反应工程课程设计

1、化学反应工程课程设计0课程设计 ( 论文 )题目名称年产 4500 吨聚氯乙烯的反应器设计课程名称化学反应工程课程设计学生姓名李林学号1340902005系 、专业生化系 2013 级化学工程与工艺指导教师戴云信2016年6月20日化学反应工程课程设计目 录化学反应工程课程设计任务书 .2概述.41. 工艺设计计算 .61.1设计依据 .61.2设计方案 .61.3工艺计算 .61.4设计方案的选择 .81.5工艺流程图 .82. 热量衡算 .错误！未定义书签。2.1热量衡算总式 .错误！未定义书签。2.2每摩尔各种物值在不同条件下的C p ,m 值.错误！未定义书签。2.3各种气相物质的参数

2、如下表 .错误！未定义书签。2.4每摩尔物质在 80下的焓值 .错误！未定义书签。2.5总能量衡算 .错误！未定义书签。2.6换热设计 .错误！未定义书签。2.7水蒸气的用量 .错误！未定义书签。3. 设备设计与选型 .153.1反应釜体及夹套的设计计算 .错误！未定义书签。3.2搅拌器设计 .错误！未定义书签。3.3夹套式反应釜附属装置的确定 .错误！未定义书签。参考文献 .19总结.20致谢.2112012 级化学工程与工艺专业化学反应工程课程设计任务书一、设计项目年产 4500 吨聚氯乙烯的反应器的设计二、设计条件1、 生产规模 4500吨/年2、 生产时间：连续生产8000 小时 /年

3、，间隙生产 6000 小时 /年3、 物料损耗：按 5%计算4、 乙炔的转化率： 98%，其中副反应占1%。三、反应条件反应在等温下进行，反应温度为 180，以活性炭为载体的氯化高汞为催化剂，进行气固相催化反应，催化剂的生产能力为 70kg 氯乙烯 /M 3 .h, 催化剂使用寿命为一年。四、设计要求1、 反应器选型及方案设计对所有的设计方案进行比较，最后确定本次设计的设计方案。2、反应部分的流程设计（画出反应部分的流程图）3、反应器的工艺设计计算生产线数，反应器个数，反应器体积。反应器的物料和热量衡算4、搅拌器的设计对搅拌器进行选型和设计计算。5、画出反应器的装配图图面应包括设备的主要工艺尺

4、寸，技术特性表和接管表, 设备管口方位图。6、设计计算说明书内容设计任务书；目录；设计方案比较；工艺流程图设计；2反应器的设计搅拌器的设计；设备装配图；设计总结；参考资料。7、绘制主要设备的装配图。用 A3 图纸绘制主要设备装配图（图面应包括设备主要视图、局部视图等，并配备明细表、管口表、技术特性表、技术要求, 设备管口方位图等），要求采用CAD制图。指导老师：戴云信2015年 6月 16日3概述此次课程设计， 是结合化学反应工程 这门课程的内容及特点所进行的一次模拟设计。它结合实际进行计算，对我们理解理论知识有很大的帮助。同时，通过做课程设计， 我们不仅熟练了所给课题的设计计算， 而且通过分

5、析课题、 查阅资料、方案比较等一系列相关运作，让我们对工艺设计有了初步的设计基础。在设计过程中解决所遇难题， 对我们养成独立思考、 态度严整的工作作风有极大的帮助，并为我们以后从事这个行业做好铺垫。本次课程设计为年产4500 吨聚氯乙烯的反应器的设计，是结合化学反应工程这门课程的内容及特点所进行的一次模拟设计。它结合实际进行计算， 对我们理解理论知识有很大的帮助。同时，通过做课程设计， 我们不仅熟练了所给课题的设计计算，而且通过分析课题、查阅资料、方案比较等一系列相关运作，让我们对工艺设计有了初步的设计基础。 在设计过程中解决所遇难题， 对我们养成独立思考、态度严整的工作作风有极大的帮助， 并

