石油府学路18号国赛作品设计集43反应器

1、目录第一章 设计概述1第二章 R0201 异丁烯氧化.22.12.2反应器型式选择2反应条件选取22.2.12.2.22.2.32.2.4温度2异丁烯与氧气进料比选择3水蒸气进料量选择3压力42.32.4反应催化剂的选取4反应机理52.4.1 反应动力学方程7反应器模拟数据8反应器体积计算10反应器尺寸设计122.52.62.72.7.12.7.22.7.32.7.4反应器列度和数目计算12催化剂床层压力降核算12反应器多物理场耦合验证13反应器内径及长度计算162.8.19反应器热量取热介质选择及用量19换热面积校核20反应器结构设计212.92.9.12.9.22.9.32.9.42.9.

2、52.9.62.9.72.9.8反应器封头选取21反应器气体分布器设计22反应器支座设计23反应器接管设计23反应器拉杆设计24反应器连接结构设计25裙座选取25保温层252.102.112.122.13反应器结构参数汇总25强度校核27强度校核结果汇总61反应器 R0201 条件图61第三章 R0301 氧化酯化.623.13.23.3反应器类型选择63反应动力学方程63反应条件选取633.2.13.2.23.2.3温度64压力64进料比643.33.43.5反应催化剂的选取65反应器模拟数据65搅拌釜反应器详细设计663.5.13.5.23.5.33.5.43.5.53.5.63.5.7搅

3、拌釜反应器尺寸设计66搅拌桨形式及尺寸确定67搅拌转速确定69通气量的确定72搅拌功率的确定73搅拌釜配件选型74换热方式选取77接管计算78强度校核78强度校核结果汇总89R0301 氧化酯化反应器工艺参数汇总89第四章 R0101 水合. 914.14.34.54.4反应器类型的选择91反应动力学方程91反应催化剂的选取92反应条件选取924.4.14.4.24.4.3温度92压力93进料比选取934.54.64.74.8反应器模拟数据94反应器尺寸计算95压降核算95接管尺寸96进料管尺寸96出口管尺寸96强度校核964.9校核结果汇总107反应器参数107第五章 R0102 叔丁醇脱水

4、反应器1085.15.25.35.45.5反应器选型108反应机理108反应动力学108催化剂的选取109反应条件选取1095.5.1 温度1095.5.2 压力1105.5.3 进料比1105.65.75.85.9反应器物料表110反应器尺寸计算111压降核算111接管尺寸1125.9.1 进料管1125.9.2 出料管1125.105.115.12强度校核112强度校核结果122参数汇总123第六章 T0101 异丁烯水合反应精馏塔设计1246.1反应精馏塔选型124反应精馏塔结构设计124反应精馏塔塔板选择124反应动力学125反应催化剂的选取125反应精馏塔参数设计126反应精馏塔设计

5、条件126反应持液量计算127反应精馏塔塔径计算1286.26.36.46.56.5.16.5.2计算128计算130精馏提馏6.6反应精馏塔塔高1316.6.16.6.26.6.36.6.46.6.56.6.6实际塔板数 N131塔顶空间高 HD131塔板间距 HT131开设人孔的板间距 HT131人孔的设置131进料段空间高度1326.6.76.6.86.6.9塔底空间高度 HB132塔筒体高度 H132裙座高度1326.6.10 封头高度132反应精馏塔反应停留时间132溢流装置的设计计算1336.76.86.8.16.8.16.8.36.8.46.8.56.8.6板上溢流形式的确定13

6、3溢流堰主要尺寸133降液管133受液盘134进口堰134降液管底隙高度1346.9浮阀塔板结构参数的确定135浮阀阀型135浮阀排列方式1356.106.11塔板结构设计135水力学计算1366.11.16.11.26.11.36.11.4塔板压力降136夹带量138降液管内液面高度140漏液的检验1416.11.5 降液管液体停留时间141塔板的负荷性能图1426.126.12.1 过量夹带线1426.12.2 淹塔线142过量泄漏线143降液管超负荷线143液相负荷下限线1446.136.14物流表144反应精馏塔接管计算1456.14.16.14.26.14.36.14.46.14.5

7、塔顶蒸汽出口管径145塔顶冷凝回流口管径146进料管接管管径146塔底再沸出口管径146塔底再沸回流管径146强度校核147强度校核结果汇总165第七章 T0103 叔丁醇脱水反应精馏塔167反应精馏塔形式选择167填料选择1677.3.填料规格的选择1687.4 反应动力学1697.57.6反应催化剂的选取169反应精馏塔参数设计1707.6.17.6.27.6.27.6.37.6.4反应精馏塔设计条件170反应精馏塔 T0103物流表170填料塔水力学参数171工艺尺寸概算171反应持液量1747.6.5 反应停留时间174接管尺寸1757.77.7.17.7.27.7.37.7.47.7

8、.5塔顶蒸汽出口管径175塔顶冷凝回流口管径175进料管接管管径175塔底再沸出口管径176塔底再沸回流管径1767.87.9附录强度校核176强度校核结果190一览表191第一章 设计概述化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的装置，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，因此，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，因而，过需要考虑的工艺和工程应该是多方面的。本项目是以兰州碳四抽余油作为原料生产甲基丙烯甲酯，包含异丁烯提纯工段、甲基丙烯醛工段以及甲基丙烯酸

