版本反应器设计说明书

1、2019 “第十三届东华科技-恒逸杯”大学生化工设计大赛新洲13.3 万吨/年醋酸乙烯项目反应器设计说明书设计纺织大学化学与化工学院设计团队铟炔锶烃成员谢良科 刘子曦 占润卉 袁锐 李丹丹指导教师王伟明 夏明桂 陈飞飞 李明 丁朝建2019 年 7 月 14 日目录第一章概述1第二章主要反应机理及动力学22.1 反应机理22.2 动力学方程3第三章催化剂特征、失活及再生方法63.1 催化剂特性63.2 催化剂失活63.2.1引起的失活63.2.2 催化剂烧结63.2.3 催化剂醋酸钾的流失73.2.4 催化剂活性73.2.5 杂质引起的失活73.3 催化剂的方向7第四章反应器设计思路说明84.

2、1 反应器类型选择84.1.1 反应器概述84.1.2 固定床概述104.2 反应器模拟模型构建124.2.1 模型描述124.2.2 晕相模型方程134.2.3 质平衡方程134.3 工艺条件的选择144.3.1 反应温度144.3.2 反应. 144.3.3 反应器体积154.4 反应器设计条件154.4.1 工艺参数154.5 醋酸乙烯反应器结构参数设计174.5.1 反应器中心管的设计174.5.2 扇形筒的设计194.5.3 反应器直径及计算长度204.5.4 催化剂封的设计214.5.5 防止催化剂吹入分流、集流流道的措施224.5.6 接管的设计224.5.7 接管法兰的选择23

3、阻力降核算234.6.1 径向固定床床层压降计算234.6.2 等截面分流流道的静压分布244.6.3 等截面集流流道的静压分布244.64.7 反应器强度设计254.7.1 反应器筒体壁厚254.7.2 反应器封头设计264.7.3试验264.8 反应器控制方案284.8.1. 反应器的自动控制要求284.8.2 反应器的自动控制方案29第五章强度校核335.1 反应器强度校核33第一章概述化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的催化剂装置，是化工生产及相关工业生产的关键设备。由于化学反应种类繁多，机理各异，为了适应不同反应的需要，化学反应器的类型和结构也必然差异很大。反应器的性能优良与

4、否，不仅直接影响化学反应本身，而且影响原料的预处理和产物的分离效果，因而反应器设计过程中需要考虑的工艺和工程因素应该是多方面的。反应器设计的主要任务首先是选择反应器的型式和操作方式，然后根据反应和物料的特点，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：ØØØ保证物料转化率和反应时间；满足物料和反应的热传递要求；注意材质选用和机械加工要求。反应器的设计主要内容包括：ØØØØØ反应器选型；确定合适的工艺条件；确定实现这些工艺条件所需的技术措施；确定反应

5、器的结构；确定必要的控制。本项目主要涉及到的反应器有异丁烯水合反应器、叔丁醇脱水反应器、甲基丙烯醛反应器、甲基丙烯酸甲酯反应器，下面对其设备甲基丙烯醛反应器进行结构选型设计，并根据该反应的反应（动力学、热力学）和物料、催化剂等方面的特点，计算所需的加料速度、操作条件（温度、组成等）及反应器体积，并以此确定反应器主要构件的，同时还应该考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。第二章主要反应机理及动力学该反应器主要针对的是乙烯与醋酸气相氧化生成醋酸乙烯，该反应包含了复杂的平行和串联反应，形成了复杂的反应网络。简化可得具体反应方程式如下：主反应：C2H4+1/2O2+CH3COOH=CH3COOCHC

6、H2+H2O+35Kcal/molVA（生成醋酸乙烯的主要反应式）副反应：C2H4+3O2=2CO2+2H2O+320Kcal/molC2H4（生成 CO2 的主要反应式）CH3COOH+2O2=2CO2+2H2O（CH3COOH 燃烧反应）2C2H4+2CH3COOH+3O2=2CH2CHCHO+4H2O+2CO2 （ 生成丙烯醛反应）2C2H4+2CH3COOH+3O2=2CH3COOCH3+2H2O+2CO2（生成醋酸甲酯反应）C2H4+CH3COOH=CH3COOC2H3（生成醋酸乙酯的反应） C2H4+1/2O2=CH3CHO（生成乙醛反应） 2C2H4+4CH3COOH+O2=2（