6、为我们以后从事这个行业做好铺垫。通过此次课程设计，相信同学们在个方面都会有很大的提高。本设计包括：方案讨论、设备设计，工艺流程等内容，涵盖了化学反应工程的基本知识，对我们进一步掌握课本知识很有益处。同时，对机械基础设计和 CAD 制图的掌握都有明显的帮助，因此，反应工程课程设计是提高学生实际工作能力的重要教学环节聚氯乙烯的生产工艺是有机工业中较成熟的一个工艺。 尽管现在研制出不同的催化剂合成新工艺， 但设计以硫酸作为催化剂的传统工艺是很有必要的。 酯化反应器设计的基本要求是满足传质和传热要求。 因此需要设计搅拌器。 另外，反应器要有足够的机械强度，抗腐蚀能力；结构要合理，便于制造、安装和检修；

7、经济上要合理，设备全寿命期的总投资要少。4氯乙烯的主要生产方法乙烯直接氯化法(1) 乙烯低温氯化：先向乙烯通氯，在三氯化铁存在下制取二氯乙烷，在碱的醇溶液中，二氯乙烷再脱氯化氢制取氯乙烯。此法是最古老的方法，其缺点是：间歇生产，同时要消耗大量的碱和乙醇，副产氯化氢以氯化钠的形式消耗。(2) 乙烯高温氯化法：此法为法国开发的 Cldoe 法，于 1970工业化。此法以乙烯、氯气为原料经高温氯化生产氯乙烯， 同时富产多种氯代烃溶剂。 整个过程没有二氯乙烷裂解程序。据称，总收率按碳。计为 945，辅助费用低，但耗氯量大。2.1.2 乙烯氧氯化法乙烯氧氯化法是目前世界上广泛采用生产氯乙烯的方法，是美国

8、DoW化学公司于1958年实现工业化。 该法以三氯化铁为催化剂， 将乙烯直接液相氯化合成二氯乙烷，二氧乙烷经精制后再裂解制得氯乙烯，副产氯化氢再与乙烯和空气，通过载于氧化铝上的氧化铜催化剂进行氧氯化反应得l ，2一二氯乙烷， 此时，乙烯的化率达 997，二氯乙烷的选择性为 998；二氯乙烷经精制后在 500、2.0-2.525MPa压力下，于管式炉内裂解生成氯乙烯和氯化氢；二氯乙烷的转化率达 57，氯乙烯的选择性为 99；再经精制得产品氯乙烯。2.1.3 乙烷直接氧氯化制氯乙烯随着石油资源的日益减少和石油价格的上升， 由石油加工而来的乙烯原料价格将会不断攀升，传统的乙烯氧氯化生产氯乙烯的成本也

9、将不断升高。 从氯乙烯合成工艺上来说，传统的方法首先是乙烯氯化合成二氯乙烷， 再由二氯乙烷裂解才能得到氯乙烯，工艺路线较长， 设备投资较多， 因此，世界各大化学公司如 BF洲ch公司、盂山都公司及比利时的 EvC公司等，都一直在研究开发乙烷一步法制氯乙烯的技术，以此来降低生产成本， 但此技术的关键是必须开发出高稳定性及高活性的催化剂。2.1.4 乙炔法制氯乙烯乙炔法是目前我国生产氯乙烯的主要方法， 在我国聚氯乙烯的生产中占据主导地位。乙炔法氯乙烯工艺流程较短 , 技术较成熟。本设计中采用的是乙炔法。主反应： C2H2 + HCL CH2CHCl +124.8KJ/mol副反应： C2H2 +

10、2 HCL CH2ClCH2Cl +120.0 KJ/mol51. 工艺设计计算1.1 设计依据聚氯乙烯生产设计任务书1.2 设计方案对于聚氯乙烯的生产既可以采用流化床生产， 也可以采用固定床生产。 由于聚氯乙烯的生产温度不是很高， 而催化剂寿命要求较长， 综合考虑选择选择固定床反应器进行生产。1.3 工艺计算1.3.1固定床进料(1) 流量的计算表 1.1物料物性参数密度 g / m31名称熔点 / oC沸点 / oC黏度 /mPa.s百分含量（ 100oC）乙炔0.6208-80.8-840.4598%氯化氢1 639-114.2-84.80.5298%氯乙烯0.894-159.7-13.