9、甲酯工段。此工艺流程简单，无大量废酸产生，原子利用率高。本项目设计的反应器有异丁烯水合预平衡反应器、异丁烯水合反应精馏塔、叔丁醇脱水预平衡反应器、叔丁醇脱水反应精馏塔、异丁烯氧化反应器以及甲基丙烯醛氧化酯化反应器。下面对异丁烯氧化反应器和甲基丙烯酸氧化酯化反应器进行结构选型并进行详细的工艺计算，最终确定的反应器设备在满足结构合理性的基础上，实现了温度分布、浓度分布及反应时间等化工工艺参数的控制要求，使得产品质量和性能得以保证。对于反应精馏塔、水合反应器以及脱水反应器进行简单设计，确定大致尺寸。1第二章 R0201 异丁烯氧化甲基丙烯酸甲酯（MMA）是重要的化工产品，同样也是重要的化工原料，主要

10、用于聚甲基丙烯酸甲酯（PMMA）、涂料等生产，其主要的生产工艺有异丁烯氨氧化法、异丁烯两步氧化法以及异丁烯直接甲基化法，与其他方法相比，异丁烯直接甲基化法具有流程简单、分离容易、无废酸等特点，因此采用异丁烯直接甲基化法生产。异丁烯直接甲基化法主要涉及异丁烯氧化反应以及甲基丙烯醛氧化酯化反应器，本项目对异丁烯氧化反应器进行优化设计。2.1 反应器型式选择用于气固相连续反应的反应器主要有固定床反应器、移动床反应器以及流化床反应器等型式。不同型式的反应器具有不同的传递特性，传递不影响化学反应本身，但是影响浓度和温度的分布，从而影响反应速率和选择性。流化床反应器传热效果好，温度均匀，便于实现固体的连续

11、输入输出，而且可以使用小颗粒的固体或催化剂。但是其缺点也很明显，由于催化剂颗粒的剧烈运动，造成固体颗粒与流体严混，导致反应物转化率较低，而且催化剂磨损严重。固定床反应器内流体接近平推流，可以获得较高的选择性和转化率，结构简单，操作方便，催化剂磨损小。对于异丁烯与氧气反应生成甲基丙烯醛（MAL）的过程来说，其是强放热反应，因此在反应过，需要不断移走反应所产生的热量，因此选用列管式固定床反应器，催化剂装填于列管中，反应气体通过列管进行反应，壳冷却介质移走反应热量。反应条件选取温度通过文献查询可知，异丁烯氧化反应温度一般在 350-370，温度对异丁烯氧化反应的影响如下图所示。2图 2-1 反应温度

12、对异丁烯转换率的影响图 2-2 反应温度对选择性的影响，在 350的情况下，异丁烯具有较高的转化率以及选择性，因此选择 350作为反应温度。2.2.2 异丁烯与氧气进料比选择异丁烯是易燃易爆的化学品，本反应是将异丁烯与空气混合反应，在考虑到异丁烯转化率的同时，更应该考虑到异丁烯极限，通过查询可知异丁烯与空气形成混合物，其极限为 1.7%9.0%(体积分数)，考虑到安全问题，进料中异丁烯的体积分数应该大于其上限，因此，本项目选择异丁烯与空气摩尔比为 1:5 进料，确保不会发生。2.2.3 水蒸气进料量选择在反应器中通入一定量的水蒸气有如用：3（1） 水蒸气的存在可以促进异丁烯在催化剂表面的吸附，

13、同时也可以加速产物在催化剂表面的脱附，进而可以提高异丁烯的转化率；（2） 水蒸气与其他物质相比具有较大的热容，可以避免催化剂表面局部过热，减少深度氧化反应的发生，提高选择性；（3） 可以使得催化剂表面的活性供氧中心变稀疏，减少 CC 键的断裂或者有机物的聚合结焦，保证催化剂的活性以及使用。根据相关文献，本项目加入的水蒸气与异丁烯摩尔比为 1:1。2.2.4 压力由 Aspen Plus 的灵敏度分析可知压力对反应的影响：图 2-3 反应压力对异丁烯转化率影响图考虑到压力对于副反应的影响程度，以及异丁烯转化率的要求，选择0.15MPa 的反应压力。2.3 反应催化剂的选取MMA 的传统工艺主要是

14、以和剧毒氢酸为原料的醇法，反应过还使用高腐蚀性的硫酸，并副产大量难以处理的硫酸氢铵，整个反应的原子利用率只有 47%与醇法相比，以异丁烯为原料制 MMA 是一条工业前景良好的清洁工艺技术路线，无论反应原料、催化剂还是生产过程的绿色化程度均有显著提高，整个工艺的原子利用率达到 74%。该路线以碳四（异丁烯或叔丁醇)为原料，副产物为水（C4H8+CH3OH+3/2O2C5H8O2+2H2O)。由于叔丁醇首先脱水生成异丁烯再发生氧化反应，所以，以异丁烯或叔丁醇为原料两者在反应本质上是相同的，可称为异丁烯氧化法。异丁烯选择性氧化甲基丙烯醛（MAL）是异丁烯备 MMA 的关键一步，对其进行研究以提高产品

