年产6万吨超高分子量PMMA项目设计

喜欢就充值下载吧。。资源目录里展示的文件全都有，，请放心下载，，有疑问咨询QQ:1064457796或者1304139763 ==================== 喜欢就充值下载吧。。资源目录里展示的文件全都有，，请放心下载，，有疑问咨询QQ:1064457796或者1304139763 ==================== 某石化年产6万吨超高分子量PMMA项目 反应器设计说明书 反应器设计说明书 目录 概述 - 2 - 1.1 化学反应的选择原则 - 2 - 1.2 化学反应器的分类 - 2 - 1.3 化工生产中常用的化学反应器类型介绍 - 3 - 1.4 化学反应器的区别 - 8 - 1.5 本反应化学反应器的条件及选择 - 9 - 反应器为工艺流程中反应进行的场所，主要需要满足： - 9 - 第一章主要反应机理 - 11 - 2.1反应机理 - 11 - 2.2 动力学方程 - 13 - 2.3 催化剂的选择 - 17 - 2.4 工艺条件的选择 - 18 - 2.4.1 反应温度 - 18 - 2.4.2反应压力 - 18 - 2.4.3异丁烯与氧气的体积比 - 18 - 2.4.4壳程换热介质 - 18 - 2.4.5工艺参数 - 18 - 2.5 催化剂的参数 - 19 - 第三章 反应器设计思路说明 - 20 - 3.1 反应器类型的选择 - 20 - 3.2反应器的相关系数 - 21 - 3.5 反应条件的选择 - 22 - 3.6 反应热力学 - 22 - 3.7 反应器催化剂用量计算 - 24 - 3.8反应器床层及其体积 - 24 - 3.8.1 反应空时及空速的确定 - 25 - 3.8.2反应管的设计 - 26 - 3.8.3 反应器床层压降 - 27 - 3.9反应器结构设计 - 27 - 3.9.1 反应器设计参数 - 27 - 3.9.2接管设计 - 29 - 3.9.3折流板的设计 - 29 - 3.9.4 反应器支座设计 - 29 - 3.9.5反应器筒体及封头厚度设计 - 31 - 3.9.6反应器液压试验 - 32 - 3.9.7列管外压稳定性校核 - 33 - 3.9.10使用SW6校核 - 34 - 第一章 概述 1.1 化学反应的选择原则 化学反应过程和反应器是化工生产流程的中心环节，反应器的设计往往占有重要的地位。一个适合反应体系的反应器可大大提高目标产物的转化率且能保证稳定的操作环境。在反应器设计时，除了通常说的要符合“合理、先进、安全、经济”的原则。 在落实到具体问题时，要考虑到下列的设计要点：反应器的设计主要包括： A. 保证物料转化率和反应时间； B. 满足物料和反应的热传递要求； C. 注意材质选用和机械加工要求。 D. 反应器的设计主要内容包括： E. 反应器选型； F. 确定合适的工艺条件； G. 确定实现这些工艺条件所需的技术措施； H. 确定反应器的结构尺寸； I. 确定必要的控制手段。 1.2 化学反应器的分类 反应器按结构大致可分为管式、釜式、塔式、固定床和流化床等。 种类 特点 适用范围 列管式反应器 长度远大于直径，内部没有任何构件 多用于均相反应过程 釜式反应器 高度与直径比约为2-3内设搅拌装置和挡板 均相、多相反应过程均可 塔式 （填料塔板式塔） 高度远大于直径，内部设有填料、塔板等以提高相互接触面积 用于多相反应过程 固定床 底层内部装有不动的固体颗粒，固体颗粒可以是催化剂或是反应物 用于多相反应系统 流化床 反应过程中反应器内部有固体颗粒的悬浮和循环运动，提高反应器内液体的混合性能 多相反应系统，可以提高传热速率 移动床 固体颗粒自上而下作定向移动与反应流体逆向接触 用于多相体系，催化剂可以连续再生 滴流床 固体反应器的一种，但反应物还包括气液两种 用于使用固体催化剂的气液反应过程 1.3 化工生产中常用的化学反应器类型介绍 化学反应是反应过程的主体，而反应装置是实现这种反应的客观环境。化学反应过程和反应器作为化工生产流程中的中心环节，反应器的设计往往占有重要的地位。而在工业中，运用最广泛的有固定床、流化床和移动床反应器。 1.3.1 固定床反应器 固定床反应器又称填充床反应器，装填有固体催化剂或固体反应物用以实现多相反应过程的一种反应器。固体物通常呈颗粒状，粒径2～15mm左右，堆积成一定高度（或厚度）的床层。床层静止不动，流体通过床层进行反应。它与流化床反应器及移动床反应器的区别在于固体颗粒处于静止状态。固定床反应器主要用于实现气固相催化反应，如氨合成塔、二氧化硫接触氧化器、烃类蒸汽转化炉等。 固定床反应器可分类为三种基本形式： （1）轴向绝热式固定床反应器(如下图1-1)。流体沿轴向自上而下流经床层，床层同外界无热交换。 （2）径向绝热式固定床反应器（如下图1-2）。流体沿径向流过床层，可采用离心流动或向心流动，床层同外界无热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流动的距离较短，流道截面积较大，流体的压力降较小。但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。