11、90.2598%化学反应方程式：C 2 H2 HCl催化剂CH 2 CHCl氯乙烯的相对分子质量为 62.5 ，所以要求的生产流量为F氯乙烯 = 4500 1038.957 kmol / h62.58000乙炔的流量乙炔采用工业二级品（含量98%），乙炔与氯乙烯的物质的量比为 1:1 ，乙酸的转化率为 98%,物料损失以 5%计， 则乙炔的进料量F 乙炔=8.9579.817 kmol / h0.950.980.98氯化氢的流量6氯化氢与乙炔的摩尔配比为 1.1：1，则氯化氢的进料量为F氯化氢 =1.1 ×9.817 = 10.7987 kmol/h总物料量流量： F= F 氯化氢

12、+F乙炔 = 10.7987+9.817 = 20.6157 kmol/h则有原料气氯化氢含量： y氯化氢F氯化氢10.79870.5238F氯化氢F乙炔107987 9.817原料气中乙炔含量： y乙炔1- y氯化氢1- 0.5238 0.4726产物中各组分的含量：y氯乙烯F氯乙烯8.9570.9559F氯乙烯F氯化氢 (1x)F（1 - x)氯化氢y氯化氢FF（1- x)氯乙烯氯化氢F乙炔 (1 x)10.7987(10.98)9.817 (10.98)8.95710.7987(10.98)0.0231乙炔（10.7987(10.98) 9.817(10.98)8.957F 1- x)y

13、乙炔1- y氯 乙 烯- y氯 化 氢 1- 0.9 5 5-90.0 2 3 10.0 2 1总物料的质量流量如下计算，W总AA+F乙M乙=9.81726 20.7987 36.51024.64kg / h=FM0.99则有其体积流量为：F01024.643/ hv0887.90m01.154表 1.3 物料进料量表.名称乙炔氯化氢流量 kmol/h9.81710.7987(2) 反应体积及反应时间计算乙炔与氯化氢反应制氯乙烯的动力学方程为程：1dn A( r A )dtW又因为催化剂的生产能力为70kg氯乙烯 /m3h，有 dnA9.817km ol / h ，可有dtdmA9.817 2

14、6 255.242kg / h 催化剂的用量为：dt7170255.242W解得： W3.646m3则催化剂用量为 3.646m31.4 反应器基本尺寸及列管的根数1.4.1 列管根数得确定根据工程经验管长一般选择3m长的管束，管径查资料选得573.5 的管束，则有每根管子的体积为：v1d 2l3.140.0523 5.8875 10 3 m344一般的，管束中催化剂得装填量为管子体积的97%，则有管数为：W3.646619.27n5.8875 10 3v1圆整后得，管束为n6201.4.2 筒体直径的计算1 、管束采取胀接则管中心距 t=1.4do=1.4 0.05 0.07m 70mm ，

15、最外列管中心距筒壁 b, 1.5 2d0 ，取 b, 2d 0 2 0.05 0.1m 100mm2、管子的排布采取正三角形排布，则中心线上布管数：nc1.1 N1.162027.4圆整后得 nc283、筒体直径的计算：D t (nc1)2b,0.07 ( 28 1) 2 0.12.09m 2090mm圆整后取 D2000 mm反应器得规格为2000 的反应器内由 620根 573.5 的列管。1.5 压力降的校核由化学反应工程 12 可查得如下计算公式PG1150(1 )H31.75Gg d pd p式中：8P 床层压力降， Pa；H催化床层高度， m；G质量流量， kg/m2 ? s；g

16、气体密度， kg/m3；g重力加速度， m/s2；固定床空隙率；d p 催化剂颗粒当量直径，m；气体粘度， Pa·s和 kg/m·s。（ 1）平均密度n进yiii1yHClHClyCHCHCHCH0.52381.6390.47260.6281.1 5 kg5 / m 3n出i 1yii0.95590.8940.02311.6390.0210.6280 . 9 0 kg56/ m3m1 (进出 )1(1.1550.9056)1.0303 kg / m322（2）质量流量 G：W总1024.640.2339 kg /(m 2 s)GA0.052360003.144620（3）当

17、量直径 dp本次设计所选用的催化剂为圆柱状，3mm×6 mm，则其当量直径为：94 d2 h3 32d p 320.003 0.006 0.0043 m6H2.91 m（4）平均黏度 m 及压降 P由附录一黏度系数表，运用内插法可得：表 5-2 各组分的粘度系数( / Pa)·s温度C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO组分353.15K120.55172.51355198.52122.70110.45102.78383.15K129.75187.14258.9210.15132.80120.01111.21则可计算出混合气体的平均黏度：nm进xi