15、收率具有重要的应用意义。4同时，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，所以，控制深度氧化、提高目的产物的选择性始终是研究中最具性的技术难题。因此需要选择合适的催化剂，才可以降低深度氧化，提高甲基丙烯醛的选择性。异丁烯氧化MAL 的催化剂是在丙烯氧化丙烯醛催化剂基础上发展起来的，也曾经历过 Cu2O、BiAsO4 和 MoBiO 等类型的变化。除 MoBi 复合氧化物体系外，其他复合氧化物体系，如 MoSbO、FeTeMoO、ReSbO以及负载金属催化剂，如/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MAL 多采用

16、MoBiCoFeO 为基础的复合氧化物体系，并进一步添加多种助剂。本项目采用的催化剂来自文献提到的属于 MoBi 复合氧化物其物性组成如下表。表 2-1 催化剂物性Cat-Ni0.4-M，2.4 反应机理本工艺中，异丁烯、空气以及水蒸气作为原料，经过加压、预热以及混合后通入装有催化剂的列管式固定床反应器中，经过反应，生成甲基丙烯醛、CO、 CO2 以及甲基丙烯酸的混合气，通过甲醇急冷喷淋吸收，精馏得到 MAL 和甲醇的混合物进入 MAL 氧化酯化反应器。氧化反应器中发生反应如下：（1）C4H8 + O2C4H6O + H2O（2）C4H8 + O2CO2 + H2O（3）C4H8 + O2CO

17、 + H2O（4）C4H8 + O2C4H6O2+H2O5项目性能颗粒直径，mm2.0堆积密度，gml-10.60视密度，gml-10.95比表面积，m2g-14.61孔体积，mlg-10.121空隙率0.6718图 2-4 反应机理为了简化模型方程的推导，根据操作条件和列管式固定床反应器的特点，对加氢反应器作理想化处理，提出以下几点假设：（1）在垂直于流体方向的截面上流体性质和速度是均匀的，径向不存在速度梯度和温度梯度，也不存在浓度梯度。（2）轴向传热和传质仅由平推流的总体所引起。按以上假设，采用拟均相一维平推流模型，即忽略反应器的轴向温度分布和浓度分布，现在只考虑反应器的径向参数的变化，并

18、按均相反应器来考虑。根据以上假设导出反应器模型。先把列管式固定床反应器看作管式反应器分析，达到稳态后，随物料的轴向而变化，故可取任意时间间隔某微元体积 dVR，对此微元体积进行物料进料量：。FA FA0 (1 xA )输出量：FA dFA FA0 1 (xA dxA )反应量：rAdVR则微元体积的物料式为：FA0 (1 xA )=FA0 1(xA dxA )+rAdVR：化简后积分xAfFdx A0A VRBrA xA 06物料微分方程：FA dxA B rA dVR0热量微分方程：r H dl U d T T dl2 FC tBAAtS整理后得到如下方程：dx d 2rAtBAdl4FA0

19、dTdl 1 d r H K d T T2F Cp 4tBAAtSt式中：FA0反应物 A 进料摩尔流量，kmol/h； Ft反应物总进料摩尔流量，kmol/h； G 流体的空床质量流速，kg/(m2h)； B催化剂堆积密度，kg/m3；(-rA)反应速率，kmol/(kg 催化剂h)；l反应器长度方向距离，m； yA0进料中组分 A 的分子分数； VR反应器体积，m3； T反应管内反应温度，； TS反应介质温度，；K总传热系数，W/(m2K)；XA反应物 A 的转化率。2.4.1 反应动力学方程（1）反应动力学方程本反应主反应为 C4H8 + O2C4H6O + H2O，其动力学方程有文献查

20、得ERTr ke（2）反应动力学参数采用原文献中的动力学参数并对其进行换算，结果如表 2-2 所示。7表 2-2 相关动力学参数表（3）反应热力学参数通过查阅相关书籍，同时利用纯物质化学性质查询HCS，获得各物质的标准摩尔生成焓和恒压热容计算公式，参数如表 2-3 所示。表 2-3 热力学性质表不同温度下的反应焓变计算公式为：T298 15 i f H298 15K ,i r HTCPdT通过该公式计算表 2-4。表 2-4 氧化反应热力学性质表2.5 反应器模拟数据由前文所述，异丁烯与氧气反应详细数据如下：从异丁烯提浓工段来的异丁烯与空气混合，其中 n(异丁烯)：n(空气)=1：5。经过压缩

21、至 0.15MPa，于列管式换热器中在 350发生主要反应，反应转化率以异丁烯计为 95%。据见表 2-5。物料数8反应rHm(T=298.15K)，kJ/molrHm=A+BT+CT2+DT-1+ET3，J/molABCDEC4H8 + O2MAL + H2O-379.80224588.000-24.27318.8914.640-11.367名称fHm(T=298.15K)，kJ/molCp=A+Bx10-3T+Cx105T-2+Dx10-6T2ABCDC4H8-13.97522.305252.0700.000-75.898O2036.1620.845-4.3100.000MAL-12452

22、.740185.532-7.546-53.165H2O-241.82730.00010.7100.2300.000动力学参数数值k，kmolm-3s-11.14x1014E，J/mol174200表 2-5氧化反应器 R0201物流表9inout物流S203S204Mass Flow ，kg/hrISOC4H84002.0300144.9465H2O1295.79302563.1310MAL0.00004687.2540O22351.912062.3790N27745.72707745.7270CH4O0.00000.0000MMA0.00000.0000N-HEX-010.00000.000