7、CH3COO）2C2H4+2H2O（生成二醋酸乙二酯的反应）2.1 反应机理（1） 乙烯、氧气离解吸附于金属钯，醋酸（物理吸附于金属钯）和离解吸附的氧作用后，离解吸附于钯：CH2CH22Pd=CH2CH-PdPd-H（1）O22Pd2Pd-O（2） CH3COOHPdPdCH3C00H（3）Pd-CH3COOHPd-OPd-OCOCH3Pd-OH（4）（2） 离解吸附于钯的乙烯与离解吸附于钯的醋酸反应生成醋酸乙烯，并脱离催化剂而逸出：Pd-OCOCH3 CH2 CH-Pd Pd-CH2CHOCOCH3 Pd （ 5 ）Pd-CH2CHOCOCH3PdCH2CHOCOCH3（6）上述反应中，生成

8、醋酸乙烯的反应是这些反应最缓慢的阶段，即反应控制阶段。3、醋酸钾作为助催化剂能促进反应（4）及（5）的进行，同时可防止钯凝聚。4、由反应（1）、（4）生成的Pd-H 和 Pd-OH 生成水。Pd-OHPd-HPd-H2OPd（7） Pd-H2OPdH2O（8）5.催化剂作用：金具有防止钯凝聚并能使钯分散状态保持良好的效果。可认为对催化剂的活性和都具有一定的效果。2.2 动力学方程关于醋酸乙烯的乙烯气相氧化法动力学已经有较多。这些文献的大部分集中在化工题组，主要研究的是乙炔备醋酸乙烯的动力学，对乙烯法氧化醋酸乙烯研究较少，且文献提出的动力学形式各不相同，并且对该反应的本征动力学研究还不够深入。而

9、本次醋酸乙烯分厂是乙烯气相法提出的本征动力学方程为： mol L-1s-1符号意义：根据文献所给的动力学模型参数如下：温度/12014016010.380.350.3510.20.20.212-0.27-0.31-0.2720.880.820.89反应反应物反应产物活化能Ea/ (kJ/mol)指前因子 k0/ KmolVA/(kgCatseg)1C2H4+C2 H4O2+0.5O2C4H6O2+H2 O159.7x10-62C2H4+3 O22CO2+2H2 O215.13x10-7图 1 醋酸乙烯动力学方程图 2 乙烯氧化反应动力学方程第三章催化剂特征、失活及再生方法3.1 催化剂特性本反

10、应选择加金属的氧化物催化剂，醋酸乙烯催化剂的主要活性组分是钯和金，起主要催化作用的是金属 Pd，金属 Au 并没有催化活性，但加入 Au 会显著提高 VAc 的产率和选择性。工业上醋酸乙烯生产中应用的钯金催化剂多采用氧化铝或硅胶为载体，结合醋酸乙烯催化剂在实际生产过程需达到长时间抵抗乙酸的侵蚀、物理性质和机械性能均不发生变化的要求，184 第 5 期李倩等:乙烯气相醋酸乙烯钯金催化剂的研究进展载体主要采用耐乙酸腐蚀，性能较好的SiO2(多采用球形)，也有采用 SiO2 和 Al2O3 按一定比例配成的载体3.2 催化剂失活根据研究，一般来讲，催化剂的失活原因主要有:1引起的失活;2催化剂的烧结

11、和热失活;3催化剂结焦和堵塞引起的失活对于醋酸乙烯催化剂体系，失活的原因也不外乎这 3 点3.2.1引起的失活Han 等实验发现向醋酸乙烯反应体系中加入一定量的 CO 会造成钯金催化剂的失活这属于可逆，当停止通入 CO 后，催化剂活性得到恢复Chen 等认为 CO 对催化剂的毒性作用是因为 CO 在催化剂表面连续 Pd 上的脱附温度较高，在醋酸乙烯的反应条件下，占据了反应的活性位因此，在实际生产需要严格控制原料中的 CO 的载入量，以避免催化剂的活性受到影响3.2.2 催化剂烧结催化剂烧结指的是由于催化剂主体以及表面的晶体生长，而造成的催化剂活性位丢失。在长时间反应后，催化剂表面结构会发生变化

12、，Pd 原子会从催化剂体相向表面迁移，形成连续 Pd 位，而使催化活性高的单体 Pd 以及第二临位 Pd对的表面覆盖率减少，造成催化剂活性降低一般情况下，烧结引起的催化剂失活属于不可逆的，不能再生3.2.3 催化剂醋酸钾的流失醋酸钾的流失以及过量补给也是催化剂活性降低的一个原因:一方面醋酸钾在生产工程中因反应温度较高会不断流失;另一方面当补给的醋酸钾负载量成倍增加时，堆密度会升高，比表面积会下降，醋酸钾会覆盖活性中心，导致活性降低但可以采取一定的措施减少因醋酸钾而造成的活性降低，例如在工业生产通过合理调节补充醋酸钾，使流失与补给间建立恰当的平衡来解决因醋酸钾的流失造成的催化剂失活3.2.4 催