18、ii 10.5238 172.510.4726 120.55147.33Pa snm出i 1xii0.9559132.800.0231187.140.021129.75133.99 Pasm1 (m 进m出 )1(147.33133.99)140.66 P s22空隙率取0.5，则可得10GH13150(1)1.75G Pd pg d p0.23392.9110.5150(10.5)140.661060.23391.030310 30.00430.530.00431.7526.6624 Pa1.6 热量衡算及传热面积的校核1 、热量衡算反应温度 180 ，进料温度 80 ，转化后温度 110

19、；用热水做冷却介质，进口水温 97 ，出口水温 102 ，不计热损失，导出液对管壁的传热系数为：650 W/m2·K。设原料气带入的热量为 Q1 ，反应热 Q2 ，反应器出料带出的热量 Q3 ，反应器撤走的热量 Q4 9 。当忽略热损失时，有Q1Q2Q3Q4表 4-6 各组分的比热容温度组分C2H2HC1H2OCH2CHC1353.15 K47.95529.13575.51060.209383.15 K49.28729.15076.19463.4001.6.1 热量衡算（ 1）原料气带入的热量Q1原料气的入口温度为353.15 K，以 273.15 K 为基准温度，则Q1ni Cpi

20、 (T入T基 )(kJ/h)(4-5)计算结果列于表4-7 中11原料气中各组分的比热容的计算组分C2 2HC1HC pi47.95529.135X ni0.47630.5124Cpi X ni22.84114.9288由上述公式可得Q19.81747.955(353.15273.15)10.798729.135(383.15273.15)72270.15kJ / h（ 2）反应热 Q2 在操作条件下，主副反应的热效应分别为主反应CHCHHC1CH 2CHC129.8 k c a/ lm o l副反应CHCH2HC1CH 3CHC1231.3 kcal / mol则主反应的放热量为：Q21 9

21、.817 0.98 0.9829.81034.18861.2 106 kJ / h则副反应的放热量为：Q22 9.817 0.98 0.0131.31034.18861261.29 kJ / h则可计算得到反应总热量：Q2 Q21 Q22 1.2 1061261.29120126.9kJ / h（3）转化后的气体带出的热量Q312表 4-8转化后各组分的比热容组分C2H2HC12O2 3HCHC1C pi49.329.276.263.4X ni0.2040.2550.00050.519Cpi X ni10.17.420.03832.92转化后气体带出的温度为383.15 K，以 273.15

22、K 为基准温度，则Q3ni C pi (T出T基 )(kJ / h)由上述公式可得Q39.8170.0249.3(383.15273.15)10.79870.0229.2(383.15273.15)8.95763.4(383.15273.15)6.422 104 kJ / h（4) 反应器的撤热量 Q4Q1Q2Q3Q4可得反应器的撤热量：Q4Q1Q2Q372270.15120126.96.422 104128127.05kJ / h（5）换热介质用量的确定及换热面积的校核换热介质与物料采用逆流换热操作增强换热效率，用热水做冷却介质， 进口水温 90 ，出口水温 105，不计热损失，导出液对管壁

23、的传热系数为：6502W/m·K。换热介质的用量可用以下公式计算：Q总mcp t上式中：m:冷却介质的用量， kg/hcp ：换热介质的比热容13t ：换热器两端温差的对数平均值则有t2t1 105Ct7.21lnt 2ln10t15将数据带入上述方程：128127.05m76.27.21解得： m233.2118 kg / h又由传热总速率方程式：Q总KA tQ3128127.0527.3396m2则有 A650 7.21K t即有 A需27.3396m 2由管束规格及列管根数计算出实际换热面积A实A实3.140.053620332.9m2A需1.5 工艺流程图根据设计方案由CAD

24、作出其反应流程图如下图 1.1反应过程的工艺流程图142. 设备设计与选型2.1筒体厚度根据筒体得标准规格选取202010 的标准筒体2.2椭圆形封头椭圆形封头与圆筒厚度相等，即10mm ， JB/T4737-20072.3压力容器法兰 ( 甲型 )根据操作压力选取甲型法兰2.4膨胀节由于 Tmtm 50 C , 所以不需要设置膨胀节。2.5支座选取2.5 设备材料根据设备的工作条件，可选择Q235A 作为釜体及夹套材料，由附表62100查得所选材料许用应力为： = 113 MPa（ 2）设备的壁厚计算釜体筒体壁厚计算内压设计计算根据工作条件，可选取P=0.2MPa 为设计内压。根据式（ 10