以上两种形式都属绝热反应器，适用于反应热效应不大，或反应系统能承受绝热条件下由反应热效应引起的温度变化的场合。 （3）管式固定床反应器（如下图1-3）。反应器由多根反应管并联构成。管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在25～50mm之间，管数可多达上万根。列管式固定床反应器适用于反应热效应较大的反应。 图1-1 轴向绝热式固定床反应器 图1-2 径向绝热式固定床反应器 此外，尚有由上述基本形式串联组合而成的反应器，称为多级固定床反应器。例如：当反应热效应大或需分段控制温度时，可将多个绝热反应器串联成多级绝热式固定床反应器(如上图1-4)，反应器之间设换热器或补充物料以调节温度，以便在接近于最佳温度条件下操作。 固定床反应器主要优点有： （1）返混小，流体同催化剂可进行有效接触，当反应伴有串联副反应时可得较高转化率。 （2）反应速率较快，可用较少量的催化剂和较小的反应器容积来获得较大的生产能力。 （3）催化剂机械损耗小； （4）结构简单； （5）固定床反应器中的催化剂不限于颗粒状，网状催化剂早已应用于工业上。目前，蜂窝状、纤维状催化剂也已被广泛使用。 主要缺点有： （1）传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器也可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许范围）； （2）操作过程中催化剂不能更换，催化剂需要频繁再生的反应一般不宜使用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。 图1-3 列管式固定床反应器 图 1-4 多级绝热式固定床反应器 1.3.2流化床反应器 流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。按流化床的运用状况主要分为以下两类： （1）一类是有固体物料连续进料和出料的装置，主要用于固相加工过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生。 （2）另一类是无固体物料连续进料和出料装置，主要用于固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程，如石油催化裂化、酶反应过程等催化反应过程，称为流体相加工过程。常见的流化床如下图1-5所示： 图1-5 流化床反应器工作示意图 与固定床相比，流化床反应器的特点主要有以下几点： （1）可以实现固体物料的连续输入和输出； （2）流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于强放热反应； （3）流化床适合使用细粒子催化剂，易消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的效能； （4）由于返混严重，可对反应器的效率和反应的选择性带来一定影响。再加上气固流化床中气泡的存在使得气固接触变差，导致气体反应得不完全。因此，通常不宜用于要求单程转化率很高的反应； （5）固体颗粒的磨损和气流中的粉尘夹带，也使流化床的应用受到一定限制。为了限制返混，可采用多层流化床或在床内设置内部构件。这样可在床建立起一定的浓度或温度差。此外由于气体得到再分布气固间的接触亦有所改善。 1.3.3移动床反应器 移动床与固定床相似，不同的是固体颗粒自顶部连续加入，由底部卸出. 移动床离子交换树脂在交换器、再生器和清洗塔之间，周期性流动的离子交换装置。移动床与固定床的差别在于反应过程中催化剂从反应器入口向出口缓慢运动，新鲜催化剂(或再生好的催化剂)从反应器入口进入，失活的催化剂从反应器出口移出，进行再生。催化剂运动速度较慢，没有达到流化状态。如UOP与IFP连续重整工艺中的移动床反应器。如下图1-6所示 图1-6 移动床吸附器 1.4 化学反应器的区别 固定床可以处理高灰分，高灰熔点的煤，投资小，环保差、气流床产量最大，但对煤种有一定要求；流化床现在压力加不上去，推广受限。 这三种床最关键的就是设计床体，现在在国内设计床体大多数是一种经验估算和模拟实反应器设计说明书验，扩大到工业生产上往往存在很多缺点。它们的主要区别还得看用途，物料的性质，既是物理过程还是化学反应过程。固定床和移动床比较适合气－气、气－液和液－液反应，床层本身作为催化剂，优点是返混小，固相带出少，分离简单。流化床的床型是设计中很重要的，与反应体系的匹配要求比较高。此外，操作中的气速、带出量、与配套的旋风等分离设备设计比较严格。流化床的传热和破汽泡、沟流措施也是研究比较多的。流化床需要注意的是不能堵塞气体分布器，堵了很麻烦的。 固定床、移动床和沸腾床的区分是依据向床层内通气量的大小而定的，随着通气量的增加，一次是固定床、鼓泡床（沸腾床），湍动床，输送床。移动床严格意义上属于流化床的范畴，是颗粒整理向下移动，床层高度不变，例如炼油中的催化重整工艺，是典型的移动床工艺。至于应用范围和优缺点，相对而言流化床技术具有良好的传质、传热和各项均匀性，生产规模大，应用的最广泛，例如基于循环流化床开发的各种煤气化、燃烧工艺等等。