13、化剂活性催化剂活性acat 表达式为：acat = 1- acoke - asulfurde假设初始的催化剂活性因子为 1。在修正主反应以及副反应的速率方程时，只需在速率方程乘上催化剂活性因子。3.2.5 杂质引起的失活卤化盐的存在也会造成催化剂失活，例如乙酸吸附物乙酸-Pd 在氯离子的存在下会发生歧化反应，影响 VAc 的生成3.3 催化剂的方向工业中应用的醋酸乙烯催化剂的活性通常采用以下进行改善:添加不同金属组分、改进替代催化剂方法、改变条件、改善载体形状、调节钯金用量、寻求第四章反应器设计思路说明4.1 反应器类型选择4.1.1 反应器概述反应器按结构大致可分为管式、釜式、塔式、固定床和

14、流化床等。表 4-1 部分反应器特性型式通用的反应优缺点管式气相、液相返混小、所需反应器容积较小、比传热面大；但对慢速反应，管要很长，压降大釜式液相、液-液相、液-固相适用性大、操作弹性大、连续操作时温度、浓度容易控制、质量均一，但高转化率时，反应容积大固定床气-固（催化或非催化）相返混小、高转化率时催化剂用量少，催化剂不易磨损；传热控温不易、催化剂装卸麻烦流化床气-固（催化或非催化）相、特别是催化剂失活很快 的反应传热好、温度均匀、易控制、催化剂有效系数大；粒子输送容易、但磨耗大；窗内返混大， 对高转化率不利，操作条件限制较大移动床气-固（催化或非催化）相、催化剂需要不断再生的反应传热好、反

15、应连续、返混小、催化剂不断循环再生；控制固体均匀下移比较，可能发本反应器主要针对的是乙烯、醋酸乙预处理反应后与氧气反应一步结合的反应。研究反应条件对反应的影响，以下为催化剂的发展状况。图 4-1 催化剂组分与性能由研究结果可知，该反应的高效温度在 100200左右，反应在 0608MPa。该反应器设计的三个主要的难点也是这个反应最大的特点：（1）反应速率、选择性易受温度影响。反应为强放热反应，催化剂活性温度范围较窄，反应器内温度较低会导致反应速率过低；温度过高虽然有利于加快反应速率，但过高的温度会导致反应物的深度氧化，对物料的选择性也产生影响。生“贴壁”和“空腔”现象图 4-2 催化剂稳定性（

16、2）催化剂容易结焦失活,。连续工业化不允许频繁停车来更换催化剂，否则会导致质量的不稳定以及额外的能量与原料消耗。（3）现有反应器反应体系不稳定，不利于放大设计。中试反应器采用列管式固定床反应器，很好地解决了撤热问题，利于反应器的放大设计。针对上述的反应特点，本项目创新地新设计了固定床反应器。该反应器实现了沿程移热功能，使反应体系温度保持在 200的高效低副产反应温度范围，同时通过精密的控制系统，以及高效的催化剂再生方法，不但解决了催化剂失活问题，而且生产能力大、生产效率高，实现了生产过程连续化。4.1.2 固定床概述本项目中为连续操作，因此选用连续反应器，在连续反应器中主要有流化床、固定床。流

17、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的缺点。除此之外，固定床内的流体接近平推流，有利于实现较高的转化率与选择性；可用较少量的催化剂和较小的反应器容积获得较大的生产能力；结构简单、催化剂机械磨损小，适合于贵金属催化剂；反应器的操作方便、操作弹性较大。考虑到

18、该反应体系催化剂有较好的抗积碳性能，不需要及时更新，若采用流化床则为造成多余的能耗，且损坏催化剂颗粒结构，故初步选定反应器类型为固定床反应器。4.1.3 本厂反应器选择而绝热固定床反应器主要有三种基本形式：轴向绝热固定床反应器如图（a）：流体沿轴向流经床层，床层同外界无热交换。轴向反应器，床层压降大，催化剂颗粒大，扩散阻力大，温降变化梯度大。因为其压降大，所以对催化剂的强度有严格要求。径向绝热固定床反应器如图（b）：流体沿径向流过床层，是一种气体方向与设备轴向相垂直的反应器，大都用于气-固相催化反应，也有用于非催化反应。反应气体流经径向反应器的颗粒床层时，由于流通截面积大，流速小，流道短，具有

19、压降小的显著特点。为此，可采用小颗粒的催化剂或固相反应物，反应速率及反应器的生产能力均得以增加。径向反应器的设计关键是合理地进行气体分布装置的设计，使得反应气体能够沿设备的轴向均匀地流过固定床，即气体均布设计。可采用离心或向心流动，床层同外界无热交换。流体的距离较短，流道截面积较大，流体的降较小，内构件复杂，可使用小颗粒催化剂，减小内扩散的影响。由于径向反应器流道短，因此有利于对温度的控制。但径向反应器的结构较轴向反应器更复杂。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。列管式固定床反应器如图（c）。由多根反应管并联构成。管内或

