Table 4.6 Tower kettle and top discharge flow and enthalpy in the tower two 类型 塔顶出料 塔釜出料 原始进料
流量(kmol?h)
1.415 24.09 25.455
焓值(kJ?mol)
38.50 9.21 6.58
二塔的输出
Q二塔输出=(F二塔顶出×h二塔顶出+F二塔釜出×h二塔釜出)=460582kJ
二塔的输入能量:
Q二塔输入=F二袁进料×h二塔袁进料= 279241.5kJ △Q二塔=Q二塔输入-Q二塔输出=-18134kJ 这部分热量可由加热器提供。 4.4.3 精馏三塔的热量衡算
第三精馏塔的加料是第二精馏塔塔顶采出的粗醋酸乙烯，该塔的功能是脱轻组分，即从塔顶把丁烯醛蒸出。热量衡算式子:Q[塔顶出料]+Q[塔釜出料]=Q[回流进料]+Q[原始进料]+△Q[21]。
依一塔的热量衡算，三塔进、出料气液相焓值以及流量如表4.7所示。
表4.7三塔进、出料的气夜相流量及焓值
Table 4.7 Tower kettle and top discharge flow and enthalpy in the tower three 类型 塔顶出料 塔釜出料 回流进料 原始进料
流量(kmol?h)
59.16 24.55 35.09 48.62
焓值(kJ?mol)
73.09 7.75 11．72 25.45
三塔必须加入的热量:Q三塔=3782899kJ。
三塔再沸器的供热量是通过进出口参数是来计算的，再沸器的进口参数就是它的出口参数，出口参数可以选择冷凝至饱和液体的状态参数。三塔再沸器的各个参数进口温度408.15K、进口压力321041Pa和进口焓值77.56kJ?mol。
三塔再沸器的出口温度必须高于塔釜出料的温度，三塔塔釜出料的温度是373.03K，
计算得到饱和液体的流体焓值:h三塔再沸器=23.17kJ?mol。 三塔再沸器的供热量:Q三塔再沸器=F3×h三塔再沸器=4151045kJ。
△Q三塔=Q三塔再沸器-Q三塔=368146kJ,这部分热量由冷凝器带走。
假定冷凝水进口温度为20℃，出口温度为80℃，可得冷凝器所用冷水流量
h3?368146?1420.32kg/h。
4.32?(80?20)4.5 总热量衡算汇总
表4.8 醋酸乙烯生产过程热量衡算表 Table 4.8 Heat calculation summary
名 称 反应系统
分离系统
精馏系统
符 号 Q1 Q2 Q3 Q4 Q5 Q6 △Q一塔 △Q二塔 △Q三塔
热 量(kJ) 5058210.92 256130.43 4419224.51 3902404.33 73150.49 4406327.5 -154796 -18134 368146
第5章 主要设备的工艺设计和选型
5.1 固定床反应器
乙炔气相法合成醋酸乙烯的反应器主要有固定床反应器和流化床反应器，根据反应的
转化率、选择性、反应热提供或转移的方法、催化剂的性能和寿命等几个方面因素选择。固定床反应器被广泛应用于流一固相催化和非催化反应，尤其适用于要求高转化率和高选择性的反应，这次化工设计采用固定床反应器。固定床反应器按催化剂床与外界是否进行热量交换可以分为绝热反应器和换热式反应器，工业上普遍采用换热式反应器，尤其是列管式换热反应器[22]。 (1) 体积的计算
依一般经验看来固定床反应器进口气体的初始浓度C0=1.89kg/m3，原料气的体积流量Vh=(12808.84+13876.25)/1.89=14119.095m3/h，即是固定床反应器。每小时需要处理的物料量，反应器采用连续式操作[23]。
空速(每m3催化剂每h通过的标准气体量)U=315h-1[23]。则催化剂床层理论体积Vc=Vh/U=14119.095/315=44.82m3。
床层空隙率0.4[23]，则Vo=Vc×0.4/0.6=29.88m3。则催化剂床层实际体积VP=Vc+Vo=44.82+29.88=74.7m3。
从下面有关的固定床反应器的尺寸设计，我们知道反应器内列管呈三角形排列，列管之间的间距是57mm,列管有效长度是8m，则反应器内列管及其空间排布所占的体积VL=28.26×8=226.08m3，反应器内催化剂的体积是37.36m3。
固定床反应器体积不仅包括VP，还包括原料分布体积空间和物料分离空间，这部分空问占据的体积VW=(12-8)×28.26+20=133.04m3。那么反应器的体积V=VL+Vw =359.12m3，圆整取360m3。 (2) 尺寸的设计
反应器列管选取φ45mm×2.5mm的无缝钢管，列管有效长度8m。因反应物料较多，采用了四台非连续式固定床反应器，则每台固定床反应器列管数安如下公式计算得：VP=π/4dt2Ln=0.785×(0.045-0.005)2×8×N=74.7/4，解得N=1858.58,取整得N=1859,即是固定床反应器的列管数。