固定床和移动床受传质传热的限制，规模小，但是装置投资小，例如鲁奇的碎煤气化技术，就是典型的固定床，通常需要几台炉子一起交替生产，实现整个过程的连续。 1.5 化学反应器的条件及选择（以R0101为例） 反应器为工艺流程中反应进行的场所，主要需要满足： 1. 反应器有良好的传热能力； 2. 反应器内温度分布均匀； 3. 反应器有足够的壁厚，能承受反应压力； 4. 反应器结构满足反应发生的要求，保证反应充分； 5. 反应器材料满足反应物腐蚀要求； 6. 保证原料有较高的转化率，反应有理想的收率； 7. 降低反应过程中副反应发生的水平 因此，本反应选用组合式反应器，壳体的内部由上向下分隔为顺次相连的上绝热反应床层、等温反应床层和下绝热反应床层,在等温反应床层的上部设置上绝热反应床层可使催化剂床层温度迅速升高,达到反应所需要的温度,提高催化剂床层利用率,进而提高反应器的生产能力和原料转化率此外,由于上绝热反应床层可利用自身反应热提升至最佳反应温度,从而降低了组合式反应器的热负荷,节约了能源,减少了组合式反应器尺寸和生产成本,同时该绝热反应床层还能有效控制反应温度,提高催化剂的整体使用寿命。在等温反应床层内设置有换热结构,其包括沿轴向贯穿所述等温反应床层的若干换热列管,该换热列管沿等温反应床层的轴向均匀设置,这种设置方式一方面进一步规整了沿径向流动的气体,使其呈平推流状态,避免了床层内反应气体的返混,提高了反应效率另一方面,上述设置方式换热均匀,效率高此外,等温反应床层将反应热转化为蒸汽,由此可以很容易地将蒸汽热量用于后续反应,从而有利于降低系统能耗,避免能源浪费。与此同时,设置的下绝热反应床层可减小反应器尺寸和制造成本。 图1-7组合式反应器 图1-8 组合式俯视图 第二章 主要反应机理 该反应主要针对的是异丁烯氧化法制备甲基丙烯醛，该反应针对异丁烯为平行反应，第一步为异丁烯和氧气在MOO3-UO3/SiO2的作用下氧化成甲基丙烯醛，第二步是异丁烯在氧气的存在下生成副产物碳氧化合物（CO2和CO）,主反应与副反应的反应速率不同，具体反应方程式如下： 主反应甲基丙烯醛的生成： C4H8+O2=C4H6O+H2O 1 副反应CO2和CO的生成： C4H8+6O2=4CO2+4H2O 2 C4H8+4O2=4CO+4H2O 3 副反应丙酮的生成: 3C4H8+2O2=4C3H6O 4 2.1反应机理 本反应涉及到的机理可用下图表示: 催化剂作用下的各步的反应机理： 表2-1 催化剂反应机理 模型 机制 速率控制步骤 1A 1B L.H.(1 Type of center) 异丁烯吸附 2A 2B L.H.(1 Type of center) 表面反应 3 L.H.(1 Type of center) 涉及两个离解的氧原子的表面反应 4A 4B L.H.(2 Type of center) 表面反应 5 R.E 吸附异丁烯之间的表面反应，氧气在气相 6 R.E 吸附氧之间的表面反应，异丁烯在气相 7A 7B M.V.K 催化剂还原平衡在氧化 8A 8B S.S.A 催化剂还原平衡和氧气吸附 9 幂律表达式 催化剂的作用机理文字叙述： 烯烃选择性氧化催化剂至少要同时具备 4 种催化功能：(1) 化学吸附烯烃；(2) 脱氢；(3) 插入氧；(4) 和氧分子离解有关的氧化−还原循环，也即烯烃选择性氧化催化剂需要多种活性中心的匹配.烯烃作为电子供体在氧化物上吸附，其吸附强度与烯烃给电子能力(碱性)和氧化物催化剂的亲电子能力(酸性)有关. 金属氧化物表面配位不完全的金属具有 L酸酸性，表面吸附水分子形成羟基会具有一定的 B 酸酸性，同时脱α-H 时会在金属位上形成羟基，从而进一步产生 B 酸。通过对催化剂的酸性进行调节，可调控异丁烯以及产物的吸附强度，从而优化催化剂的选择性，而从半导体电子理论来说，对于正电荷吸附的烯烃，N 型半导体更有利于异丁烯的吸附。化学吸附的烯烃将电子传递给金属空的 d 轨道，键的强度和分子上的电荷分布发生变化，使进一步脱除α-H 成为可能. α-H 脱除后形成烯丙基中间体，插入晶格氧并脱除第二个氢后得到产物. 因此，对于烯烃氧化催化剂需要强度适中、分布均衡的脱氢和加氧活性中心. 由于异丁烯分子中存在 2 个相同的α-CH 3 ，其脱氢几率相同，如果两者同时脱氢就会引起副反应，所以，如果催化剂脱氢能力过强，则燃烧反应就会占优势；同时，2 个⎯CH 3 属推电子基团，所以 C==C 键显示一定的极性，即中心 C 原子受[O]攻击易于引发双键断裂的副反应，但如果催化剂的加氧能力较弱，则烯丙基中间体就会二聚成己二烯和苯. 因此，为提高异丁烯氧化反应的选择性，需对催化剂脱氢和加氧能力进行适当的调节. 在异丁烯选择性氧化制备 MAL时，要同时保护 C==C 双键和 1 个α-CH 3 不被氧化，显然比只保护 C==C 双键的丙烯选择性氧化难度更大。 2.2 动力学方程 异丁烯在金属氧化物上的催化氧化催化剂在该领域受到的关注比较少。国内对于这方面的研究是中科院过程所张锁江院士及其带领的相关人员的课题组发表的一些报道，且中科院过程所已经建成并投产年产量为10万吨的MMA，该工艺采用的技术在国内处于领先地位。 