20、管间设置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在 2550mm 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较大的反应。综上，我们选择采用多段径向固定床反应器串联的形式进行反应器设计，在有效解决反应撤热的基础上，催化剂床层压降小。另外，由于本反应体系受内扩散影响，径向固定床反应器适合使用小颗粒催化剂，可以有效地减小内扩散对反应速率的影响。4.2 反应器模拟模型构建4.2.1 模型描述根据秦霁光的晕相物理模型可知，他立足于两相理论基础上，经过分析对此模型进行假设：（1）整个流化床可分为两相，一相为晕相，包括气泡以及晕，另一相为乳相，它包括除晕相以外的所有床层。气泡的气泡（

21、2）进入流化床的流体全部以活塞流状态呈晕相通过床层，乳相中无气体通过，并呈全混状态。此外，在晕相和乳相之间还连续的进行气体交换。（3）流化床中气泡的行为，可用一当量气泡来表示，且此气泡的直径等于沿床高气泡直径的平均值。对于每个包括气泡的气泡晕来说，气体完全混合。同时流化床中气泡群的上升速度与单一气泡的上升速度相同。基于这些假设，所得出的流化床反应器的简化物理模型如下图：图 4-4 流化床反应器的晕相模型4.2.2 晕相模型方程对于一级反应，任意高度 h 处晕相的物料平衡为：𝑑𝐶𝐶𝑢+ 𝑄 (𝐶 &#

22、119862; ) + 𝐾 𝐶 = 0𝑐𝑋𝐶𝐸𝐶 𝐶𝑑对于乳相，因其完全混合，故可对整个床高 H 做物料平衡：𝐻𝐴𝐶𝐶𝐸𝑄𝑋 𝐴 𝐶𝐶dh + 𝐾𝐶𝐸𝐻 = 0𝐸0而对于有垂直内构件的床模型，我们利用 Kunii 和

23、 Kato 的研究了解到，其对之前的模型又进行了假设：（1）换热管下的床层中，可以只考虑一个等效柱的行为，单个等效柱中的和反应状况能够反映换热器以下整个床层的内部情况。每个等效柱内分为两相，乳相和晕相，晕相为平推流，乳相看成是多个全混釜串联，每个全混单元的高度约等于气泡大小。等效柱内气泡大小均一，取为气泡沿换热器高度的平均值。（2）换热管以上的床层假设为自由湍动床，气泡的平均直径可以按照气泡长大公式计算，同样处理为晕相和乳相，晕相为平推流，整个乳相看成一个全混单元。（3）稀相段为拟均相一维平推流。4.2.3 质平衡方程根据以上假设，我们把床分为三段，第一段为换热器以下密相段；第二段为换热器以上

24、的密相段；第三段是稀相段。关于组分 i 的物料衡算方程如下：密相段：在床高 h 处的晕相有：𝜕（𝑈𝐶𝐶𝐶𝑖𝐴𝐶）dh + 𝑄𝑉 𝑉𝐶𝑏𝑉𝐶(𝐶 𝐶 )𝐴 𝑑 +)𝐴 𝑑𝜌 (r ) = 0(1 𝐸𝑋𝑖

25、𝐶𝑖𝐸𝑖𝐶𝑚𝑓𝐶𝑝𝐶𝑖𝜕此处：𝑉𝐶 = 𝛼 + 0.17𝑉𝑏𝛼 1如果用组分 i 的分压表示，则上式可以改写为：𝑑𝑃1.17𝐶𝑖(1-E_mf)_p(-r_Ci)RT=0+ 𝑄 (𝑃 𝑃 ) +

26、19880;𝐶𝑋𝑖𝐶𝑖𝐸𝑖𝑑𝛼+0.17对于乳相中的第 j 个全混单元：𝑗𝑄𝑋𝑖𝑗 (𝐶𝐸𝑖𝑗 𝐶𝐶𝑖𝑗)𝐴𝐶 𝑑 + (1 𝐸𝑚𝑓)𝐴

27、𝐸𝐻𝑞𝜌𝑝(r𝐸𝑖) = 0𝑗1由于，𝑈𝐶𝐴𝐶 = 𝑈0A，𝐴𝐶 + 𝐴𝐸 = A可以把上式改写为：𝑗𝑈0𝑈0𝑃𝑄𝐻 𝑄𝑋𝑖𝑗 𝑈𝑃&#

28、119862;𝑖𝑗𝑑 + 𝐻𝑞(1 𝐸𝑚𝑓)𝜌𝑝(r𝐸𝑖𝑗)𝑅𝑇 = 0𝐸𝑖𝑗 𝑋𝑖𝑗 𝑞𝑈 𝑈 𝑈𝐶0𝐶0𝑗1稀相段：𝑃⻕

29、4;)𝜕 (N𝐹0 𝑃𝑑 = 𝐴 𝑑(r )𝑋𝑖𝜕𝑈𝑃𝑑𝑃𝑖𝑃𝐹= (r )𝐴𝑖𝑋 𝑈𝑃𝑑N04.3 工艺条件的选择异丁烯气相氧化生成甲基丙烯醛工艺属于气固相催化反应，除催化剂的影响外，工艺条件也会对异丁烯转化率和甲基丙烯醛收率产生较大影响。4.3