23、0C3H61.6815E-081.6815E-08C3H88.7563E-088.7563E-08NC4H103.83033.8303ISOC4H100.08010.08011C4H80.27100.2710CISC4H81.15511.1551TRANC4H80.47750.477513C4H60.00000.0000NC5H120.00000.0000ISOC5H120.00000.0000TBA0.00500.0050CO0.000029.9426CO20.000047.0456MAA0.0000115.0363HQ0.00000.0000Total Flow， kmol/hr493.3

24、566493.7575Total Flow，kg/hr15401.280015401.2800Total Flow，l/min283974.0000284041.0000Temperature，350.0000350.0000Prere，bar1.50001.5000Vapor Frac1.00001.00002.6 反应器体积计算在反应器选型、催化剂选择、机理分析、动力学分析以及反应条件确定之后，在Mo-Bi 复合氧化催化剂催化反应操作条件范围内选取一个合适的操作点，利用COMSOL 反应工程模块在选定的操作条件下对反应器异丁烯转化率和各物料浓度分布随反应时间的变化关系进行模拟，具体结果如图

25、 2-5、2-6 所示。图 2-5 物质浓度停留时间图由各物质浓度随时间变化可以看出，当反应时间为 8s 的时候，异丁烯的转化率达到 95%，其转化率已基本达到工业化反应要求。此后即便反应时间再延长，异丁烯的产率也没有很大的变化，而反应器体积和操作费用以及后续工段的费用反而会大大增加，故反应时间可取。由于在使用SOL 模拟时是用以催化剂的为基准的动力学模拟计算的，此时已经把催化剂床层的空隙体积考虑在可知进口气体体积流量为 17038.4m3/h，根据催化剂体积计算内。由 ASPEN公式计算本反应器催化剂床层体积为：10Liquid Frac0.00000.0000Enlpy，cal/sec-2

26、.7732-8.5998= V0 = 17038.4x8=56.50m3VR3600 x0.6314各物料浓度随反应体积变化如图 2-6 所示。图 2-6 物质浓度-反应体积图催化剂的质量为： VR B 56.50 x0.6=33.90tMcat可以看出由催化剂床层体积算出的反应停留时间与模拟结果基本一致。将模拟算出的催化剂体积代入Aspen 反应器模块，得到的反应器进出物料分布如表2-6 所示。表 2-6反应器物料表11项目进料出料总摩尔流量，kmol/hr493.36493.36总质量流量，cm/hr15401.2815401.25总体积流量，cc/hr17038.4417042.45温度

27、，350.00350.00压力，bar1.501.50气化分率1.001.00摩尔流量，kmol/hrC4H871.332.58O273.501.95MAL0.0066.87H2O71.93142.28经过计算，其结果与 COMSOL 模拟所得结果基本一致。因此，本次模拟结果合理。2.7 反应器尺寸设计2.7.1 反应器列度和数目计算该反应器所选用催化剂粒径 2mm，为降低反应物在管内的沟流、壁流效应，反应管内径应大于催化剂粒径的 8 倍。根据国标 GB/T17395-2008，列管选用 50mm2mm 的管子。在本设计中，使用的计算模型为拟均相一维平推流模型。如果用 Pe 准数来衡量返混程度

28、，该模型应满足的条件为：当雷诺准数 Re10 时，Pea=2。此时，有：dp 1 dp1 DaDa 0.005PeauLud p L2 L即床层高度 L100dp。另外，根据标准，一般催化剂填充高度占整个反应管长度的 8090%左右。在本反应器中，催化剂粒径为 2mm，因此本设计选择催化剂的填充高度为 L=8m，列管催化剂床层的横截面积为：l=9m。 VRL 56.50 7.06m3AR8催化剂床层的直径约为：4AR4 7.06 =2.99m3d R反应器单管横截面积为：A d 2 x 0.05 0.0042 1.66x103ii44反应器列管数目：AR7.06n 4253 4266根A1.6

29、6x103i2.7.2 催化剂床层压力降核算12反应器空管截面积为：A n A 4266 1.66x103 7.08m3i空反应进料空床线速度为：V017038.44u 0.6685m / smA7.08x3600空固定床压力降计算公式为：Lu (1 )2P fmd 3pRe dpum f 150 1.75,Re式中：流体密度，kg/m3； d p颗粒直径，m； f摩擦系数； L床层高度，m； um空管流速，m/s； 床层空隙率；流体的黏度，Pa/s。11 从 Aspend Plus 反应器模拟中获得反应混合物有关物性数据如下： =0.9039kg/m3，=2.74510-5Pas将数据代入上

30、述计算公式求解：Re dpum 1 0.002x0.6685x0.90391=119.441 2.745x1051 0.6314f 150 1.75 Re1501.75 3.00119.448x0.66852 x0.9039x 1 0.6314Lu 2(1 )P f m 3.00 x=7098.2Pa 30.002x0.63143dp反应压力为 7098.2Pa，压降小于进口压力的 15%，因此反应器压降设计合格。2.7.3 反应器多物理场耦合验证13在反应器尺寸设计阶段，由于催化剂床层高度以及列度均是按照经验值估算，因此对反应器的反应效果需要进行验证。使用 COMSOL Multiphysi