Vlcente CortQs Corberbn、Avellno Corma和Gojko Kremenld发现异丁烯在Te-V-Mo-O（Te：V：Mo = 4：1.2：4.8）氧化剂上，有相当复杂的经验表达式，甲基丙烯醛的表达式不依赖于碳氢化合物，而依赖于氧气和水，二氧化碳是依赖的对氧和异丁烯的抑制以及水的抑制依赖于氧气和异丁烯。Vlcente CortQs Corberbn等 在CortBs Corberin 等发表的文章中，发现异丁烯氧化的反应网络在二氧化硅负载的钼 - 铀氧化物催化剂裂解是复杂的，主要的初级产物是甲基丙烯醛、丙酮和碳氧化合物，Vlcente CortQs Corberbn等给出了反应的动力学方程式如下： 主反应： A 参数如下表： 表2-2反应动力学数据 温度 ℃ 380 19.4 3.6 194 493 194 350 92 3.6 137 99.1 28.9 320 170 5.2 95 46.3 9.34 K: ； 副反应： 二氧化碳： B 一氧化碳： C 表2-3 动力学数据 温度 ℃ CO 的动力学参数 380 4.5 169 51.8 10.3 350 1.2 56 20.6 2.31 320 1.5 58 8.15 0.98 CO2的动力学参数 380 2.24 19.4 12.1 35.1 350 0.71 4.45 5.32 5.61 320 0.90 4.45 2.19 2.34 K: ； k(T)=0.0194exp 通过单位换算、数据整合最终得到动力学数据方程： 表2-4 反应活化能 反应项 动力学因子 活化能 0.0194 30.0Kcal 10.3 21.9 Kcal 10.3 23.6Kcal 1对于 推动力项：Forward reaction component Exponent 1 1 吸附项： Adsoption expression exponent 1 Component Term no.1 Term no.2 Term no.3 Term no.4 0 1 0 1 0 0 1 1 0 0 0 0 0 0 0 0 Term no. 1 2 3 4 Cofficient A -4.246 -2.965 -1.281 0 Cofficient B -10.929 -10.93 -1.61 0 Cofficient C 0 0 0 0 Cofficient D 0 0 0 0 2对于 推动力项：Forward reaction component Exponent 1 6 吸附项： Adsoption expression exponent 1 Component Term no.1 Term no.2 Term no.3 Term no.4 0 -1 0 0 0 2 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 Term no. 1 2 3 4 Cofficient A 0 2.99 0 0 Cofficient B 0 -0.48 0 0 Cofficient C 0 0 0 0 Cofficient D 0 0 0 0 3对于 推动力项：Forward reaction component Exponent 1 4 吸附项： Adsoption expression exponent 1 Component Term no.1 Term no.2 Term no.3 Term no.4 0 -1 0 0 0 2 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 Term no. 1 2 3 4 Cofficient A 0 2.99 0 0 Cofficient B 0 -0.1443 0 0 Cofficient C 0 0 0 0 Cofficient D 0 0 0 0 2.3 催化剂的选择 异丁烯选择氧化制备甲基丙烯醛是异丁烯法制备甲基丙烯酸甲酯的关键步骤。烃类原料以及更为活泼的反应产物在反应条件下均易发生深度氧化，控制深度氧化、提高目的产物的选择性始终是研究中最具挑战性的技术难题，因此，对于异丁烯氧化的反应一直在进行着。 异丁烯氧化制备 MAL 的催化剂是在丙烯氧化制备丙烯醛催化剂基础上发展起来的，也曾经历过CU2O,BiASO4和Mo−Bi−O 等类型的变化，除 Mo−Bi 复合氧化物体系外，其他复合氧化物体系，如 Mo−Sb−O,Fe−Te−Mo−O，Re−Sb−O，以及负载金属催化剂，如 Pt/SbOX也有研究，而使用杂多酸化合物催化异丁烯选择氧化也显示了较好的活性，实际应用中异丁烯选择氧化制备 MAL 多采用 Mo−Bi−Co−Fe−O 为基础的复合氧化物体系，并进一步添加多种助剂与丙烯氧化催化剂相比，异丁烯氧化催化剂中碱金属Cs 的含量以及催化剂的焙烧温度都较高。Gaigneaux 等研究了催化剂表面 Mo 的价态，认为对于烯烃选择性氧化，Mo−Sb−O 体系可维持部分 Mo的轻度还原态MO5+的存在，使催化剂具有良好的性能.把氧原子计算在内，异丁烯氧化制备 MAL 的催化剂至少是由 7 种以上元素组成，如主组分 Mo, Bi、二价金属元素Co, Ni、三价金属元素Fe、一价碱金属 K, Cs 等，或TI、稀土元素以及载体，如此多的元素组成使要找到制备催化剂的最佳配方非常困难. 