30、.1 反应温度根据 AspenPlus，反应物的选择性对反应温度灵敏度分析，设置温度范围为120-140，可得到分析结果：图 4-5 反应温度与反应物转化率、醋酸乙烯选择性的关系4.3.2 反应根据 AspenPlus 做异丁烯的转化率，甲基丙烯醛的选择性对反应灵敏度温度/12014016010.380.350.3510.20.20.212-0.27-0.31-0.2720.880.820.89分析，设置范围为 1.0-1.1bar，可得到分析结果如果所示：图 4-6 反应与反应物转化率、醋酸乙烯选择性的关系4.3.3 反应器体积根据 AspenPlus 做异丁烯的转化率，甲基丙烯醛的选择性对

31、反应体积灵敏度分析，设置体积范围为 5580cum，反应器横截面积为得到分析结果如果所示：图 4-7 反应器体积与反应物转化率、醋酸乙烯选择性的关系4.4 反应器设计条件4.4.1 工艺参数通过 AspenPlus 对反应器进行模拟得反应器进出物流信息表：表 4-2 反应物进出物流信息表表 4-3 设计条件一览表项目甲基丙烯醛反应器设计温度/140设计/MPa0.1通过AspenPlus 灵敏度分析得到反应器内催化剂体积VR 为 69.7m3,进入反应器的进料体积流量 V0 为 70174.85m3/h。空速： GHSV = V 0 = 70174.85 =1006.81h-1VR69.711

32、停留时间：t =0.0009934h=3.576sGHSV1006.81模4.4.2Aspen拟数据反应器进口反应器出口介质名称原料气醋酸乙烯出料气温度（）140.00140.00（bar）1.007.83气相分率1.001.00摩尔流量（kmol/h）-8863.57-9868.50质量流量（kg/h）-266.47-293.54体积流量（m3/h）-7.16-11.51焓值（Gcal/h）-0.22-0.34摩尔分率C2H40.390.37O20.070.06CH3COOH0.280.24VAC0.000.05N20.260.26H2O0.000.01CO20.000.00GLYCEROL

33、0.000.00Diam meterLengthNtube图 4-8 模拟数据图4.5 醋酸乙烯反应器结构参数设计4.5.1 反应器中心管的设计查阅文献化工流体常用经济流速,流速 u=6m/s 来确定中心管的直径，对于反应气处理量比较大的第二段反应器有4´V3600´p ´ uD = 213.2mme管道手册表后，取两段反应器中心管直径相同则最后查标准得中心管尺寸为250 × 13mm。4.5.1.1 中心管开孔方式优化设计由中心管开孔方式对原料气在离心型径向固定床反应器中分布情况的影响结果表明，非均匀开孔（上小下大）时催化剂床层两侧能得到更为均匀的静压

34、差分布，进而能使反应原料气能够在催化剂床层内得到更均匀的分布。故我们选择了上小下大的非均匀开孔方式，使之能够克服由于催化剂的长期运转而造成的床层空隙率沿轴向变化的缺陷，从而使流体沿反应器轴向分布更均匀。4.5.1.2 中心管开孔方式的确定中心管开孔段长度为 5.0m，根据停留时间计算在没有催化剂阻力的情况下， 进出催化剂床层的气体流速分别为：0.276m/s 和 0.029m/s，通过计算催化剂阻力的影响，当进气速为 0.9m/s，出气速为 0.081m/s 时同样能保证足够的反应停留时间。径向床层压降：1013Pa取分布管压降DPd 为床层压降DPb 的 10%则Pd=10%×Pb

35、=101.3Pa1ö2æ 2DP= Cd ç小孔气速： urd÷rèøf其中为Cd 孔流系数dp ×u × pf2.5´10-3 ´ 0.9´ 7.7582.549´10-5雷诺数： Re p = 684.79uf根据Cd 与雷诺数 Re 的关系图，查得Cd =0.72图 3-8 孔流系数与雷诺数关系图ù0.5é 2DPé 2´101.3ù0.5= Cd êd ú= 0.72´ ê= 3

