石化年产15万吨腈项目-反应器设计说明书

石化年产15万吨腈项目反应器设计说明书则反应器直径=8.975299308m由于反应器内存在内构件，计算所用气速较大以及考虑操作应有一定弹性，反应器内径可取=9.2m。5．稀相段床层直径的确定在该段反应器中，扩大反应器的体积，可以减缓催化剂结焦，以及抑制副反应的生产，本厂设计稀相段流化数为800，计算过程如下：U0=800Umf=0.584045m/s即流化床反应器稀相段的公称直径为=10.4m1.7.2反应器床层高度计算1.浓相段由质量空速和丙烷的进料量可以算出催化剂的需要量为134.87t由催化剂的装填密度为900kg/m3，所以静床高度的确定流化比公式由经验公式确定：则浓相段高度H2.稀相段（沉降分离高度TDH)由《流态化技术基础及应用》可以知道对于本反应细颗粒催化剂粒子，在操作速度为0.73m/s时，由经验关系式：H2=TDH=1.2图1-12径与沉降分离度的关系3.扩大段高度扩大段高度取扩大段直径的三分之一H3=3.47m4.反应段和扩大段的过渡部分过度角为120℃，由三角函数可以知道，过渡段高度：H4=锥形段取锥底角为90°，则锥高为：𝐻5=0.5𝐷=4.6𝑚H=H1+H2+H3+H4+𝐻5=25.788m。加上封头和支座，反应器总高为30.58m1.7.3机械强度的计算与校核（1）流化床壁厚流化床反应器的操作温度为426℃，操作压力为1.1bar，设计温度为480℃，设计压力为0.30Mpa，由于温度较高，因此选择0Cr18Ni9材料，该种材料在设计温度下的许用应力为100.8Mpa，流化床体采用双面对接焊，局部无损探伤，取流化床体焊接接头系数为φ=1，壁厚的附加量取c=2mm。流化床壁厚：考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的设计壁厚为19mm流化床体的有效厚度为te=tn-c1-c2=17.4mm。筒体的应力按下式进行计算许用应力[σ]tφ=100.8×1=100.8Mpa>79.4603Mpa,应力校核合格。对于扩大段:考虑到扩大段，过渡段压力略有减小，并且扩大段温度较低，因此均选取扩大段、过渡段壁厚为19mm。锥形段阶段为反应气体的预分布阶段，未发生反应，温度较低直径较小，因此壁厚更小，但为考虑选材与安装的方便性，其壁厚也选取为19mm。（2）椭圆封头由于反应器压力较低，封头承压不大，故选用应用最为广泛的椭圆形封头。设计压力为0.30Mpa，设计温度为480摄氏度，腐蚀裕量为2mm，封头焊缝系数为0.85。选择材料为0Cr18Ni9材料，在设计温度下，其许用应力为100.8Mpa。形状系数为K=1.0由标准椭圆封Di=4,则hi=由GB/T25198-2010查得其标准椭圆封头直边高度h0=40mm封头总高度为H=hi+h0=2.6+0.04=2.64m封头厚度按下式进行计算：故选取封头厚度为19mm。（3）裙座反应器的高径比小于30，故选用圆柱形裙座。（4）水压试验及其强度校核水压试验的试验压力有Pt=p+0.1=0.40Mpa,Pt=1.25p=0.375Mpa,取两者中最大值，即Pt=0.40Mpa。水压试验时壁内应力：已知0Cr18Ni9材料在常温下的屈服强度为σs=221Mpa计算0.9σs=198.9Mpa可以知道水压试验时筒体壁内应力小于0.9σs，水压试验安全，所以上述设计满足要求。1.7.4SW6强度校核表1-6立式搅拌容器强度校核结果立式搅拌容器校核计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所筒体设计条件内筒设计压力pMPa0.2设计温度tC450内径Dimm9200名义厚度nmm19材料名称S30408许用应力137tMPa103压力试验温度下的屈服点EQ\s(t,s)205钢材厚度负偏差C1mm0.3腐蚀裕量C2mm3厚度附加量C＝C1＋C2mm3.3焊接接头系数1压力试验类型气压试验压力pTMPa0.2筒体长度Lwmm30300内筒外压计