与模型化合物，如单金属氧化物、钼铋复合氧化物和负载型简单氧化物催化剂的研究相比，多组分催化剂中助剂的作用机理研究相对薄弱，已成为进一步认识和深入研究选择性氧化机理的重要方向之一。困难在于添加各种助剂后，催化剂会形成极为复杂的晶格缺陷、相界面、位错等，而各种元素的作用也可能会随催体系的不同而发生变化。 综上所述，我们选择催化活性更高，且平均压碎强度更好和更有利于在320℃-380℃反应的MOO3-UO3/SiO2，同时此催化剂有效的抑制了副反应产物的生成。 2.4 工艺条件的选择 2.4.1 反应温度 其他工艺条件不变的情况下，采用较高的温度可使反应速率提高，经过大量的查阅资料，发现最佳反应温度范围一般在 300℃ ~ 450℃，但随着温度的提高，对催化剂的影响较大，且由动力学数据可知过高温度导致副反应转化率增大，所以综合考虑各方面的影响，选择反应温度为 360℃。 2.4.2反应压力 由于异丁烯氧化制备甲基丙烯酸甲酯的反应是一个分子数不变的反应，所以在理论上压力的变化对该反应的影响不大，同时根据查阅的文献，此反应的最适反应温度是在2-3bar之间，所以最终确定最适压力为0.23MPa。 2.4.3异丁烯与氧气的体积比 异丁烯与氧气的反应理论上，异丁烯∶氧气应该是1∶1，但是为了增大异丁烯的转化率，并且有效的减少副反应的产生，我们在查阅的文献中得知，异丁烯∶氧气在1∶5的时候是最适合的，所以最终选为1∶5。 2.4.4壳程换热介质 由于在整个反应过程当中，异丁烯氧化制备甲基丙烯醛会放出大量的热量，本反应中采用组合式反应器，换热介质为去离子水。 2.4.5工艺参数 表2-5 工艺参数 壳程 管程 设计压力MPa 1.1 0.25 设计温度℃ 110 380 介质名称 脱盐水 异丁烯与空气的混合气体 介质组成 水 异丁烯：18.4% 氧气：23.7% 氮气：57.9% 质量流量（ kg/h） 14187.5 15000 停留时间（s） 1.000 2.4.6催化剂的参数 催化剂的参数如下： 表2-6催化剂特性一览表 催化剂的特性名称 数据指标 催化剂颗粒 2-4mm 表面积 78m2/g 孔隙率 0.37 平均孔半径 120A 第三章 反应器设计思路说明 3.1 反应器类型的选择 异丁烯氧化制备甲基丙烯醛反应可以选择间歇反应器和连续反应器，连续反应器包括流化床反应器和固定床反应器，其中固定床中又包括列管式固定床反应器，流化床虽然可以增加两相间的接触面积，传热面积以及具有传质速率快等特点，但是由于催化剂颗粒的剧烈运动，造成固体颗粒与流体的严重返混，导致反应物浓度下降，转化率下降，催化剂颗粒的剧烈运动也造成了催化剂破碎率增大，增加了催化剂的损耗。同时催化剂还会与器壁发生剧烈碰撞，易造成设备与管道的腐蚀，增大设备损耗。 固定床中催化剂颗粒固定不动，返混少，反应物的平均浓度高，反应速率较快，可以克服上述流化床额缺点。除此之外，固定床反应器中存在温度分布不均匀，固定床内部传热差，温度分布不均匀的问题。 组合式固定床反应器的优点是：壳体的内部由上向下分隔为顺次相连的上绝热反应床层、等温反应床层和下绝热反应床层,在等温反应床层的上部设置上绝热反应床层可使催化剂床层温度迅速升高,达到反应所需要的温度,提高催化剂床层利用率,进而提高反应器的生产能力和原料转化率此外,由于上绝热反应床层可利用自身反应热提升至最佳反应温度,从而降低了组合式反应器的热负荷,节约了能源,减少了组合式反应器尺寸和生产成本,同时该绝热反应床层还能有效控制反应温度,提高催化剂的整体使用寿命。在等温反应床层内设置有换热结构,其包括沿轴向贯穿所述等温反应床层的若干换热列管,该换热列管沿等温反应床层的轴向均匀设置,这种设置方式一方面进一步规整了沿径向流动的气体,使其呈平推流状态,减少了床层内反应气体的返混,提高了反应效率另一方面,上述设置方式换热均匀,效率高此外,等温反应床层将反应热转化为蒸汽,由此可以很容易地将蒸汽热量用于后续反应,从而有利于降低系统能耗,避免能源浪费。与此同时,设置的下绝热反应床层可减小反应器尺寸和制造成本。 虽然异丁烯氧化制备甲基丙烯醛是一个强放热过程，且反应过程中热效应很大，反应热约为-337.921KJ/mol,绝热温升达到360℃，但是考虑到催化剂的寿命较长，且活性较大，不需要及时更新，所以我们最终决定采用组合式固定床反应器。 3.2反应器的相关系数 固定床反应器又称填充床反应器,装填有固体催化剂或固体反应物用以实现多相 反应过程的一种反应器。固体物通常呈颗粒状,粒径为一,堆积成一定高度或厚度的床层,床层静止不动,流体通过床层进行反应。固定床反应器主要用于实现气固相催化反应,如氨合成塔、二氧化硫接触氧化器和烃类蒸汽转化炉等,广泛应用于石油炼制工业、无机化工工业,有机化工工业等领域。绝热式固定床段位于列管固定床段的下游,两段催化剂装填体积比为（0.2-5）：1，在等温反应床层内设置有换热结构,其包括沿轴向贯穿所述等温反应床层的用于装填催化剂的若干换热列管,所述换热列管沿所述等温反应床层的轴向均匀设置,且所述换热列管的上下两端分别设置有上管板与下管板,所述换热列管的两端分别与上绝热 反应床层、下绝热反应床层连通,所述相邻两个换热列管之间、换热列管与壳体之间共同形成供冷却介质流通的换热空间。