年产10万吨醋酸乙烯生产车间工艺设计(6)

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态覆盖在活性炭上，醋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?0.1kg/m3，空速是100-420h?1，催化剂当量直径3.5?10?3m，平均孔径10nm，床层的空隙率是0.4。

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。对装填好的各管逐管测试压降，根据偏差的大小，采用吸出少量催化剂或补加惰性填料的方法调整到所要求的压差。

（c）支承结构选用[21]

该反应器的塔径较大，故采用分块式格栅板支承，格栅的开孔面积大于70%。在催化剂与支承格栅之间放有金属网筛，网目尺寸按最小催化剂直径选择，并有足够的开孔面积，且反应器需开有人孔（反应器人孔Dg统一取450mm），方便各部件的进出取用。 5.2醋酸乙烯精馏塔

精馏三塔就是醋酸乙烯精馏塔，也是整个醋酸乙烯精馏装置的核心子装置。因精馏塔较多，这次设计关于精馏塔工艺设计及选型选取它作代表。从生产能力大、效率高、流动阻力小、有一定操作弹性及、结构简单造价低及安装检修方便、能满足物系某些工艺特性六个方面考虑，这次设计选取板式精馏塔[29]。

（1）精馏三塔的进、出料情况如表4-7所示，进料温度是96oC，塔板温度是107~112oC，塔板压降是0.045MPa，采用泡点进料的方式进料，侧线出料[30]。

流率F的进料其组成xF=0.9900。流率D的馏出液其组成xD=0.9995，流率W的釜液其组成xW=0.0050。

四川大学梁斌教授的模拟结果[30]进行计算，实际96℃冷夜进料时液化率是0.8、气化率是0.2，此时最小回流比Rmin=0.9。

（313.95?151.16）?L= 实际液气比R=0.5036，则 （R?1）V（9.28?313.95）R=1.0145，RR=0.985，

minR?Rmin1.0145?0.9=0.057。 ?R?11.0145?1第 26 页 共 45 页

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根据上海惠生公司对精馏三塔的计算结果[30]，知相对挥发度

?平均?（?进料??镏出??釜采）3?（4.433?4.617?4.300）3?4.448

lg[xDlxWh?]xDhxWl=41.5。

lg?平均11 根据芬斯克（Fenske）法计算最少理论板数Nmin。Nmin = 查《化工原理》[31]吉利兰关联图，知

R?RminN?Nmin=0.22，?0.057时

R?1N?1NT=53.50，圆整NT=54即该塔所需理论塔板数为54块。

实际塔板数是NP，根据经验公式估算塔总板效率ET=0.75，NP=NT/ET=72，其中精馏段34块，提镏段38块，筛板的孔径是3mm。

lg[xDlxFh?]xDhxFl=25.5。

lg?平均精馏塔段最少理论塔板数为：Nmin1 =

因回流比和最小回流比未变，则

N1?Nmin1=0.22，NF=33，加料位置在从塔顶

N1?1向下数第33块理论塔板处。

（2）塔体工艺设计

L=RD=1.0145?13888.89kg/h=1.0145?161.50 kmol/h=163.84 kmol/h V=L+D=(R+1)D=2.0145?161.50 kmol/h=325.34 kmol/h

精馏段的平均摩尔质量按公式MVM=?xiMi[16]估算为85.97 g/mol。 气相平均密度?Vm?PmMm==1.46 kg/m3

RTm

液相平均密度，

1?Lm=?ai?i推出?Lm=964kg/m3

VMVm325.34?85.97==5.32 m3/s。

3600?Vm3600?1.46精馏段的气液相体积流率为：VS?LS?LMVm???v163.84?85.97==0.004 m3/s。液乏速度Uf =CL,式中C称为

3600?Vm?v3600?964气体负荷因子，Smith等定义了两相流动参数FLV来反映流动特性对C的影响。

FLV=

LS?VS?L=0.019。 ?V第 27 页 共 45 页

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查《化工单元过程及设备课程设计》[32]图5-6 Smith关联图知HT?hL=0.50m

??时C20=0.092。 C =C20??L?=0.93，则Uf=0.093??20?0.2964?1.46=2.388m/s。安全系

1.46数取0.7，则空塔气速U= 0.7Uf =0.7?2.388=1.670m/s。

塔径Dm=

4VS4?5.32==2.014m，圆整，Dm=2.40m。 3.14?1.670?U[32]

根据《化工单元过程及设备课程设计》表5-4知Dm=2.40m及LS=0.004 m3/s

知板上液流型应选择单流型。根据《化工单元过程及设备课程设计》[32]表5-5知Dm=2.40m时塔板间距HTm=0.8m。根据《化工单元过程及设备课程设计》[32]知精馏塔的总高度ｈ＝NPHTm＋?h（?h即调整板间距，塔两端空间以及裙座所占的总高度），此处忽略HTm大于600mm时进料处调整的板间距。

塔的顶部空间高度是指塔顶第一块塔板到塔顶封头的垂直距离，根据一般经验该高度H1=1.2m。塔的底部空间高度是指塔底第一块塔板到塔底封头之间的垂直距离，包括液所占高度和釜液面上方气液分离高度。釜液在此停留3~5,min，再根据釜液容积和塔径，计算得到两部分的高度之和是H2=2.4m。塔底裙座高度是指塔底封头到基础环之间的高度，H3=2.5m。