31、cs 对反应器进行多物理场耦合计算。在计算过程中，考虑到质量传递、动量传递、热量传递三场的相互影响，对三个传递场进行耦合计算，进而得到各物质在反应器内的浓度分布以及物质在反应器内的温度、压力、速度分布。通过模拟计算浓度、温度以及压力分布图如下。图 2-7 异丁烯浓度分布图 2-8 氧气浓度分布14图 2-9 MAL 浓度分布图 2-10 压力分布图15图 2-11 温度分布图由 COMSOL 模拟计算结果可知，甲基丙烯醛浓度分布均匀，且转换率和ASPEN 模拟结果相差无几，压力分布均匀，压降小于进口的 15，温度分布均匀，并不温度飞升的区域。反应器内径及长度计算反应器壳体内径设计反应器列管根数

32、为 4266 根。列管排列方式选择错列正三角形排列，详细排列图见图 2-12 ，固定方法为焊接法。则管心距为：t 1.25d0 1.25 50 62.5mm16图 2-12 管子排布图横过管束中心线的管数为：266=72根管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离为：e 1.25d0 1.25 50 62.5mm壳体内径为：Di t (nc 1) 2e 62.5(72 1) 2 62.5 4562.5mm根据压力容器公称直径国标 GB/T 9019-2015 圆整，取反应器壳体内径为：4600mm。2.7.4.2 反应器长度设计列度：由前面工艺计算可知，列度为 9000mm；筒体顶部空间（上管箱

33、）高度：根据压力容器手册，Ha=1000mm；筒体底部空间（下管箱）高度：根据压力容器手册，Hb=1000mm；由上述长度可知，反应器筒体长度为：H=11000mm。2.7.4.3 折流板设计在本中，为从反应体系取热，需在反应器壳体走取热介质，因此，壳体需设置折流挡板。本工艺采用弓形折流挡板，取弓形折流板的圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去的圆缺高度为：h 0.25D 0.254600 1150mm折流板间距为：B 0.3D 0.34600 1380mm17折流板数量为：1 9000 1 5块列N B1380折流板间距折流板厚度取 24mm。2.7.4.4 反应器筒体壁厚设计（1）材料选择该

34、反应器的反应温度控制在 350左右,反应压力为 0.15MPa，需进行换热。0.9MPa，反应器壳程走取热介质，选用加压水作为冷却介质，压力大温度为 175。因此，筒体选用材料为 Q345R 碳素钢。根据 GB/T 6713-2014锅炉和压力容器用钢板及 GB/T 150.2-2011 规定对钢板厚度进行选择。计算时，腐蚀裕量选 C2=2mm；焊接方式选系数为 =1。（2）筒体壁厚计算面焊对接接头，100%无损探测，焊接由于反应器为内压容器，其壁厚计算公式为：PD2 t -P +C C12式中：壳体厚度，mm； P操作时可能的最大压力，内压容器取 P=(11.1)PW； t材料在操作温度范围

35、内的许用应力，Pa； 焊接系数；C1厚度负偏差，mm，取 0.3mm； C2腐蚀裕量，mm； D壳体内径，mm。操作时可能的最大压力为 P=1.1PW=1.10.8=0.88MPa。假设操作温度下所需 Q345R 钢板的厚度为 1636mm，许用压力为：t=157MPa。将数据代入计算公式，得：=16.53mm。查阅筒体标准后最后将壁厚圆整为0=24mm。满足 1636mm 的范围要求。有效壁厚为；e=0-(C1+C2)=24-(0.3+2)=21.7mm18（3）水压试验校核Q345R 常温下进行ReL=325MPa。试验时，许用压力为 =185MPa，屈服强度为反应器的水压试验压力为： 1

36、85PT 1.25P t 1.25 0.25 157 0.3682MPa将数据代入校核公式得试验条件下的计算压力为： PT Di e 0.3682 (4500 24) 34.70MPaT22 24e0.9 ReL 0.91325 282.5MPa故有 T0.9ReL，所以所选材料水压试验强度足够。2.8 反应器热量在本中，反应器里一共发生三个反应：异丁烯和氧气反应生成甲基丙烯醛（MAL）和水，异丁烯和氧气反应生成甲基丙烯酸（MAA）和水，异丁烯和氧气反应生成一氧化碳、和水。当反应器选用绝热式固定床反应器时，由 Aspen 模拟结果可知，反应体系终止温度能达到 1000以上。因此以上反应为强放热

37、反应，需要及时取走反应热以保证副反应尽可能少地发生，保证反应体系平稳安全运行。2.8.1 取热介质选择及用量如果想达到等温催化反应的条件，传热介质既要求有良好的传热性能，又要求传热介质本身的温度和反应管内的催化剂的温度差很小。本设计所用取热介质为 170、0.8MPa 的水，利用水沸腾蒸发带走热量，同时产生低压蒸汽。根据 Aspen Plus 反应器模拟结果，获得反应器同时查得 0.8MPa 下水的汽化潜热。结果如表 2-7 所示。物料的各项物性参数，换热介质与反应物料可以并流，也可以逆流，两者各有优缺点。逆流的优点是原料气进入床层后能较快地升温而接近最佳温度，缺点是反应后期易于过冷。而并流时