在等温反应床层末端对应的所述壳体上设置冷却介质进口,在等温反应床层始端对应的所述壳体上设置冷却介质出口，上绝热反应床层、所述等温反应床层和所述下绝热反应床层的高度比为1：（0.55-4.1）：（0.35-1）。上绝热反应床层、所述等温反应床层和所述下绝热反应床层的催化剂装填体积比（22-55）：（10-35）：（20-40），等温反应床层的高度为1-6米。所述第一气体混合分布器的周壁上设置有气孔,且所述第一气体混合分布器的开孔率大于50%。设置于上绝热反应床层的上部与下绝热反应床层的上下两端部的的多孔壁板,且所述多孔壁板的开孔率不大于30%。多孔壁板的气孔的开孔大小为-10mm，等温反应床层与下绝热反应床层之间设置第二气体混合分布器,且所述第二气体混合分布器的开孔率大于50%。 图3-1 异丁烯氧化制备甲基丙烯醛的反应器 3.3 反应条件的选择 表3-1 反应条件 温度 360℃ 压力 0.23MPa 异丁烯∶氧气 1∶5 3.4 反应热力学 通过 Aspen Plus 对反应器进行模拟得反应器进出物流信息表： 表3-2 反应物流数据 反应器进口 反应器出口 温度（℃） 280 400 压力 （ bar ） 2.2 1.2 气相分率 1 1 摩尔流量（ kmol/h ） 557.095 560.031 质量流量（ kg/h） 18160 18160 体积流量 12491.3 24564 焓值 (Gcal/h) 1.199 -4.864 摩尔分率 water 0.002 0.137 ISOBTENE 0.132 0.004 MAL 0.004 0.128 0.181 0.042 CO 2PPM 0.005 0.681 0.677 33PPM 0.005 各物质的标准生成热和标准生成焓以及计算各物质的热容的参数如表: 表3-3 物质的热力学数据 物质 汽化热 Kcal/mol 生成热 Kcal/mol 生成自由能 Kcal/mol WATER 9.74787 -57.7563 -54.597783 ISOBTENE 5.29557 -4.0826 13.8722 MAL 7.1044 -26.9896 -13.8053 CO 1.62063 -26.3996 -32.7577 N2 1.32997 0 0 CO2 3.90998 -93.9882 -94.1937 表3-4各物质的标准生成焓 物质 KJ/mol ISOBTENE -304.77 MAL -106.4 water -241.8 3.5 反应器催化剂用量计算 此工艺采用流化床换热的列管式固定床反应器，催化剂填充于反应器的列管中，催化剂为MOO3-UO3/SiO2，圆形，粒度为2-4mm，催化剂的空速3034.07h-1 我们可以看出原料总的质量流量为15000kg/h，在该条件下进料的平均密度为0.3255419Kg/m3 由公式 1 上式中VR为催化剂床层的体积，单位为m3； Vf为原料气体体积流量，单位为m3/h； V为催化剂空速，单位为h-1。 所以，根据公式可得 2 3.6反应器外形尺寸设计计算 先把列管式固定床反应器看成管式反应器，达到稳态后，随物料流动的轴向而变化，故可取任意时间间隔某微元体积 dVR，对此微元体积对异丁烯作物料衡算，最终结果为 3 4 即： 5 式中： 的分压为=(1-) 表示的是异丁烯的初始分压，表示的是氧气的分压，表示的是异丁烯的转化率。 并进行化简得到如下式子： 进料时异丁烯的摩尔流量为=20.4268mol/s 编辑matlab对5进行积分，其程序见源文件。 积分结果是：=2.10，即反应催化床层体积为2.10。 床层空隙率为m 故反应器体积为： 6 3.6.1 反应空时及空速的确定 由反应进料条件可以得到反应物的体积流率为 12491.3m³/h 空时 7 空速 LSHV= 8 利用 Comsol 反应工程模块对空时进行验证，结果如下图： 图3-2 模拟结果 通过comsol模拟结果可知，当异丁烯转化率的95%时，与动力学方程积分所得出空时1.000 s相差不大，故确定反应空时为 1.000 s。 3.6.2反应管的设计 本工艺选取反应管长 L=3.5m 规格为 。 则所需列管数为根 取n=600根管子 反应管采用错列正三角形排列，如下图所示，取管心距为 48.75mm 横过管束中心线的管数为：根 壳体内径为：=1385mm 经过圆整，反应器直径D为1400mm。即1.4m。 3.6.3 反应器床层压降 9 催化剂颗粒直径m 流体密度kg/ m3 11化剂颗粒直径为0.004m，流体密度为1.454kg/ m3，流体的绝对粘度为2.6906pa·s。 10 带入数据求得： 11 摩擦系数： 12 pa=0.048MP 13 所以床层压降可忽略不计。 3.7反应器结构设计 3.7.1 反应器设计参数 表3-5 反应器结构数据 筒体结构参数 介质 脱盐水 工作温度 ℃ 90 设计温度℃ 110 工作压力MPa 1.0 设计压力 Mpa 1.1 选材 Q345R 筒体尺寸 mm Φ1400×3 筒体长度 mm 5250 封头结构参数 封头内介质 异丁烯与空气的混合气体 工作压力MPa 0.23 设计压力MPa 0.25 工作温度℃ 360 设计温度℃ 380 选材 Q345R 封头形式 标准封头 厚度mm 13 焊接系数 0.85 列管结构参数 管内介质 异丁烯与空气的混合气体 工作温度℃ 360 设计温度℃ 380 受内压MPa 0.24 受外压MPa 1.0 选材 Q345R 列管尺寸 mm 管长 mm 3500 管束 600 列管排布 正三角形 管心距 mm 48.75 折流板型式 圆缺型（圆缺率25%） 折流板距离 mm 105 3.7.2接管设计 1物料管程接管 反应器管程物料进口流率为12491.3m3/h,设管程物料进口流速为20m/s,则管程接管内径为： 14 因此选择 的钢管，此时管内实际线速度为20.00m/s。 