36、.679则urúPfë7.758ûêëúûu0.9开孔率：j =´100%=24.46%ur3.679jDL=2´0.2446´p ´0.06´ 2.0=0.184m开孔面积： A =22r若小孔径取 6mm，大孔径取 8mm，开孔面积按简化的各占一半计算Ar0.184 / 2则开小孔数： N = 3300 个p d 2p ´ 0.0062Tr440.184 / 2Ar则开大孔数： N = 1800 个p d 2p ´ 0.0082Tr44由进气流速开孔率

37、为 24.46%，开孔方式为圆孔、错排。上下层不同孔径， 上层开孔直径 6mm，孔间距 8mm，开孔数为 3300 个，下层开孔直径 8mm，孔间距 10mm，开孔数为 1800 个。4.5.2 扇形筒的设计在型流向反应器中，存在一个最佳分流与集流的横截面积比，公式如下：k分g BSA=SBk合g A对于第一段反应器，SA=0.2m2，取扇形筒截面积为0.02m2/个，得到扇形筒个数为 10 个。同理得到第二段反应器的扇形筒体个数均为 10 个。根据反应气进料流量与扇形管内径计算后取扇形管厚度为 50mm。4.5.3 反应器直径及计算长度催化氨化反应器中发生的主要反应及其动力学方程如下表表 3

38、-3 氨化反应及其动力学方程𝟔.𝟐×𝟏𝟎𝟒𝑹𝑻(CH3)2C=CH2+NH3(CH3)3CNH2𝑪𝟏𝟏.𝟑𝟏𝑪𝟐𝟎.𝟐𝟎𝒓 = 𝟎. 𝟔𝟖𝟔𝒆由质量衡算公式可得：𝑥𝐴𝑓

39、19889;𝑥𝐴𝑉𝑟 = 𝑄0𝐶𝐴𝑂 𝑅 (𝑥 )0𝐴𝐴绝热反应热量衡算式可化简为：𝑤(𝛥𝐻 )𝐴𝑜𝑟 𝑇𝑟dT =𝑑𝑋𝐴𝑀𝐴𝐶𝑝𝑡上式：T w

40、879;0 = 𝜆𝑋𝐴 = 𝑤𝐴0(𝛥𝐻𝑟)𝑇𝑟 /𝐶𝑝𝑡𝑀𝐴转化率边界条件为𝑥0 = 0𝑥𝐴𝑓 = 0.99联立以上方程，解出反应器的反应体积𝑉𝑟0 = 3催化剂一般装填整个反应器的 50%60%，此处我们选取 50%装填量： 反应器体积为3𝑉=

41、 6𝑚3𝑟10.5设反应器壳体的直径为 D，长为 H，则长径比为𝐻𝑌 =𝐷一般 Y=14，综合考虑反应停留时间，加工难度一级设备费用等因素，设定 Y=4，则 H=4D𝜋𝑉 =× 𝐷2 × 𝐻𝑟4解得 D=1.35m，圆整得 D=1.5m；则反应器直径为 1.5 米。各段反应器高度计算：容器手册，Ha=1.2m；容器手册，Hb=0.8m；筒体顶部空间：根据筒体底部空间：根据反应段长度为 5.0m。封头高度：采用标准椭圆

42、形封头，曲面高度为 H1=375mm；直边高度 H2=125mm，则封头高度𝐻𝐶 = 2 × (0.375 + 0.125) = 1.0𝑚。以上可得，每段反应器高度：H=5.0+1.2+0.8+1.0=8.0m 圆整为 8.0m。则反应器计算长度为 8 米。4.5.4 催化剂封的设计由于径向反应器一般由内外多孔分布筒和套体组成，内外分布筒之间堆放催化剂。催化剂在还原与使用过程中，体积会收缩，因此径向反应器的催化剂层上部一定要设催化剂封以防气体短路。若“催化剂封”高度过大，设置偏于保守，虽可避免短路或催化剂带出情况的出现，但反应气体停留时

43、间过长不仅催化剂利用率不足，且导致副反应增加或积炭，有相当多的催化剂成为反应的死角，其死角部分的催化剂活性得不到有效利用等；若“催化剂封”高度不够，气体仍会短路，造成反应器生产强度与转化率下降。所以要合理优化确定催化剂封的高度。“催化剂封”可采用挡板式，此时挡板要有足够高度，否则气体就会短路；若挡板高度过高，必然会有死角，挡板的高度一般略大于催化剂还原后的收缩高度。催化剂的下沉与催化剂特性和装填松紧有关，在径向反应器中，由于反应器压降较小，因而催化剂装填以紧密为好。在紧密填装的条件下，催化剂下沉高度约为 3-5%左右。特殊的情况应以实测数据为准。为了防止流体自顶部回流的短路现象，在考虑了催化剂