算长度Lmm封头设计条件筒体上封头筒体下封头夹套封头封头形式椭圆形名义厚度nmm19材料名称设计温度下的许用应力tMPa103钢材厚度负偏差C1mm0.3腐蚀裕量C2mm2厚度附加量C＝C1＋C2mm2.3焊接接头系数1主要计算结果内圆筒体内筒上封头内筒下封头校核结果校核合格校核合格质量mk6搅拌轴计算轴径mm备注表1-7内筒体强度校核结果内筒体内压计算计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件筒体简图计算压力Pc0.20MPa设计温度t450.00C内径Di9200.00mm材料S30408(板材)试验温度许用应力137.00MPa设计温度许用应力t103.00MPa试验温度下屈服点s205.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C23.00mm焊接接头系数1.00厚度及重量计算计算厚度==8.94mm有效厚度e=n-C1-C2=15.70mm名义厚度n=19.00mm重量130884.76Kg压力试验时应力校核压力试验类型气压试验试验压力值PT=1.10P=0.2000(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平TT0.80s=164.00MPa试验压力下圆筒的应力T==58.70MPa校核条件TT校核结果合格压力及应力计算最大允许工作压力[Pw]==0.35094MPa设计温度下计算应力t==58.70MPat103.00MPa校核条件t≥t结论合格表1-8内筒上封头强度校核结果内筒上封头内压计算计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力Pc0.20MPa设计温度t450.00C内径Di9200.00mm曲面深度hi2600.00mm材料S30408(板材)设计温度许用应力t103.00MPa试验温度许用应力137.00MPa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气压试验试验压力值PT=1.10Pc=0.2000(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力tT0.80s=164.00MPa试验压力下封头的应力T==47.15MPa校核条件TT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K==0.8550计算厚度h==7.64mm有效厚度eh=nh-C1-C2=16.70mm最小厚度min=13.80mm名义厚度nh=19.00mm结论满足最小厚度要求重量14324.61Kg压力计算最大允许工作压力[Pw]==0.43687MPa结论合格1.7.5气体分布器设计气体分布器是流化床反应器的一个重要的构件，气体分布器位于流化床底部，支撑全部催化剂颗粒。其作用是将反应气体均匀地送入流化床，保证良好的起始流化条件和稳定操作状态，其引发流化，维持床层颗粒连续运动和均匀分布气体的作用。在本反应中，由反应所需的配比可知丙烷，氨和空气三元混合物处于爆炸范围之内，因此若将三种气体混合后再引入反应器中，势必存在爆炸的危险。从安全的角度出发，将丙烷和氨的混合气和空气分开，分别由两个分布器引入反应器中，既采用上下双分布器系统，同时两分布器之间有一定的距离，形成床层底部的催化剂再生区。分布器有各种各样的形式，概括起来大致有密孔板，直流式，侧流式，填充式分布板，管式，旋流式和分枝式等型式，工业规模流化床的气体分部板主要型式是多孔板、泡罩、喷嘴等。下表是几种分布器优缺点的比较。表1-9各种分布器优缺点分析直流型分布板侧流型分布板密孔型分布板填充型分布板优点结构简单，成本费用低有效改善流化质量；施工检修方便气体分布均匀，流化质量最好结构简单，流化质量较好缺点易使床层造成沟流，流化质量差；易堵塞及漏料对风速有严格要求，风速过大或过小会导致流化状态恶化；能耗较大气体的磨损和化学腐蚀会使开孔率增大；机械强度较低压差阻力损失大；填料的选取困难由以上对比可以看出，侧孔型分布板能够起到很好的流化效果，且可由经验公式得出适合的风速，能够有效的克服其的缺点，所以本次设计选用侧流型分布板。