38、后期降温较慢，温度分布较为均匀，使前期升温较慢，反应效率会降低。当正常工况时，逆流操作即可满足换热需求。并流时会使反应物料升温时19间增长，反应器体积增大。因此，本设计选用逆流换热操作。反应物流以及冷却介质物流物性信息见表 2-7。表 2-7 物流物性信息表有 Aspen 反应器模拟可知，反应器需要移除的热量 Q=2.256x107kJ/hr反应器所需要的冷却介质用量：Q2.2558107 kJ / hm冷= 11016.3kg / hr2047.7kJ / kg2.8.2 换热面积校核（1）床层对列管壁面的给热系数对于本工艺反应器，反应放热，需要移走热量，床层被冷却。床层对壁面总给热系数可以

39、按下式计算：07 d 1 fdt式中：f流体导热系数，W/(mK)；G流体的表观质量流速，kg/(m2K)； 流体粘度，Pas；dp催化剂粒径； dt列管内径。将数据代入，计算得： 0.002 0.6685 0.9039 07 0.0460.002 1 =3.5 exp 4.62.7451050.05110.046 1 48.44W / m K （2）壳沸腾传热系数20物流名称温度 t压力P密度 定压比热Cp导热系数粘度 气化潜热MPakg/m3kJ/(kgK)W/(mK)PaskJ/kg反应进料3500.150.90391.56950.05112.745x10-5/反应出料3500.150.

40、90371.60320.0468/进口水1700.8839.7355/2047.7出口水蒸气1700.84.0118/05 u r=2.7 L V V d T2 TWS式中： uL 壳程流速，m/s；V 气化潜热，kJ/kg；V 气体密度，kg/m3；TW 管壁温度，；TS 壳程温度，。05 05 0.7 0.0270 4.0118 2047.7 103 u r 1773.15W / m K =2.7 V V 2.7 d T2103 350 1702 TWS（3）总传热系数本工艺列管采用不锈钢列管，查石油化学工程原理书中其传热系数R 0.000174(2 19W /(2 ) /W)为：。取壳程

41、污垢系数,取管程污垢系0数 RI 0.00008(2 ) / W 。总传热系数表达式为：1K dtdt1b11 dmd代入计算可算得：K 45.65/(m3 K传热温差t 52 47Q计算的得换热面积 A 1957.4m 2实际 dl 6030.9m2实际换热面积换热面积合格。2.9 反应器结构设计2.9.1 反应器封头选取21对于本工艺反应器外壳，所受压力为内压。封头选择椭圆形标准封头，形状Di=2.0 。所以，其圆边高度为：H =1475mm。系数为 K=1，则f2Hf根据压力容器封头标准 GB/T 25198-2010，20mm 以下的封头直边高度是 15mm，2002000mm 是 2

42、5mm，2000mm 以上是 40mm。所以对于本反应器所用封头，直边高度为 40mm。最终确定的封头为标准椭圆形封头，公称直径 4600mm，壁厚 24mm，圆边高度 1150mm，直边高度为 40mm。2.9.2 反应器气体分布器设计对于大直径列管式固定床反应器，管箱是必不可少的结构，其作用是聚散流体，是影响流场的一个关键。反应物从进口进入反应器后在管箱区域混合，然后分散到各个反应管中。各个反应管中分得流体的比例和管箱中的气体分布及导流设备有很大关系。由于在设计、安装时流体的不稳定性和压降等原因造成流体在其设备分布不均匀，而物流分配的不均匀性主要发生在管箱部分，主要是由管箱的来流不均匀所引

43、起的。列管式固定床反应器管箱内常用的气体分布器按结构分为管式和环流式。相比管式气体分布器，环流式气体分布器有三个优点：气体均布点较多，更接近于理想模型，更有利于气体的均布；环流式气体分布器是轴对称结构，比管式气体分布器更接近塔体结构，更有利于气体的均布；（3）环流式气体分布器每个分布点出来的气体扩散路径都相同，更有利于气体的均布。由于本反应器内径较大，一般的管式分布器和环流式分布器的效果不佳。通过查阅文献并结合实际，采用一种新型的气体分布器。本设计所采用的气体分布器为一种双通道环形气体分布装置，专利号为 CN 104399275A。装置包括顶板、引气管、外筒、导流板、内筒、气体分配板。外筒与顶

44、板、内筒和气体分配板通过焊接组成独立的环形一次气体分布空间，外筒与反应器筒体内壁间形成有一个环形气体分布通道；引气管与气体进口管同轴布置；顶板上设置供小部分气体向上运动的、沿圆周均匀分布的升气通道；气体分配板22位于环形一次气体分布空间的下方，其具体的结构型式为导流板形式或者开设均匀气体分配孔的环板型式，主要提供主体气体向下运动的功能。该气体分布装置具有结构简单、经济合理、安全稳定、性能优良、气体分布效果好等优点。2.9.3 反应器支座设计反应器支座选用裙式支座，材质为 Q235-A.F.碳素钢，裙座与塔体的连接采用对接式焊接，裙座筒体公称直径为 4600mm，筒体厚度为 25mm，地脚螺栓座

45、的结构选择外螺栓座结构型式，螺栓规格为 M806mm，个数为 24，基础环板厚度为 25mm。因为筒体大，高，需在裙座设置梯子，裙座上开设 2 个人便检查，人孔公称直径选择 450mm。设置保温圈以免引起不均匀热膨胀。反应器保温延伸到裙座与封头的连接焊缝以下 4 倍保温层厚度的距离为止。考虑裙座的防火问题，在裙座的内外侧均敷设防火层。2.9.4 反应器接管设计（1）反应物进料管反应器进料气体体积流量为 17038.44m3/h。选择进入反应器之前和反应器出料的管口速度为 15m/s。则反应物进出料的接管管径为：417038.444Vd 776.28mm u 15 3600圆整后，选择尺寸为81

