804.0398E-052.2072E-052.9711E-052.6787E-05表5-2 原料气交叉项的计算组分 7.86533.70017.13213.50063.70011.74073.35521.64687.13213.35526.46723.17423.50061.64683.17421.558由计算结果可知 代入式6-2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 （5-8） h=b/v=B/Z当Z=1时，h=0.00677代入进行迭代计算迭代的结果如表5-3Z

33、h10.006771.001360.006761.00136则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)氧化反应器床层截面积A()及高度H(m)的计算 氧化反应器采用四套并联计算公式如下所示（由化工设计手册可查）: （7-9） 床层高度为 故5.2 确定氧化反应器的基本尺寸对于列管式固定床反应器，首先应根据传热要求选定选择323.5mm的不锈钢管作为反应器的反应管规格，再求出反应管根数n。反应管内径：di=32-3.52=25mm=0.025m (根据化工原理（上）附表7.2G

34、B8163-87选择) 反应管根数 （5-10） 由公式(5-10)可得根 经圆整可得，反应管根数为7522根。5.3 床层压力降的计算 由基本有机化学工程(下册)可查得如下计算公式9 （5-11）式中 P床层压力降， , H 催化剂床层高度，m： G 质量流速，kg/m2.s , 气体密度，kg/m3； g重力加速度，m/s2； 固定床空隙率； 催化剂颗粒当量直径/m； 气体粘度，PaS或(kg/ms)；本次设计所选用的催化剂为d=3mm的球型，计算其直径为由式5-11得5.4 传热面积的核算5.4.1 床层对壁面的给热系数 对于氧化反应器，催化剂床层是被冷却的。此时催化剂床层与反应器内壁的

35、给热系数，可用下式(见环氧乙烷与乙二醇生产)进行计算： （5-12）式中床内气体的给热系数，； 反应管内径，m； 催化剂颗粒直径，m； 通过床层的气体的导热系数， , 气体的粘度，kg/ms： 气体的线速度，m/s； 通过床层的气体的密度，。气体的线速度可由公式 （5-13）得 由公式5-12得5.4.2 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取。其计算公式如下10 （5-14）参见化工原理（上）式6-117由公式(5-14)可得5.4.3 传热面积的核算 对数平均温差公式为（化工原理上） （5-15）换热介质采用逆流，则由5-15得又 （5-16）则有 又 （5-17）则有

36、可知A实A需，即实际传热面积大于按传热计算所需的传热面积，所以设计符合要求。5.5 反应器塔径的确定 查化工工艺设计手册有 （5-18）式中D壳体内径，m； t管中心距，m； 横过管中心线的管数； 管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离 ； 一般取 ,取管子按正三角形排列如下图则 （5-19）由公式5-19，可得所以，由公式5-18可得本反应器取最小壁厚为20mm，故外径为。经圆整后反应器外径为4300mm。5.6 设备的壁厚计算5.6.1 釜体筒体壁厚计算根据工作条件，P=1MPa为设计内压。 筒体的设计厚度： 23.05mm 式中：d 圆筒设计厚度，mm ；Di 圆筒内径 ，mm ；P

37、内压设计压力，MPa ； 焊接接头系数，考虑到夹套的焊接取0.8；C2 腐蚀裕量，取 1 mm ；t材料许用应力：250 = 147 MPa 。考虑到钢板负偏差，初选C1 = 0.8 mm （表10-101）。 所以，内压计算筒体壁厚：23.05 + 0.8 = 23.85mm，圆整后取24mm.校核筒体及封头水压实验，根据式 式中e=n-C=24-1-0.8=22.2mm PT=1.25P/ t=1.5MPa则 1.5（4300+22.2）/(222.2)=146MPa0.9s=0.90.8345=248MPaT，故满足要求。压力试验温度下的材料的许用应力正常工作温度下的材料的许用应力容器的

38、设计压力则筒体外径DN=4348mm根据筒体由化工制图查得封头H=1115mm,壁厚取24mm.塔高：H0=2H+L=6000+21115=8230mm5.7附属设备计算5.7.1 支座的选择反应釜总重 Q = Q1 + Q2 + Q3 + Q4式中：Q1筒体与夹套筒体总重Q2封头与夹套封头总重Q3料液重，按水压试验时充满水计Q4附件重筒体质量：每米质量q1=2555.5kg/h Q1= q1L=2555.56=15333kg封头质量：每米质量 q=3950kg/m Q2=23950=7900kg充液质量：按水压试验进行计算，取水密度1000kg/m3体积按封头与筒体之和进行计算，V=V封+V

39、筒=210.93+614.41=108.32m3Q3=pv=108.321000=108320kg 附件质量：人孔按200kg,其他接管总和按300kg则Q4为500kgQ = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 = 15333 + 7900 + 108320 + 500 = 132053kg故选用裙式支座人孔：选用长圆型回转盖快开人孔 人孔PN0.6，400300 JB 579-79-1接管及其法兰选择道生油进口管：1084，L=200mm，10号钢法兰：PN0.6 DN100 HG 20592-97道生油出口管：1084，L=200mm，10号钢法兰：PN0.6 DN100 HG 2059

40、2-97 进料管： 进料流量：V=3077155.37/（36007.1716）=7.45m3/s 管径： d=47.45/(3.1425) =616.13mm圆整后取630mm,故取63024 GB 8163-87考虑到出料流量与进料流量相似，故出料管选取规格与进料管相似，也取63024 GB 8163-87 温度计接管：452.5，L=100mm，无缝钢管 法兰：PN0.25 DN40 HG 20592-97 不凝气体排出管：323.5，L=100 mm，无缝钢管 法兰：PN0.6 DN25 HG 20592-97第六章 设计结果汇总 氧化反应器的参数 名称数据原料进料量102419.78kmol/h产品产量165000吨/年原料进口温度210氧化气出口温度250催化剂用量84.06m3导热