本反应过程复杂，如果反应气体分布不均匀，局部浓度过高，将会出现局部过热和局部的副反应强化，最终导致反应的选择性差，丙烯腈收率低。且由于反应本身的机理，要求分布器的设计有利于在床层内形成一个补充晶格氧的再生区和一个进行氨氧化反应的反应区，以促进催化剂的氧化和还原过程。丙烷氨氧化生成的丙烯腈会进一步氧化生成二氧化碳和一氧化碳，故应尽量减少反应器中气体的轴向返混，避免丙烯腈的深度氧化。由以上分析可知良好的气体分布器至关重要，原有BP公司的丙烷氨混合气体分布器为树状分枝结构，空气分布器是垂直向上喷射。其气体分布不均匀的现象很严重。参考清华大学的相关专利，本设计对原有气体分布器进行改进。丙烷氨混合气体分布器改为多重圆环式管式结构，喷嘴也由原来的垂直喷射改为侧向喷射，最大程度上实现了喷嘴的空间均匀分布，且可以抑制丙烷和氨向床层底部富氧区的轴向扩散。对于空气分布器，通过增设帽罩，使空气射流由垂直向上改为水平交错喷射，改进后一方面改善了气体的局部不均匀分布；另一方面可以防止停车时催化剂向下泄露，防止正常操作时催化剂在孔间的堆积。对于空气二次分布器，由于其和丙烷-氨混合气体量接近，其形式和丙烷-氨混合气体分布器一样，故计算时仅以一个为例进行计算。侧流型分布板结构较多，可分为条型侧缝分布板，锥帽侧缝分布板和锥帽侧孔分布板等。而锥帽侧缝分布板较其他形式又有很多优点，是目前工业上公认的一种较好的侧流型分布板。锥帽侧缝分布板具有以下的优点：1）风帽成锥形，其倾角大于物料的堆积角，固体粒子不会在风帽顶部堆成死床，风帽之间恰似形成一个小锥形床，有利于床层流化质量的改善。2）气体沿侧缝紧贴花板板面流出，然后折转向上进入床层，可以使气体在分布板上获得均匀分布，可防止板面上形成死床和发生烧结现象。3）风帽是浇铸并经车床简单加工形成的，故施工，安装和检修都比较方便，又因为风帽经过机械加工，所以安装后风帽和花板之间的缝隙可以获得较精确的尺寸。1.侧缝式锥帽分布板（1）布气临界压降Richandson提出：代入相关数据得到ΔPD=（2）稳定性临界压降

稳定压降由上式带入相关参数可以算出：(ΔpD)C=0.19283.4935Pa由于布气临界压降小于稳定性压降，故取分布板压降等于稳定性压降，即Δp=9.283494Pa（3）根据分布板的压降公式进行计算：式中ξ为阻力系数，对于锥帽侧缝式分布器取ξ=2.0（《流态化技术基础及应用》吴占松，马润田等著86页）又∵QUOTE取侧缝锥帽小孔直径为12.5mm，风帽外圆直径为50mm即风帽数位4500个。（4）侧缝高度计算取侧缝速度∴侧缝高度：（5）um的计算故能保证每个锥帽的均匀布气。其排布为正三角形分布，边缘两圈采用圆环分布，以消除三角形排列造成的锥帽与床壁距离不均匀的缺点。其结构如下图所示。图1-13空气分布器俯视图与侧缝锥帽剖视图图1-14锥帽排列图2.管式分布器对于气体，根据经验计算公式如下所示：W流体流量，kg/hC流量系数d0锐孔直径，mP1分布板压力，MPaP2分布板后压力，MPaM分子量Z压缩系数T分布板前流体温度，Kk绝热指数所含数据如下所示：W=22753kg/hP1=0.11MPaP2=0.1007MPaZ=1.3k=1.34M=27.6T=699KC=0.88（查图可得）将所有数据带入公式，得到锐孔直径为10mm，管径为21.5mm，丙烷，氨通过垂直的分布器主管进入到水安放的平气体分布十字形支管，分布器采用六重水平圆环结构，562个喷嘴在下方和空气互相混合后均匀的通过床层，且采用侧向吹出的喷嘴结构。图1-15丙烷-氨混合气体分布器与分布管详细图1.7.6接管设计1.7.6.1空气进料口设计由ASPEN中可知，空气进料量为39.596977m3d=所以选择DN1700的钢管。