46、3x20mm 的无缝（2）反应物出料管。反应器出口气体体积流量为 17038.44m3/h。选择进入反应器之前和反应器出料的管口速度为 15m/s。则反应物进出料的接管管径为：417038.444Vd 776.28mm u 15 3600圆整后，选择尺寸为813x20mm 的无缝（3）壳程低压水进口管取热介质进料条件下的密度为 839.7355kg/m3 ， 出料条件下的密度为4.0118kg/m3。其质量流率为 11016.3kg/h。选择进口接管的液体流速为 1.5m/s，。出口蒸汽流速为 20 m/s。则接管的管径分别为：23411016.34m0d =0.056m1 u 1.5839.

47、7335 36000选取进口接管尺寸为：68x4mm。（4）壳程出口接管取热介质出料条件下密度为 4.0118kg/m3，选择出口蒸汽流速为 20 m/s，则出口蒸汽管径为：411016.34m0d =0.209m2 u 20 4.0118 36000选取出口接管尺寸为：232x12mm。（5）法兰选择换热器常采用法兰结构形式有整体法兰、螺纹法兰、承插焊法兰、平焊法兰、对焊法兰和松套法兰等，法兰的密封面型式有平面、凸面、环连接面、凹凸面和榫槽面 5 种形式。法兰的结构型式和密封面形式可根据使用介质、设计压力、设计温度和公称直径等确定。根据行业标准 NB/T47023-2012，本设计中法兰可选

48、用长颈对焊法兰,采用凹凸面密封连接，具体尺寸可根据标准选用。图 2-8 凹凸面法兰2.9.5 反应器拉杆设计常用拉杆有两种形式，一种是拉杆定距管结构，一种是拉杆与折流板点焊结构。在本设计中，由于反应器列管选择的是 382.5mm，所以选用拉杆定距管24结构。查表确定拉杆的直径为 16mm，拉杆数为 32 根。2.9.6 反应器连接结构设计（1）壳体与管板的连接结构壳体与管板的连接形式，分为两类：一是不可拆式，如固定式管板换热器管板与壳体是用焊接连接；一是可拆式，管板本身与壳体不直接焊接，而通过壳体上法兰和管箱法兰夹持固定。本工艺根据反应器的结构需要选择可拆式的连接方式。（2）管箱与管板的连接结

49、构管箱与管板的连接结构形式较多，随着压力的大小、温度的高低以及物料性质、耐腐蚀情况不同，连接处的密封要求，法兰形式也不同。本工艺所用的固定式管板与管箱的连接结构较简单，采用螺栓法兰结构连接，考虑的管程介质的密封要求以及加工制造方便性，法兰之间采用平面密封形式。（3）反应管与管板的连接结构本工艺考虑到反应器的密封性能要求较高且管板要承受管束振动及疲劳载荷的作用，因此采用胀焊结合的连接结构，先进行强度焊后加贴胀。强度焊是保证列管与管板连接的密封性能及抗拉脱强度，贴胀是消除列管与管孔之间缝隙的轻度胀接。2.9.7 裙座选取本反应器高径比30，应采用圆筒形裙座。裙座高度为 5000mm，厚度与筒体一致

50、，为 24mm，焊接形式采用对接。2.9.8 保温层由于异丁烯氧化反应器大量放热，且导热介质需要将反应器温度维持在350，故反应器保温效果需要达到一定指标。因此反应器需要衬隔热材料及耐火砖，其余内件也多由非金属材料制成、或者被耐火砖或高温包覆。本反应在高温 350的条件下进行反应，在容器内应设置保温层，选择材料为硅酸铝，该材料具有容重轻、耐高温、热稳定性好，热传导率低、热容小、热性能好等优点。保温层厚度 20mm。抗机械振动好、受热膨胀2.10 反应器结构参数汇总25反应器结构参数见表 2-8。表 2-8反应器 R0201 结构参数26反应器类型列管式固定床反应器反应器位号R0201反应温度，

51、350反应压力，MPa0.15管程设计温度，380壳程设计温度，195管程设计压力，MPa0.165壳程设计压力，MPa0.90反应器内径，mm4600反应器筒体长度，mm11000反应器总高，mm17730催化剂Cat-Ni0 4-M催化剂填充量，t33.90接管尺寸反应器进料管，mm813x20反应器出料管，mm813x20冷却水进口管，mm68x6蒸汽出口管，mm340 x8反应管内径 mm50厚度 mm2长度 mm9000列管数4266排列方式正三角形排列封头高度 mm1190支座高度 mm50002.11 强度校核利用 SW6对反应器进行强度校核，结果如下。27固定管板换热器设计计算

52、计算中航一航空动力控制系统设 计 计 算 条 件壳程管程设计压力ps0.9MPa设计压力0.165MPa设计温度ts195C设计温度t t380C壳程圆筒内径Di4600mm管箱圆筒内径 Di4600mm材料名称Q345R材料名称Q345R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开孔补强设计计算管板校核计算28前端管箱筒体计算计算中航一航空动力控制系统计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件筒体简图计算压力 Pc0.17MPa设计温度 t380.00C内径 D4600.00mm材

