年产7.5万吨氯乙烯固定床反应器设计

武汉工程大学本科专业课程设计②根据反应方程式4-1、4-2、4-3，及已知数据，计算反应器出口的气体量。已知乙炔气/氯化氢=1:1.08，所以取乙炔气为100kmol/h,氯化氢为108kmol/h。乙炔的起始含量：盐酸的起始含量：氮气的起始含量：水的起始含量：（2）前台反应器各组分的出口含量乙炔的出口含量：氯乙烯的出口含量：二氯乙烷的出口含量：盐酸的出口含量：水的出口含量：乙醛的出口含量：（3）后台反应器各组分的出口含量乙炔的出口含量：氯乙烯的出口含量：二氯乙烷的出口含量：盐酸的出口含量：水的出口含量：乙醛的出口含量：表4-4各反应器各组分的进出口含量组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO进料出口一出口二99.0627.741.387106.634.688.1200.10480.03350.00712.2612.2612.2610.000070.6196.700.00000.64190.87910.00000.07130.0977（4）实际装置每小时生产的氯乙烯可折算为故进料气体中乙炔气为100kmol/h，可生产氯乙烯96.6964kmol/h，若要达到166.6667kmol/h的氯乙烯生产能力，则所需乙炔气的原料量为：所需氯化氢的原料量为：表4-5进出口流量表组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO总量1170.7183.70.18063.8970.00000.00000.0000358.5进料2443967053.251109.10.00000.00000.00001125630.47630.51240.00050.01090.00000.00000.00001.000出147.8159.760.05773.897121.71.1060.1229234.47口2124321811.038109.17607109.55.40811256一30.20390.25450.01660.00050.51920.00500.00031.000出12.39013.930.01223.897166.71.5150.1673188.6口262.15508.30.2196109.110417150.07.361211256二30.01270.07330.00050.02070.88390.00850.00041.000（其中1为摩尔流率kmol/h，2为质量流率kg/h，3为摩尔分数mol%）4.4反应器的热量衡算设原料气带入的热量为，反应热，反应器出料带出的热量，反应器撤走的热量[9]。当忽略热损失时，有(4-4)表4-6各组分的比热容温度组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO353.15K383.15K47.95549.28729.13529.15075.51076.19429.18829.23660.20963.40084.85889.12960.57664.0684.4.1前台反应器的热量衡算（1）原料气带入的热量原料气的入口温度为353.15K，以273.15K为基准温度，则(4-5)计算结果列于表4-7中表4-7原料气中各组分的比热容的计算组分C2H2HC1N2H2O合计47.95529.13529.18875.510.47630.51240.01090.00051.000122.84114.92880.31810.037838.1257（4-6）由公式4-3可得（2）反应热在操作条件下，主副反应的热效应分别为主反应(4-7)副反应(4-8)(4-9)则主反应的放热量为：则副反应的放热量为：（3）转化后的气体带出的热量表4-8转化后各组分的比热容组分C2H2HC1N2H2OC2H3C1C2H4C12C2H4O总计49.329.229.276.263.4040.2550.0160.00050.5190.0050.00031.00010.17.420.4850.03832.920.4460.01951.37转化后气体带出的温度为383.15K，以273.15K为基准温度，则(4-10)计算结果列于表4-8中(4-11)由公式4-8可得（4)反应器的撤热量(4-12)可得反应器的撤热量：4.4.2后台反应器的热量衡算（1）原料气带入的热量原料气的入口温度为383.15K，以273.15K为基准温度，计算结果列于表4-9中表4-9原料气中各组分的比热容组分C2H2HC1N2H2OC2H3C1C2H4C12C2H4O总计49.329.229.276.263