1.7.6.2丙烯-氨混合气进料口设计丙烯-氨混合气体的物料流量为6.83m3/s。选进入反应器之前的管口速度为20m/s，则物料进料管直径为：d=所以选择DN700钢管。1.7.6.3反应物出料口设计从反应器出来的物料的体积流率为65.894546m3/s。选出反应器的管口速度为30m/s，则物料出口管直径为：d=所以选择用DN1700的钢管。1.7.6.4二次空气进料口设计空气的物料流量为7.13m3/s。选进入反应器之前的管口速度为d=所以选择DN700钢管。1.7.7人孔设计为了装卸催化剂并检查设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件等，设置人孔。本反应器为流化床反应。操作压力为0.11MPa，根据标准HG/T21514-2014《钢制人孔和手孔的类型与技术条件》，选用垂直吊盖板式平焊法兰人孔。1.8旋风分离器设计原理：1含尘气体从圆筒上部长方形切线进口进入，沿圆筒内壁作旋转流动。2颗粒的离心力较大，被甩向外层，气体在内层。气固得以分离。3在圆锥部分，旋转半径缩小而切向速度增大，气体与客流作下螺旋运动。4在圆锥底部附近，气体转为上升旋转运动，最后由上部出口管排出。5固相沿内壁落入灰斗。旋风分离器不适用于处理粘度较大，湿含量较高及腐蚀性较大的粉尘，气量的波动对除尘效果及设备阻力影响较大。旋风分离器结构简单，造价低廉，无运动部件，操作范围广，不受温度，压力限制，分离效率高。一般用于除去直径5um以上的粉尘，也可以分离雾沫。对于直径在5um以下的烟尘，一般旋风分离器效率已不高，需用袋滤器或湿法捕集。其最大的缺点是阻力大，易磨损。由于内旋风分离器具有不需保温、配管量少、设备紧凑、被捕集粉尘易于返回的优点，本反应器采用内旋风分离器。丙烯腈反应器内催化剂粒度较细(平均为40~50m),旋风分离器(简称旋分器)入口浓度高达10kg/m3以上,但丙烯腈反应器仍要求旋分器在总压降不超过7kPa的条件下,将丙烯腈的催化剂损耗控制在0.4kg/t以下。长期以来,除美国DuPont公司开发出一种两级旋分器外,生产丙烯腈所用旋分器都是三级串联的。1998年,国内成功开发了一种新型两级旋分器,这是一项国外丙烯腈生产领域还没有的新技术。1999年4月,新型两级旋风分离器成功地用于齐鲁石化公司丙烯腈厂2.5万t/a扩能至4万t/a的技术改造中，运行良好。经比较分析，故本项目也采用该种PV型—PV-E型串联组成的丙烯腈反应器新型两级旋风分离器，安装四组，均匀分布。第一级采用在催化裂化装置上已经广泛应用的PV型旋风分离器。图1-16V型旋风分离器关键的第二级使用的是结构独特的PV-E型旋风分离器。图1-17V-E型旋风分离器表1-10新型两级旋风分离器主要尺寸级次DabKAdrdrcHS/D10.900.5600.2524.50.5—3.8520.920.4880.2206.20.20.4324.75注：a,b,HS分别为旋风器入口高度、宽度和旋风器分离空间高度，m1.9催化剂加料系统催化剂加料系统由催化剂储罐、催化剂料斗、催化剂料斗喷射泵等组成。幵车时,通过催化剂料斗喷射泵,将催化剂料斗抽真空,催化剂从与催化剂料斗相连的储罐内被压入催化剂料斗。反应器投料时,催化剂由压缩空气从催化剂料斗输送入反应器。为弥补催化剂在反应进行中的消耗和在输送过程中的损失，反应气体会不断带走反应过程中磨损的催化剂细微粒子,并且催化剂因长期运转活性也会下降,所以设置催化剂补充加料系统。将催化剂补充料斗抽真空,补充催化剂自催化剂桶中被吸入料斗内。向反应器补加催化剂时,补充催化剂从料斗底部流出,经自动加料阀按一定程序由仪表空气进行输送,不断地加入到反应器内，保证补充催化剂在一定压力下能顺利地加入到反应器中。1.10撤热方式设计本反应体系为强氧化放热反应，反应过程中放出大量的热量。而由反应的热力学分析可知，若反应热不及时移出，则会造成反应器局部温度过高，丙烯腈的收率降低，而深度氧化产物量变多，这对后续的分离会造成不利的影响，且使丙烯腈的产量下降影响收益。