根据《化工原理课程设计》[21]知反应器直径D=t(b-1)+（2～3）d0,管心距t=63mm，查《化工单元过程及设备课程设计》[24]知正六边形对角线上的管数b=47，
t=1.25d0=1.25×45=56.25mm≈57 mm,代入得D=57×(47-1)+2×45=2712 mm ，圆整后取D=3000mm。
筒体高度H，长径比r (H/D)一般是1～3,固定床反应r取2，则H=2D=6m。 设两根列管管芯到管芯之间的间距是c(列管是按三角形排列)，1859根列管可组成7466个三角形,每个三角形的面积是323c。π/4(D-2e)2 =7466×c2,解得c=63mm,因c含有44列管部分，所以列管距是(71-45)=18mm。
封头的高度h1占短轴之半，知标准椭圆型封头hi=0.25D=0.75mm。这个椭圆的长轴是a=D/2=1.5m，短轴b=0.5a=0.75m。标准封头曲面面积s=1.083×D2=1.083×32=9.747m2。封头及筒体的材料均为GB700标准Q235-B钢材，封头的厚度与筒体厚度值相同，s取20mm[25]。反应器进口高度是1.2m，出口高度是0.3m,裙座支承结构高度是2.0m,整个反应器的高度是9.5m。
(3) 传热面积的计算
传热面积的计算按公式Q=Aat△tm，at按公式式at=λf/dt×3.5(
dp?G?)0.7× e
?4.5dpdt[26]式中Q
是质量流速，λf是有效导热系数，ρ是流体流速，dp是催化剂当量，μ是流体粘度，dt是反应器列管内径。已知G=0.87kg/(m2.s)，λf=0.73W/(m.K),ρ=1.89kg/m3,μ=1.50×10-5kg/(m2?s)，dp=3.5×10-3m,dt=0.04m。代入计算得：at=2608.96kJ/(m2?h?℃)，t1=140℃,t2=185℃,T=205℃,带入?tm??T?t1???T?t2?得：△t=54℃。反应器内富余的热量Q=5989516.3kJ/h，则反应
m
T?t1??ln?T?t2?器的传热面积为A=Q/(at?△tm)=42.51m2。
传热面积Aˊ=nπdtL,代入数据计算知Aˊ>A，这说明能够满足传热需要。 (4) 反应器的技术参数如下：
表5.1 醋酸乙烯合成反应器的技术参数
Table 5.1 Vinyl acetate synthesis reactor technology parameters 名称 设计压力/MPa 设计温度/℃ 工作介质 材料 腐蚀裕度/mm 换热面积/mm 设备重量/kg
壳程 0.08 140～225 蒸汽冷凝器 16MnR 1.0 42.51 90000
管程 0.08 140～225 C2H2,HAc,VAc 16MnR+316L复合板
1.0
醋酸乙烯合成反应器的结构特点分析可知，该设备由六大部件组成，即上封头法兰组合件、上部简体短节组件、下部简体组合件、下锥体组合件、中间换热主体组合件及导热油夹套组合件等。设备的设计选材较为多样，有16MnR,20R,20,Q235A，OOCr17Ni14Mo2, 1Cr18Ni9Ti,OOCr17Ni12Mo2等。 (a) 气体分布装置
旨在消除进口气体过大的初始动能以及气体均匀的导入床层截面，常在进口管的出口端设置预分布器[27]。预分布器选择单级挡板气体分布器，它是由钻有小孔的气、体分布板和拉杆组成，板的开孔面积为180mm2，气体穿过的压力降小使气体流动分散。另外在床层顶部和底部各铺设一层厚度为l0mm的氧化铅惰性填料，填料粒经为6mm，避免催化剂层表面受到气流的直接冲击，防止污染物带入催化剂。 (b) 催化剂床层的选型
根据实际生产经验，乙炔气相法合成醋酸乙烯固定床工艺以Zn(Ac)/活性炭为催化剂，作为载体的活性炭应具备的条件是[23]:有较为发达的中孔结构;大部分微孔的直径在1～3 nm;活性炭表面应具有高浓度的拨基官能团;载体应具有一定的大于50 nm的过渡孔和大孔，比表面积在1 000m2/g以上。醋酸锌以单分子膜状态覆盖在活性炭上，酷酸锌分子所占的表面积大体上等于活性炭的表面积。催化剂中醋酸锌吸附量工艺一般控制在30.5%-31.5%。催化剂的堆积密度是6±0.1 kg/m3,空速是100～420h-1，催化剂当量直径3.5x10-3m，平均孔径l0nm，床层的空隙率是0.40。
对于一定大小的颗粒催化剂，催化剂堆放的好坏将会直接影响床层阻力的均匀程度，而且与反应结果直接相关。装填催化剂时将催化剂预先称量，使各根管子装入量相当，并且装填到相同的宽度，保证较为一致的疏密程度口对装填好的各管逐管测试压降，根据偏