3.7.3折流板的设计 为增加壳程流体的湍流程度，以提高管间对流传热系数，须在管件设置折流板。内管比较细长，折流板还可起到支承板的作用，便于安装和防止管子弯曲变形。参考文献《化工机械手册》，选用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去的圆缺高度为： 15 取折流板间的距离T=0.3=420mm 折流板的数目为： 16 折流板厚度为：25mm 3.7.4 反应器支座设计 立式容器的支座有耳式支座（又称悬挂式支座）、支撑式支座和裙式支座三种。小型直立设备一般采用耳式支座和支撑式支座，的塔设备则广泛采用裙式支座。对于此列管式反应器采用耳式支座，垫板材质为Q345R，筋板和底板材质为 Q235A，垫板材料为Q345R厚度为45mm，mm。筒体内径为 1400mm。查国标 JB/T 4712.1-2007，选取C5-1型号，支座高度为430mm，允许载荷 170KN，螺纹规格为 M24，支座的质量是47.8Kg。 支座间距是：+2( 式中： D---尺寸，mm ---壳体的名义厚度，mm 、、、耳式支座尺寸，查表可得： 故支座间距+2(430-90)=2110.67mm 3.7.5反应器筒体及封头厚度设计 3.7.5.1反应器筒体厚度设计说明 反应器壳体为内压容器，其厚壁的计算公式为： 17 式中： —壳体理论计算厚度，mm —设计压力，内压容器取=(1~1.1),MPa —材料在操作温度范围内的许用应力，MPa φ—焊接系数 —为壳体内径，mm 其中: 1对压力容器用的低合金钢板（GB713-2008）和不锈钢钢板(GB24511-2009)，它们的厚度负偏差一律为－0.3mm，所以=0.3mm 2焊接方式选用双面焊接，全部无损探伤，所以焊接系数φ=1。 3由于该反应的催化剂不含铁元素，且如果铁元素存在的情况下，会影响催化剂的效果，所以该筒体选材为奥氏体不锈钢S31603。 4S31603在设计温度下的许用应力 =114MPa(厚度<14mm)。 5根据 GB 713《锅炉和压力容器用钢板》规定，腐蚀裕量C2=4mm。 带入计算得： 设计厚度： mm 18 名义厚度： 19 有效厚度： 20 所以最终确定为筒体直径为13mm。 3.7.5.2 反应器封头厚度计算 封头壁厚计算公式为： (21) 代入数据计算得： 理论计算厚度： (22) 设计厚度： (23) 名义厚度： (24) 有效厚度： (25) 为方便焊接，将封头厚度与筒体厚度选取一致，故选取封头厚度为13mm。 (26) 所以封头不会造成失稳。 3.7.6反应器液压试验 筒体试验压力为: (27) 试验压力下圆筒的应力:109.7 (28) 压力试验允许通过的应力水平: (29) 可见，筒体可以进行液压试验。 3.7.7列管外压稳定性校核 临界长度,故列管看作短圆筒外压容器。 又有, ,查表可得A=0.16 查钢板 B-A 曲线图可查得 B=60Mpa 故，可承受最大压力为 (30) 因此，列管可承受3.33MPa的外压，不会造成失稳。 3.7.8 设备条件图 图3-3 反应器装配图 3.7.9使用SW6校核 采用 SW6 软件进行反应器筒体及封头的机械强度强度计算，输入参数如下面系列图所示： 表2-11 反应器校核结果 固定管板换热器设计计算 计算单位 设 计 计 算 条 件 壳 程 管 程 设计压力 1.1 MPa 设计压力 0.3125 MPa 设计温度 45 设计温度 380 壳程圆筒内径Di 1400 mm 管箱圆筒内径Di 1400 mm 材料名称 S31603 材料名称 S31603 试验压力 1.375 MPa 试验压力 0.4 MPa 简 图 计 算 内 容 壳程圆筒校核计算 前端管箱圆筒校核计算 前端管箱封头(平盖)校核计算 后端管箱圆筒校核计算 后端管箱封头(平盖)校核计算 管箱法兰校核计算 管板校核计算 前端管箱筒体计算 计算单位 计算所依据的标准 GB/T 150.3-2011 计算条件 筒体简图 计算压力 pc 0.31 MPa 设计温度 t 380.00 ° C 内径 Di 1400.00 mm 材料 S31603 ( 板材 ) 试验温度许用应力 [s] 120.00 MPa 设计温度许用应力 [s]t 87.60 MPa 试验温度下屈服点 ReL 180.00 MPa 负偏差 C1 0.30 mm 腐蚀裕量 C2 2.00 mm 焊接接头系数 f 0.85 厚度及重量计算 计算厚度 d = = 2.94 mm 有效厚度 de =dn - C1- C2= 10.70 mm 名义厚度 dn = 13.00 mm 重量 471.11 Kg 