基于上述原因，反应器设计中很重要的问题就是反应热的及时有效移出。而若采用内置撤热管的方式撤热，对反应器中的流化状态有很大的影响。因此，如何有效移热且不会使流化质量变差是反应器设计中的关键问题。1.10.1撤热方式的选择根据反应的反应热以及各生成物质的收率，结合精料的流量计算可以得到反应放出的热量为81861.564kj/s，属于强放热反应。若采用外置夹套移热，经过计算可知采用此种方法不能有效的移出反应热。而采用常温循环水移热，受到最高温度60℃的限制，此时内置移热管将会很多，严重影响流化质量。鉴于需移出的反应热很大且内置排管数目有限，本设计利用脱氧水的汽化潜热来移走热量从而副产高压蒸汽，设计采用撤热水系统来实现反应热的移出。1.10.2撤热管选择表1-11各种形式的撤热U型管对比直管式U型管式蛇管式鼠笼式直接喷水对流化性能的影响影响较小横排式影响大影响大影响小无影响制造难易容易麻烦麻烦麻烦容易特点结构简单传热面积大对流化质量要求高的场合不适用焊缝易裂热量不能充分利用由于本反应器的传热温差大，放热量大且反应伴有连串副反应，对流化质量要求较高。综合比较以上几种主要撤热管类型，本设计选用U型管式为撤热管，移出反应放出的大量热量。由于横排式对流化质量影响大，而《流态化工程原理》中指出竖直型U型管对流化质量有一定的改善作用，对气泡也有破碎作用。故选用竖直型U型管为本反应的反应器撤热管。本设计产生4.5MPa下的过热蒸汽，其蒸汽温度待优化，拟产生在300-400℃之间的过热蒸汽。由能量衡算可以得出在不同蒸汽温度下所需的脱氧水的量，进而可以试差求得反应器的换热面积和撤热管的根数。由《丙烯氨氧化生产丙烯腈工业流化床的模型化》可以知道其撤热管之间的距离在550-750mm之间，由于其形成了一个个小的流化空间会对流化质量有较好的影响。且撤热管的主要作用是使反应器的温度得到有效控制，由相关资料给出当汽化率为0.18左右时为核态沸腾,可以最大程度地保证热量的移除。由于撤热水的用量和所产生的高压蒸汽的温度有关，若采用U型管进行换热，基于撤热管间距的考虑，对以上温度进行ASPEN模拟试差，可以得到蒸汽温度为300℃时其撤热管排布方式较为理想。1.10.3撤热水系统简述反应器反应过程中放出的热量由垂直安装在反应器内U形撤热水管中的撤热水引出，并产生一定温度、一定压力的过热蒸汽，供空气压缩机、制冷机驱动蒸汽透平。产生蒸汽的脱盐水来自界外，在降氧器中用低压蒸汽吹出脱盐水中溶解的氧，然后由供水泵送入反应气体冷却器，与反应气体换热后进入蒸汽发生器。图1-18撤热水系统蒸汽发生器底部饱和水经反应器冷却水泵大部分送至反应器U形撤热水管，部分汽化产生饱和蒸汽，然后返回蒸汽发生器。蒸汽发生器顶部出来的饱和蒸汽去反应器过热盘管过热，然后与未过热的一部分饱和蒸汽混合成为一定温度、一定压力的过热蒸汽。反应器出口换热器冷物流出口温度不宜过低，过低可能影响蒸汽发生器的操作稳定。但由ASPEN模拟结果可以得到冷物流出口温度226.4℃，以往在此处设置部分饱和液态水与脱氧水混合进入反应器出口换热器中，以升高出口换热器中冷物流出口温度，保持蒸汽发生器的操作稳定。但是由于需要不断将该部分饱和液态水通过泵打循环，使得动力消耗增加。而且因为这股水的的存在，使得反应出口换热器的传热推动力下降，换热面积也增大。故在本撤热水系统中，单独脱氧水移热其出口温度可以达到226.4℃，结合工业经验，在温度达到210℃即可认为其对蒸汽发生器的影响较小，故在此反应中出口换热器壳程中冷物流采用由除氧器出去的脱氧水进行换热，在其冷物流和反应气体出口温度低于正常值时，由控制系统将蒸汽发生器和脱氧水之间的阀门打开，此时加入部分4.5MPa下的饱和液态水用以提高出口温度，保持系统的稳定操作。而在正常操作情况下，该阀门是关闭的。1.10.4撤热水系统的模拟撤热水系统的设计目标为移走反应器中的反应热，使反应器维持在适宜温度下，同时产生一定压力、一定温度的过热蒸汽。采用aspenplus模拟确定相关参数。