25、-12） 2 筒体的设计厚度：PDiC20.22000 4.2 mmd2t P2 11320.80.2式中：d 圆筒设计厚度， mm ；Di 圆筒内径 ，mm ；P 内压设计压力， MPa ； 焊接接头系数，考虑到夹套的焊接取0.8（表 10-92 ）；15C2 腐蚀裕量，取2 mm ；t100 材料许用应力： = 113 MPa 。考虑到钢板负偏差，初选C1 = 0.6 mm （表 10-101 ）。所以，内压计算筒体壁厚： 4.2 + 0.6 = 4.8mm 外压设计计算按承受 0.25MPa 的外压设计设筒体的设计壁厚 = 7 mm，并决定 L/D o；Do/ 之值：o 筒体外径， Do

26、i+ 2d×；D= D=2000 +2 7 =2014 mmL 筒体计算长度， L = H2 +1h =3000+1 ×400 =3200 mm （h 为封头33的曲面高度），则：o/ = 2014 ，o=32001.59，DL/D2014287.77由图 10-152 查得 A = 0.00045，由图 10-172 查得 B = 80 MPa ，则许用外压为：P =B=80= 0.28 MPa0.25 MPa 。DO20147可见，= 7 mm 满足 0.25 MPa 外压稳定要求，考虑壁厚附加量 C = C1 + C2= 0.6 + 2 = 2.6 mm 后，筒体壁厚

27、 n = + C = 7 +2.6 = 9.6 mm，圆整到标准钢板规格， n 取 10 mm 。综合外压与内压的设计计算，釜体的筒体壁厚为 10mm，经计算校核，满足设备安全要求。釜体封头壁厚计算按内压计算： S 封 =PDiC2 t 0.5PP = 0.2MPa,Di = 2000mm, = 0.8,t =113Mpa,C = 0.6+2 = 2.6mm,16代入得S 封 =8.4mm.因为釜体的筒体S 筒釜 = 10mm，考虑到封头与筒体的焊接方便，取封头与筒体厚S 封头 = 10mm经采用图解法外压校核，由于P PT ，外压稳定安全，故用S 封筒 = 10 mm。2.6 接管及其法兰选

28、择(1)冷却水进口管： 108×4，L=200mm，10 号钢法兰： PN0.6 DN100HG 20592-97(2)冷却水出口管： 57× 3，.5L=150 mm，无缝钢管法兰： PN0.6DN50HG 20592-97(3) 乙炔进料管v9.817260.1129m3 / s0.6283600管径d4v40.1129mu3.140.60.49根据管子规格圆整选用6009 的无缝钢管， L=150mm法兰： PN0.25DN40HG 20592-97(4) 氯化氢醇进料管v10.798762.50.0.1144m3 / s1.6393600管径4v40.1144d0.

29、38mu3.14 1根据管子规格圆整选用4028.5 的无缝钢管， L=200mm法兰： PN0.25DN65HG 20592-97(5) 出料管出料总质量流量WF A M AF乙醇 M 乙醇W硫酸1024.64k g / h因密度800kg/m3 ，则体积流量为V1024.640.3 1 4m3 3 / s0.90563600由表 1-14 得，因进料黏度低，选取管道中流速u1.0m/s1740.31430.632m则管径 d1.03.14根据规格选取 650× 10的无缝钢管。法兰： PN0.6DN80HG 20592-97(6) 温度计接管： 45× 2，.5L=100mm，无缝钢管法兰： PN0.25DN40HG 20592-97(7) 不凝气体排出管： 32× 3，.5L=100 mm，无缝钢管法兰： PN0.6DN25HG 20592-97(8) 压料管： 57× 3，.5L=200 mm，无缝钢管法兰： PN0.25DN50HG 20592-97(9) 压料管套管： 108×4，L=200 mm，10 号钢法兰： PN0.25DN100HG 20592-9718参考文献：1 陈甘棠主编化学反应工程第