.4040.2550.0160.00050.5190.0050.00031.00010.17.420.4850.03832.920.4460.01951.37由公式4-8可得（2）反应热在操作条件下，主副反应的热效应分别为主反应(4-13)副反应(4-14)(4-15)则主反应的放热量为：则副反应的放热量为：（3）转化后的气体带出的热量转化后气体带出的温度为383.15K，以273.15K为基准温度，则(4-16)计算结果列于表4-10中表4-10转化后各组分的比热容组分C2H2HC1N2H2OC2H3C1C2H4C12C2H4O总计49.329.229.276.263.4130.0730.0210.00050.8840.00850.00041.0000.6262.170.6050.03856.00.7570.02660.2(4-17)由公式4-8可得（4)反应器的撤热量(4-18)可得反应器的撤热量：

第5章反应器的设计5.1RK方程计算理论进料气参数在物料衡算和热量衡算的基础上，可以对反应部分主要设备的工艺参数进行优化计算。这一部分主要是反应器的工艺参数优化。立方型状态方程RK用于气体的V0，查《化工热力学》[10]可知RK方程(5-1)(5-2)(5-3)由《化工热力学》附表1查得，乙炔的TC和PC值可得代入式5-1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(5-4)迭代的结果如表5-1表5-1Vi的迭代结果VV0V1V2V3V4m3·mol0.00293600.00298070.00298250.00298250.0029825有(1)催化剂总体VR(m3)是决定反应器主要尺寸的基本依据，其计算公式如下所示：(5-5)式中：V—乙炔气流量，m3/h；SV—空速，h-1。由于平均空速为37h-1，则前台反应器的空速为(2)反应器床层截面积A(m2)及高度H(m)的计算床层高度为床层截面积为5.2确定反应器的基本尺寸及根数工业上使用反应器的反应管规格为Φ57×3.5mm的不锈钢管，则：反应管内径：(根据《化工原理（上）》[11]附表7.2〈热軋无缝钢管〉GB8163—87选择）每根管可填充催化剂的量管的根数圆整后需管的根数为7482。规格为Φ3200的转化器内有1600根Φ57×3.5mm的不锈钢管，为达生产规定需4.68台，圆整后需5台Φ3200的转化器。5.3实际状况催化剂用量床层截面积乙炔体积流量乙炔摩尔流量原料气的总摩尔流量前台反应器出口摩尔流量后台反应器出口摩尔流量氯乙烯年产量质量流量5.4床层压力降的计算由《化学反应工程》[12]可查得如下计算公式(5-6)式中—床层压力降，Pa；H—催化床层高度，m；G—质量流量，kg/m2⋅s；—气体密度，kg/m3；g—重力加速度，m/s2；ε—固定床空隙率；—催化剂颗粒当量直径，m；μ—气体粘度，Pa·s和kg/m·s。（1）平均密度（2）质量流量G（3）当量直径dp本次设计所选用的催化剂为圆柱状，Φ3mm×6mm，则其当量直径为：（4）平均黏度μm及压降ΔP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(μ/μPa·s)温度组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO353.15K383.15K120.55129.75172.51187.14355258.9198.52210.15122.70132.80110.45120.01102.78111.21前台反应器：空隙率取0.8，由式5-6得后台反应器：空隙率取0.8，由式5-6得5.5传热面积的核算5.5.1床层对壁面的给热系数对于反应器，催化剂床层是被冷却的。此时催化床层与反应器内壁的给热系数，可用下式进行计算：(5-7)式中-床内气体的给热系数，；-反应管内径，；-催化剂颗粒直径，；-通过床层的气体的导热系数，；-气体的粘度，；-气体的线速度，；-通过床层的气体的密度，。表5-3通过床层的气体的导热系数(:)温度组分C2H2HC1H2ON2CH2CHC1C2H4C12CH3CHO353.15K383.15K0.02790.03120.01790.01930.6740.68440.0296003150.01040.0121001280.01470.01680.0188式（5-1）RK方程中a,b采用混合规则：(5-8)(5-9)交叉项(5-10)其中，先求，由附录一可查得，各物质的和代入（5-2）和（5-3）则计算结果如表5-4。