44、下沉高度以后还必须留有一定的高度，以避免流体回流短路现象而降低反应效果，通常此高度应等于长度的 1/3-1/2 为宜。此时，反应器催化剂段径向半径为 0.45m，为避径向免短路的高度需要：H = 1 D´(1+ 5%)= 1 ´ 0.9´(1+5%) » 0.5m内224.5.5 防止催化剂吹入分流、集流流道的措施径向反应器床层中流体的速度虽然较小，催化剂颗粒不易吹出，但是由于采用较小粒度催化剂，且催化剂避免不了会有粉尘，有可能被吹出，进入集流流道，或倒吸（因突然降压而倒吸）进入分流流道。因此，要采取措施，防止这种现象产生，主要有以下两种方法：1)在分流

45、、集流流道内侧设置不锈钢丝网，以防止催化剂吹出；2)对“控制均匀的流道”采层结构，一层密冲小孔，另一层是不均匀钻较小的孔，例如：若分流流道为控制流体均匀的流道，那么分流流道设双层结构，一层密冲小孔（小孔孔径比催化剂颗粒小），另一层根据流体均布计算不均匀钻孔（钻孔孔径可以略大于催化剂粒径）。4.5.6 接管的设计反应器进料管根据AspenPlus 流程模拟结果得到反应器进口的总体积流量为 429.453m3/h， 进入反应器的气体流速取 6m/s，管的直径为：4´ 429.4536´p ´ 33004Vp ud = 0.166m采用无缝，选择的为：219 ×

46、; 8.0mm反应器出料管根据 AspenPlus 流程模拟结果得到反应器出口的总体积流量为 453.02m3/h，出反应器的气体流速取 6m/s，管的直径为：4´ 453.024Vd = 0.231mp u6´p ´1800采用无缝，选择的为：273 × 8.0mm4.5.7 接管法兰的选择选配法兰步骤：根据公称直径和设计，先初选法兰结构类型；根据设计、设计温度、法兰材料，确定法兰公称根据公称直径和公称，验证法兰类型根据法兰的公称直径和公称，然后查标准确定法兰根据法兰型式、材料、设计温度等选配螺栓、螺母及垫片。所以选择标准法兰，密封效果较好的对焊法兰，

47、由不同的公称直径选用相应的法兰。4.6阻力降核算一般固定床反应器压降不宜超过床内的 15%，由基本有机化学工程（下册）可查得如下计算公式：DP =G1- e 150(1- e )m+1.75G)(Hr gde 3dgpp降， kg / m2式中DP 床层G 质量流速， kg / (m2 × s)rg 气体密度， kg / m3g 重力度， m / s2e 固定床层孔隙率；d p 催化剂颗粒当量直径， mm 气体粘度， Pa × s或（kg / m× s）4.6.1 径向固定床床层压降计算在径向固定床反应器内气流通道截面距中心轴的半径 r 而改变，因此质量流速 G

48、也随之改变， G = W / (2p rL) ，将径向床降写成微分式：é150 (1- e B ) mùæ 1- eöG2d (DP) = ê+1.75ú ´ B drç÷r de3d Gëûf s èBøsé 150m(1- e)2W1.75 æ (1- e ) öWö2 ùæd (DP) = ê´B´+çB ÷´çú dr&

49、#247;êë r f ds2e B32p rLr f ds èe B3è 2p rL øúûø或r = 0.05m增至𝑟 =0.45m，故将数据代入下式计算此时径向距离变化由12150m(1- e)21.75 é(1- e ) ù æ Wö2 æ 11 öWrDP =´B´ln 2 +- B êú ç÷ç÷r de2p Lrr deè 2p L &#

50、248;rr233è 12 ø1f s ëBûf sB将数据代入得到压降p = 1087.6Pa < 0.15 × 2 = 0.3𝑀𝑃𝑎，在合理压降范围内。4.6.2 等截面分流流道的静压分布当流体沿截面分流管均匀分布时，流速随管长呈线性关系，其分流流道静压差公式如下：ééæx ö2 ùl L éx ö3 ùùæDP= r uê1- 1-ú -ê1- 1-2 &#

51、234;kúúúûúûçL ÷çL ÷AxA Aodèø6Dèøêëêëúûêë其中uAo = 6m / s ， D = 0.1m ， L = 2m ， l = 0.0154.6.3 等截面集流流道的静压分布从始端计算，集流流道静压差公式如下：éæ x ö2l L æ x ö3 ùDP = r u2 êk+&