精馏塔的有效高度ｈ＝72?0.8＋1.2+2.4+2.5＝63.8m。

（3） 醋酸乙烯精馏塔采用筛板塔[31]，塔径2400mm，塔高63800mm，板间距800mm， 容积276.72m3，共72块孔径3mm的塔板，开孔率??14.5%。设计压力20.4MPa，总重85.8t，采用的材质是316L。 5.3板式分离塔

气液传质设备种类繁多，逐级接触式主要以板式塔为代表，微分接触式主要以 填料塔为代表。醋酸乙烯分离装置中采取的是逐级分离方式，故而这次设计采用板式塔作为分离装置的主设备。根据通过能力大、塔板效率高、塔板压降低、操作弹性大、结构简单制造成本低五项标准进行综合评价，结合设计具体情况，这次设计采用筛板塔。在筛孔塔板上，气液两相的接触和传质主要发生在开有筛孔的区域内。 （1）设计参数的选择

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进入板式分离塔的物料的密度是1.25kg/m3。板式分离塔处理能力

VG=

53462.43=42767m3/h。要处理的物料量较大，采用多塔同时进行分离。 1.25塔径Di与塔高度Hi的比取3，板式分离塔的体积Vi=500m3。

4V=6.00m。

?HDDi=3塔板面积AT包括有效传质区Aa、降液区面积2Af（降夜管宽度Wd，受液管

?）宽度Wd、塔板入口安定区（宽度Ws?）、塔板出口安定区（宽度Ws）、边缘区（宽度Wc）。各面积的分配比例与塔板的直径及液流型式有关。就此则知溢流堰长lw与Di之比是0.6。查《化工原理》[31]图10-40知Wd=0.6m，

设计参数：D=6m，

lwAfAT=0.05。

?D=0.6，Ws=Ws=0.2m，Wc=0.4m。

x?x）?（xr2?x2?r2sin?1） rr（x?r2?x?2?r2sin?1 有效传热面积Aa=

式中x=

DDD??Ws?）?。，x???，r=?Wc，Ws=Ws?，Wd=Wd ?（Wd?Ws）（Wd222Aa=24m2，塔板面积AT=

?4D2=28.26m2。

查《化工原理》[31]表10-1知板间距HT=770mm，塔效率

ET?NTN=1922=86.4%。

（2）溢流堰的型式和高度的选择

溢流堰是平顶的，堰上液高how?6mm，溢流堰采用齿形堰。溢流堰的高度hw对板上泡沫层高度和液层阻力有很大影响，据《化工原理》[31]表10-3，再结合这次设计实际情况溢流堰高度hw取33mm。

（3）降液管和受液盘的结构和有关尺寸的选择[23]

弓形降夜管提供的降夜面积和两相分离空间都很大，这次设计采用弓形降夜

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3管，垂直型式的。旨在保证液封，降夜管底部与塔板的间隙h0=2.84?10?（Lh23），lw式中Lh是冷凝水量。带入数据解得h0=26.25mm，h0小于溢流堰高度hw符合设计要求。受液盘使用凹形受液盘，液体进入塔板时更平稳，防止漏液问题的出现。 （4）孔径和开孔率的选择[23]

筛孔直径对筛板堵塞、筛板漏液、操作弹性有重大影响，这次设计的筛孔直径

d0=5mm。开孔率?与板压降直接有关，故对板的性能有重大影响，筛孔直径d0与

（孔间距t比值

）t决定。对压降和操作弹性作全盘考虑，孔间距t=12mm，塔板d2开孔率??0.907=15.75%。 （0）td05.4乙炔发生器

电石水解法生产乙炔的方法又可分为低压法、中压法、高压法三种，中、高压法生产乙炔，对所用电石的粒度有一定要求，生产中必须设置粉碎装置，这不仅增加了工人的劳动强度，而且操作条件差，环境污染严重，这次设计采用电石敞开入水式湿法低压乙炔发生工艺[33]。

合成醋酸乙烯所需乙炔质量流量是27752.51kg/h，乙炔密度是0.6208kg/m3,则乙炔的体积流量是44704.43，也即乙炔发生器的生产能力。 （1） 乙炔发生器的参数 生产能力w=

27752.51=30631.91m3/h，体积43m3，设计压力0.05MPa，工作压

0.906力0.007MPa，设计及工作温度70oC，搅拌轴的转速是1.34r/min，电机功率是5.5kW。每立方米乙炔消耗电石4kg，电石的加料量按85392.34kg/h进行，循环水的质量流量是44008.28kg/h。

（2） 乙炔发生器的结构

发生器上设有加料管、通风管、碎电石加料口、冷却洗涤器、溢流口以及排渣口等接口。电石从加料口人工加入，与水发生反应生成乙炔气和氢氧化钙，气体进入冷却洗涤器洗涤并且冷却后排出，而氢氧化钙则沉入底部，定期由排渣口排出。采用DCS自动控制，直观稳定，操作界面友好。电石的输送、存储均

由DCS程序自动控制运行。发生器的电石进料量和发生水加入量也在DCS程序中设定和调整，水循环系统也实现了稳定控制和程序运行。乙炔气出口管直径273mm，

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