表5-4各组分的和组分C2H2HC1N2H2OCH2CHC1C2H4C12CH3CHO8.0326.7511.55814.28520.18536.51224.194bi3.61688×E-052.81403×E-052.6784×E-052.11459×E-055.52425×E-0557.43857×E-055.95855×E-05由表5-4中各组分的和值及式5-10，可得交叉项如表5-5。表5-5组分交叉项的计算组分C2H2HC1N2H2OCH2CHC1C2H4C12CH3CHOC2H28.0327.3643.53710.71212.73317.12513.940HC1―6.7513.2439.82011.67315.70012.780N2――1.5584.7185.6087.5426.140H2O―――14.28516.98122.83818.591CH2CHC1――――20.18527.14822.099C2H4C12―――――36.51229.722CH3CHO――――――24.194由表5-5计算得和代入式（5-1）运用直接迭代方程（5-4）以的迭代结果如表（5-6）表5-6的迭代结果ViV0V1V2V3V4m3.mol-10.00029360.00288970.00288820.00288810.0028881有气体的线速度（1）前台反应器：（2）后台反应器：通过床层的气体的导热系数，：由公式5-12得5.5.2.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=17.97其计算公式如下(5-11)（1）前台反应器由公式5-14可得(2)后台反应器由公式5-14可得5.5.3.传热面积核算对数平均温差公式为(5-12)由所需传热面积(5-13)又(5-14)(1)前台反应器：热介质采用逆流，则由公式5-15、5-16、5-17得可知，，即事迹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。（2）后台反应器：换热介质采用逆流，则由公式5-15、5-16、5-17得可知，，即事迹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。其中，如图5-1，为反应管的排列方式，为三角形排列。图5-1反应管的排列方式5.6.数据汇总表5-7数据总结前台反应器后台反应器进料摩尔流量kmol/h383.39250.74出料摩尔流量kmol/h250.74201.66进料38.125651.3739出料51.373960.2198粘度系数147.72137.59压降Pa0.53170.55960.02080.0161298.76243.07179.79155.3氯乙烯年产量(万吨）8.02催化剂用量/m39.42床层高度H/m2.85床层截面积A/m23.09转化器规格Φ3200转化器的台数5反应管规格Φ57×3.5mm

第6章设计总结本设计说明书采用乙炔法对年产7.5万吨氯乙烯的装置进行初步的工艺设计，主要对氯乙烯的氧化反应器进行了工艺和设备的参数进行计算为氯乙烯的工艺设计提供参考。在操作压力为0.12MPa的工艺条件下，经过物料衡算和热量衡算知，每小时原料实际进料量为358.5104kmol，即所需乙炔气为170.7401kmol，氯化氢气体为183.6925kmol，前台反应器需要撤走的热量为1.5176×107kJ/h，后台反应器需要撤走的热量5.7450×106kJ/h，决定采用两组直径为3200mm的列管式固定床反应器并联，每一组中为5个3200mm的反应器串联，列管总共有7482根，催化剂的床层高度为2.85m，催化剂总体积为9.42m3。此次课程设计，使我更加扎实的掌握了有关氯乙烯及反应器方面的知识，在设计过程中虽然遇到了一些问题，但经过一次又一次的思考，一遍又一遍的检查终于找出了原因所在，也暴露出了前期我在这方面的知识欠缺和经验不足。实践出真知，通过亲自动手制作，使我们掌握的知识不再是纸上谈兵。在课程设计过程中，我们不断发现错误，不断改正，不断领悟，本身就是在践行“过而能改，善莫大焉”的知行观。这次课程设计终于顺利完成了，从中受益匪浅。在今后社会的发展和学习实践过程中，一定要不懈努力，不能遇到问题就想到要退缩，一定要不厌其烦的发现问题所在，然后一一进行解决，只有这样，才能成功的做成想做的事，才能在今后的道路上劈荆斩棘，而不是知难而退，那样永远不可能收获成功，收获喜悦，也永远不可能得到社会及他人对你的认可。只有不断的学习、实践，再学习、再实践，才会不断进步，不断超越自我。

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