52、#250;úûç÷L6D ç L ÷BxB Bocèøèøêë= 4m / s ，L = 2m ， l = 0.018 ， kc = 1.235其中uBo集流流道压降与分流流道压降随床层高度的变化如图：图 3-9 集流流道压降与分流流道压降随床层高度的变化图图中显示，由于分流流道静压控制属于动量交换控制模型，该反应器分流流道压降与集流流道压降差距比较明显，造成的原因可能是不合理的流道，为此，我们对于该反应器采用比较大的侧壁穿孔压降或床层压降来平衡流道静压差的差别。4.7 反应

53、器强度设计4.7.1 反应器筒体壁厚计算Pc=2.2MPa；设计温度 Tc=275大于 0.1MPa，且本反应体系要做好严格密封工作，防止由于工作气叔丁胺与原料气氨气泄漏带来，故采面焊对接接头，进行全部无损探伤检测，得：许用应力𝜎𝑡 = 137𝑀𝑃𝑎焊缝系数f = 1.0 （双面对接焊，局部无损探伤检测）；钢板负偏差C1 = 0.3mm(GB24511)腐蚀裕量𝐶2 = 2𝑚𝑚pc Di2s t f - p由设计厚度公式d =+ C ，得d2c2.2´150

54、0设计厚度d =+ 2 = 17.7mmd2´137 ´1- 2.2名义厚度dc= dd +C1 + D = 18mm4.7.2 反应器封头设计Kpc Di2s t f - 0.5 p封头厚度计算公式d =+ Cd2c2.2´1500设计厚度d =+ 2 = 17.7mmd2´137 ´1- 0.5´ 2.2名义厚度dc = dd +C1 + D = 18mmdn ³ 0.3%D ，符合要求（GB150-2011）。4.7.3试验设计为 2.2MPa，设计温度为 260+15=275，查表得该温度下许用应力为 137MPa,

55、屈服点为 205MPa。水压试验如下：s 137PT = 1.25 pc s t = 1.25´ 2.2´ 137 = 2.75MPa= PT (Di + de ) = 2.75´ (1000 +12 - 2 - 0.3) = 159.4MPasT2d2 ´(12 - 2 - 0.3)e0.9fs s = 0.9´1´ 205 = 184.5MPa ³ sT故满足水压试验要求。通过上述计算，可得到反应器主体如下表所示：表 4-4 反应器结构参数一览表4.8 反应器控制方案4.8.1.反应器的自动控制要求1.化学反应器的质量指

56、标一般指反应的转化率或反应生成物的规定浓度，因此必须选择合理的控制变量；2.为使反应正常、转化率高，要求维持进入反应器的各种物料量恒定。为此，在进入反应器前，往往采用流量控制；3.为防止工艺变量进入区或不正常工况，应当配备、联锁装置或设置安全仪表系统。化学反应器是化工生产中的重要设备，反应器控制的好坏直接关系到生产的产量和质量指标。由于反应器在结构、物料流程、反应机理和传热情况等方面的差异，自控的难易程度差异很大，自控的方案也千差万别，以下以异丁烯和氨气催化反应体系的氨化反应器为例。4.8.2 反应器的自动控制方案4.8.2.1 正常工况下的自动控制方案本项目涉及的异丁烯氨化反应为气固催化反应

57、体系，稳态操作时，反应器内压降很小，无需控制。反应器顶部设有放空安全阀。反应器上设有温度检测以及联锁仪表，以防温度过高对催化剂活性或生产安全造成影响。在反应器出口处设置取样点，通过取样检测分析反应后产物的组成，可了解反应器是否处于正常运行状态，以保证质量。反应器布置了以下的控制点：（1） 反应器出口设置温度监测点，对反应器出口物料进行流量检测和控制；（2） 反应器进口设置流量控制，以稳定反应物浓度；（3） 反应器床层的温度和出口物料的温度由冷却水的流量和进料流量进行控制；（4）反应器反应段均匀设置温度监测点以及温度联锁超高和超低置 SIS 逻辑控制切断系统。以反应器 R0201A/B 为例，本

58、反应器采用选择性控制系统，选择器选择温度测量仪表中最大的输入信号转变为输出信号，从而控制反应器内的最高温度不超，并设过设定值，以确保反应器内存在过热点，从而维持生产的平稳与安全。如图所示。图 3-10：反应器 R0201A/B 选择性控制系统设计图4.8.2.2 安全仪表系统在本项目中，异丁烯氨化反应为放热反应，床层有发生飞温的风险，因此，从安全保护角度出发，对异丁烯催化氨化反应器（R0201A/B）设置了 SIS。设计图。图 3-11：反应器 R0201A/B 安全仪表系统设计图在 R0201B 出口物料管路上设计三个温度安全高传感器。正常操作中，能通过基本过程控制系统使出口管道温度保持在正常范围，传感器通过电缆将信号传递给安全逻辑控制器，安全逻辑控制器