图1-19撤热水系统模拟图已知反应器内温度在426℃，考虑压缩机所需过热蒸汽的压力及温度以及撤热管跟数对于流化床流化质量的影响，本撤热水系统拟产生压力为4.5Mpa，温度为300℃的过热蒸汽。为避免气相中氨存在下低温聚合堵塞管路，反应气体产物经热交换后温度不宜太低，结合工厂经验，反应器出口换热器中热物流出口温度定为210℃。过热段蒸汽流量对于管程数有较大影响，同时考虑到高温下，较大的传热温差有利于节省耐高温材料费用，由试差求换热U型管程数，结合换热管数排布对于床内流型的影响，试差过热盘管末端蒸汽温度可定为307.5℃。界外脱盐水（40℃）首先在脱氧器中进行热脱氧，一般大气式降氧器压力为1.2bar，给水加热至104℃。由aspen简单模拟可知，所需蒸汽量约为脱盐水量的11.559%。由反应器的模拟，我们已经知道反应器放热量为40930.782kj/s，反应器出口换热器的放热量为17085.78kj/s，由于丙烷氨混合气体由进口66℃加热至床层内温度426℃，可以求出其吸收的热量为6667.7192kj/s。撤热水系统撤出的热量总计51348.8428kj/s。撤热水的温度为104℃，在4.5Mpa下，由此温度加热汽化、过热至300℃，由能量守恒可以计算得到所产生蒸汽量为93708.464kg/hr。进一步计算可知所需脱盐水量为83998.728kg/hr，所需0.4Mpa蒸汽量为9709.7364kg/hr。反应器内U形撤热管分为汽化段和过热段，由于所产蒸汽由307.5℃过热蒸汽与饱和蒸汽（258℃）调和而成，因此可以计算出所需过热的饱和蒸汽比例为85%，质量流量为79652.194kg/hr。亦可知过热段换热量为2200.5444kJ/s，由此可知汽化段换热量为49148.2984kJ/s。汽化段为强化传热效果，参考文献值，汽化率取0.18，保证核态沸腾。同时结合其移热管的管程数，可知汽化段出去的蒸汽率为0.20。计算可知所需撤热水流量为529603.452kg/hr。1.10.5撤热管及其排布设计由ASPEN中可以得出以下的参数：表1-12撤热U型管参数一撤热量(kj/s)撤热介质流量(kg/s)入口温度(℃）出口温度（℃）汽化段49148.2984147.11207257.5257.5过热段2200.544422.125609257.5307.5本设计中取汽化段液体流速为us=3m/s,过热段气体流速为ut=20m/s。《流态化工程原理》中指出对于大型的内部有垂直撤热管的流化床其放大效应较好，结合本反应体系的汽化段和过热段的流速和流量，可以得出对于本厂丙烷氨氧化制取丙烯腈反应器中U型管排布方式。这将在下面介绍。汽化段流速us=3m/s，体积流量为Vs=0.186265m3/s过热段流速ut=20m/s，体积流量为Vt=0.9943478m3/s为了使U型管在床层内均匀排布，即采用相同直径的U型管。其高度为6m。由试差可得汽化段为22段u型管，过热段为8段U型管。以汽化段为基准计算管径可以得到管径Dt=0.05993m,验证对于过热段，气体在该直径下流速在规定的范围之内。其单管换热面积为St2.315775m2.。由撤热量Q=给热系数K•所需传热面积S•传热温差△tm，换热管数=所需传热面积S/单管换热面积可以计算出一下结果：表1-13撤热U型管参数二撤热量(kj/s)传热温差℃给热系数W/(m2•k)所需传热面积m2所需换热管数汽化段49148.2984168300097.516480过热段2200.544414230051.6559740其中U型管排管间距为0.65m，其中五程8段，四程18段，两程4段。过热段为8段五程，其余均为汽化段。由于换热管对于温度的控制有至关重要的作用，故换热管的实际个数比上述计算出来的要多，在反应器温度上升时，可通过加大投入换热管的根数来达到更好的移除反应热的目的。在本反应器中设置了四程6段的U型管，为了使得控制温度更加灵活有效，同时尽量减少不投入的换热管对流化质量的影响，采用了直型换热管8根，其灵活性较大。而直型管的水击现象较为严重，从而使床内换热构件易发生强烈的振动，影响换热管的使用寿命。