压力试验时应力校核 压力试验类型 液压试验 试验压力值 pT = 1.25p = 0.4000 (或由用户输入) MPa 压力试验允许通过 的应力水平 [s]T [s]T£ 0.90 ReL = 162.00 MPa 试验压力下 圆筒的应力 sT = = 31.02 MPa 校核条件 sT£ [s]T 校核结果 合格 压力及应力计算 最大允许工作压力 [pw]= = 1.12954 MPa 设计温度下计算应力 st = = 20.60 MPa [s]tf 74.46 MPa 校核条件 [s]tf ≥st 结论 合格 前端管箱封头计算 计算单位 计算所依据的标准 GB/T 150.3-2011 计算条件 椭圆封头简图 计算压力 pc 0.31 MPa 设计温度 t 380.00 ° C 内径 Di 1400.00 mm 曲面深度 hi 350.00 mm 材料 S31603 (板材) 设计温度许用应力 [s]t 87.60 MPa 试验温度许用应力 [s] 120.00 MPa 负偏差 C1 0.30 mm 腐蚀裕量 C2 2.00 mm 焊接接头系数 f 0.85 压力试验时应力校核 压力试验类型 液压试验 试验压力值 pT = 1.25p= 0.4000 (或由用户输入) MPa 压力试验允许通过的应力[s]t [s]T£ 0.90 ReL = 162.00 MPa 试验压力下封头的应力 sT = = 30.90 MPa 校核条件 sT£ [s]T 校核结果 合格 厚度及重量计算 形状系数 K = = 1.0000 计算厚度 dh = = 2.94 mm 有效厚度 deh =dnh - C1- C2= 10.70 mm 最小厚度 dmin = 2.10 mm 名义厚度 dnh = 13.00 mm 结论 满足最小厚度要求 重量 225.68 Kg 压 力 计 算 最大允许工作压力 [pw]= = 1.13384 MPa 结论 合格 后端管箱筒体计算 计算单位 计算所依据的标准 GB/T 150.3-2011 计算条件 筒体简图 计算压力 pc 0.31 MPa 设计温度 t 380.00 ° C 内径 Di 1400.00 mm 材料 S31603 ( 板材 ) 试验温度许用应力 [s] 120.00 MPa 设计温度许用应力 [s]t 87.60 MPa 试验温度下屈服点 ReL 180.00 MPa 负偏差 C1 0.30 mm 腐蚀裕量 C2 2.00 mm 焊接接头系数 f 0.85 厚度及重量计算 计算厚度 d = = 2.94 mm 有效厚度 de =dn - C1- C2= 10.70 mm 名义厚度 dn = 13.00 mm 重量 471.11 Kg 压力试验时应力校核 压力试验类型 液压试验 试验压力值 pT = 1.25p = 0.4000 (或由用户输入) MPa 压力试验允许通过 的应力水平 [s]T [s]T£ 0.90 ReL = 162.00 MPa 试验压力下 圆筒的应力 sT = = 31.02 MPa 校核条件 sT£ [s]T 校核结果 合格 压力及应力计算 最大允许工作压力 [pw]= = 1.12954 MPa 设计温度下计算应力 st = = 20.60 MPa [s]tf 74.46 MPa 校核条件 [s]tf ≥st 结论 合格 后端管箱封头计算 计算单位 计算所依据的标准 GB/T 150.3-2011 计算条件 椭圆封头简图 计算压力 pc 0.31 MPa 设计温度 t 380.00 ° C 内径 Di 1400.00 mm 曲面深度 hi 350.00 mm 材料 S31603 (板材) 设计温度许用应力 [s]t 87.60 MPa 试验温度许用应力 [s] 120.00 MPa 负偏差 C1 0.30 mm 腐蚀裕量 C2 2.00 mm 焊接接头系数 f 0.85 压力试验时应力校核 压力试验类型 液压试验 试验压力值 pT = 1.25p= 0.4000 (或由用户输入) MPa 压力试验允许通过的应力[s]t [s]T£ 0.90 ReL = 162.00 MPa 试验压力下封头的应力 sT = = 30.90 MPa 校核条件 sT£ [s]T 校核结果 合格 厚度及重量计算 形状系数 K = = 1.0000 计算厚度 dh = = 2.94 mm 有效厚度 deh =dnh - C1- C2= 10.70 mm 最小厚度 dmin = 2.10 mm 名义厚度 dnh = 13.00 mm 结论 满足最小厚度要求 重量 225.68 Kg 压 力 计 算 最大允许工作压力 [pw]= = 1.13384 MPa 结论 合格 内压圆筒校核 计算单位 计算所依据的标准 GB/T 150.3-2011 计算条件 筒体简图 计算压力 pc 1.10 MPa 设计温度 t 45.00 ° C 内径 Di 1400.00 mm 材料 S31603 ( 板材 ) 试验温度许用应力 [s] 120.00 MPa 设计温度许用应力 [s]t 120.00 MPa 试验温度下屈服点 ReL 180.00 MPa 负偏差 C1 0.30 mm 腐蚀裕量 C2 2.00 mm 焊接接头系数 f 0.85 厚度及重量计算 计算厚度 d