53、料Q345R( 板材 )试验温度许用应力 185.00MPa设计温度许用应力 t128.20MPa试验温度下屈服点 s325.00MPa钢板负偏差 C10.30mm腐蚀裕量 C22.00mm焊接接头系数 1.00厚度及重量计算计算厚度Pc Di = 2 t Pc= 2.96mm有效厚度e =n - C1- C2= 21.70mm名义厚度n = 24.00mm重量24630.79Kg压力试验时应力校核压力试验类型试验试验压力值= 1.25P = 0.3000(或由用户输入) tMPa压力试验允许通过的应力水平 TT 0.90 s = 292.50MPa试验压力下圆筒的应力T = pT .(Di

54、e ) = 31.952 e .MPa校核条件T T校核结果合格压力及应力计算最大允许工作压力2 e t Pw= ( Di e ) = 1.20386MPa设计温度下计算应力Pc ( Di e )t =2= 17.57eMPat128.20MPa校核条件t t结论筒体名义厚度大于或等于 GB151 中规定的最小厚度 15.00mm,合格29前端管箱封头计算计算中航一航空动力控制系统计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力 Pc0.17MPa设计温度 t380.00C内径 Di4600.00mm曲面深度 hi1150.00mm材料Q345R(板材)设计温度许用应力

55、t128.20MPa试验温度许用应力 185.00MPa钢板负偏差 C10.30mm腐蚀裕量 C22.00mm焊接接头系数 1.00压力试验时应力校核压力试验类型试验试验压力值= 1.25Pc = 0.3000 (或由用户输入) tMPa压力试验允许通过的应力tT 0.90 s = 292.50MPa试验压力下封头的应力T = pT .(KDi 0.5e ) = 31.872e. MPa校核条件T T校核结果合格厚度及重量计算形状系数K1 D 2 =2 i = 1.00006 2h i 计算厚度KPc Dih = 2 t 0 Pc= 2.96mm有效厚度eh =nh - C1- C2= 21.

56、70mm最小厚度min = 6.90mm名义厚度nh = 24.00mm结论满足最小厚度要求重量4338.72Kg压 力 计 算最大允许工作压力2 t ePw= KDi 0 5 e = 1.20669MPa结论合格30后端管箱筒体计算计算中航一航空动力控制系统计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件筒体简图计算压力 Pc0.17MPa设计温度 t380.00C内径 Di4600.00mm材料Q345R( 板材 )试验温度许用应力 185.00MPa设计温度许用应力 t128.20MPa试验温度下屈服点 s325.00MPa钢板负偏差 C10.30mm腐蚀裕量 C22.00mm焊接接头

57、系数 1.00厚度及重量计算计算厚度Pc Di = 2 t Pc= 2.96mm有效厚度e =n - C1- C2= 21.70mm名义厚度n = 24.00mm重量24630.79Kg压力试验时应力校核压力试验类型试验试验压力值= 1.25P = 0.3000(或由用户输入) tMPa压力试验允许通过的应力水平 TT 0.90 s = 292.50MPa试验压力下圆筒的应力T = pT .(Di e ) = 31.952 e .MPa校核条件T T校核结果合格压力及应力计算最大允许工作压力2 e t Pw= ( Di e ) = 1.20386MPa设计温度下计算应力Pc ( Di e )t

58、 =2= 17.57eMPat128.20MPa校核条件t t结论筒体名义厚度大于或等于 GB151 中规定的最小厚度 15.00mm,合格31后端管箱封头计算计算中航一航空动力控制系统计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力 Pc0.17MPa设计温度 t380.00C内径 Di4600.00mm曲面深度 hi1150.00mm材料Q345R(板材)设计温度许用应力 t128.20MPa试验温度许用应力 185.00MPa钢板负偏差 C10.30mm腐蚀裕量 C22.00mm焊接接头系数 1.00压力试验时应力校核压力试验类型试验试验压力值= 1.25Pc =

59、0.3000 (或由用户输入) tMPa压力试验允许通过的应力tT 0.90 s = 292.50MPa试验压力下封头的应力T = pT .(KDi 0.5e ) = 31.872e. MPa校核条件T T校核结果合格厚度及重量计算形状系数K1 D 2 =2 i = 1.00006 2h i 计算厚度KPc Dih = 2 t 0 Pc= 2.96mm有效厚度eh =nh - C1- C2= 21.70mm最小厚度min = 6.90mm名义厚度nh = 24.00mm结论满足最小厚度要求重量4338.72Kg压 力 计 算最大允许工作压力2 t ePw= KDi 0 5 e = 1.2066

60、9MPa结论合格32壳程圆筒计算计算中航一航空动力控制系统计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件筒体简图计算压力 Pc0.90MPa设计温度 t195.00C内径 Di4600.00mm材料Q345R( 板材 )试验温度许用应力 185.00MPa设计温度许用应力 t171.30MPa试验温度下屈服点 s325.00MPa钢板负偏差 C10.30mm腐蚀裕量 C22.00mm焊接接头系数 1.00厚度及重量计算计算厚度Pc Di = 2 t Pc= 12.12mm有效厚度e =n - C1- C2= 21.70mm名义厚度n = 24.00mm重量30104.32Kg压力试验时应力