而一旦换热管泄露，将直接影响价格昂贵的催化剂，使之失活。为了解决此问题，我们应用了专利CN2901210Y中所述的方法来解决。其有操作平稳，流化质量好，维修方便的优点。下面介绍其应用。换热构件为上端带补偿圈的换热管，换热构件的两端与反应器的筒体的连接处采用整体套管过渡。其作用有撤去反应热，二是作为垂直内构件，达到强化流化质量的作用。该换热构件以一根较细的无缝钢管从反应器下部进入，通过一异径管放大成计算所需的换热管，在换热管上端同样驳成较细的管子，并将该管设计成一个补偿圈，补偿圈的半径为换热管公称直径的1.5-10倍，补偿圈的圈数为1/4--2圈。由于换热管的壁厚和反应器筒体壁厚相差较大，且温差也较大，所以换热管的进出口接管和筒体的连接处存在应力集中的现象，该连接处是换热管最薄弱的部分，我们采用了整体套管过渡的技术，较好地解决了该问题。具体方法是：在反应器筒体上焊接一段长约120-200mm的短管，短管一端和筒体内部平齐，另一端驳成管径比换热管大约2mm的较小接管，并于换热管焊接。该套管可采用整体冲压的方法制成，制造成本低。固定换热构件的支架分为上下两组，每根换热管下端焊接一支撑板，并通过U型螺栓和支架固定，换热管上端直接采用U型螺栓和支架固定，该U型螺栓的两侧分别连接一螺母，使管子和螺栓之间有一定的间隙，以保证换热管有一定的自由度，使上端的补偿圈充分发挥作用。该支架采用角钢制作，角钢的顶部为一扁钢焊称得伞形盖，有效防止催化剂的堆积。其结构如下图所示。图1-20换热管结构以及和器壁连接示意图而对于移热管，其是流化床中的重要内部构件之一，而其排布方式对于破除起泡，减少返混有很大的作用。参考《丙烯氨氧化生产丙烯腈工业流化床的模型化》可以看出传统的排布方式，如下图1-21所示。结合最新的研究进展，本反应器对传统的排布方式进行了改进，采用先进象限布置如图1-22，相对于传统的排列方式，此种方式更有利于改善流化质量。图1-21撤热管传统排布示意图图1-22撤热管象限排布示意图1.11危险分析与安全措施1.11.1反应器危险性评估由于丙烷氨氧化制丙烯腈是强放热反应，因此对反应器的控制与乙烯氧化反应类似，反应器需设置联锁系统以保证发现异常后立即停车。反应器可能发生的事故有：反应器泄露、反应器内床层飞温、丙烯腈蒸汽泄露引发爆炸。由于反应器是内压容器，若焊缝出现裂纹，内部流体泄露，由于丙烯腈的毒性和易燃易爆性，可能引发中毒或爆炸；另外，若受外界干扰，冷却剂没能及时移走反应热，床层温度迅速升高，将烧熔催化剂或引发丙烯腈的爆聚，导致事故的发生。详细分析请参照HAZOP分析报表。1.11.2应急措施1.爆破片与安全阀当反应器内压力过高，安全阀会自动动作，放出气体以泄压；一旦压力增高速度过快而安全阀不能及时动作时，此时爆炸不可避免，由于爆破片是装置最薄弱的区域，便将自动引导爆炸的部位，以将经济损失降至最低。爆破片是由爆破片和夹持器等零部件组成的非重闭时压力泄放装置。在设定的爆破温度下，爆破片两侧压力差达到预设定值时，爆破片即刻动作，压力迅速下降。2．防爆区域由于正常情况下，车间内可能出现爆炸性气体混合物但不频繁，因此按照国家防爆区域等级划分为0级区域。反应器应被单独设置防爆区域，范围以爆炸中心为圆心，半径为50m，并且设立安全标志；四周每60m应设置消防栓；巡检人员必须严密监控反应器操作情况，发现异常立即切断系统。1.12反应器SIS控制在本项目中，丙烯腈合成反应器是其核心设备和工艺流程的心脏，因此，处于安全保护角度出发，对丙烯腈合成反应器设置了SIS。概念性设计图如图：图1-23丙烯腈合成反应器SIS概念设计图如图所示，在丙烯腈合成反应器出塔气体管路上设计三个压力传感器。正常操作中，能通过基本过程控制系统使出口管道压力低于安全压力设定值，传感器通过电缆将信号传递给安全逻辑控制器，安全逻辑控制器通过1oo2D系统（1oo2表示2选1的表决系统结构，即两个通道有一个健康操作即能完成所需的安全功能；D代表该逻辑控制器带有诊断功能）对信号进行2oo3表决和诊断。完成后，输出两个信号，使三通电磁阀带电，从而使进料管道上的关断