3-2 反应器设计说明书

1、年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书1年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书目录第一章 设计概述7第二章 水合反应精馏塔设计101. 反应精馏的意义102. 塔类型选型102.1 板式塔与填料塔的性能对比102.2 塔类型选择原则112.3 确定选用填料塔122.3.1 填料类型132.3.2 反应段催化剂填料144. 模拟结果154.1 进出口模拟结果154.2 反应操作条件165. 整体尺寸计算165.1 计算确定塔径165.1.1 精馏段165.1.2 反应段185.1.3 提馏段215.2 填料层

2、所占高度245.2.1 精馏段高度245.2.2 反应段高度245.2.3 提馏段高度276. 塔内件尺寸设计276.1 填料段276.1.1 液体分布器286.1.2 液体收集装置316.1.3 液体再分布装置316.1.4 床层. 326.1.5 填料支撑板322年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书6.1.6 除沫器336.2 中间再沸器部分336.2.1 塔板336.2.2 溢流堰346.2.3 塔板间间距376.2.4 受液盘386.2.5 挡液板386.2.6 塔板布置387. 流体力学检验397.1 喷淋密度397.2 持液量407.2

3、.1 精馏段与提馏段407.2.2 反应段417.3 反应停留时间417.4 塔压降427.4.1 精馏段与提馏段427.4.2 反应段427.4.3 塔板压降437.5 两层筛板447.5.1 液面落差447.5.2 降液管内液层高度447.5.3 负荷性能检验458. 计算塔高468.1 塔顶高度468.2 填料高度478.3 塔釜高度478.4 填料内件高度478.5 封头高度479. 塔辅助装备及附件483年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书9.1 塔釜隔板489.2 接管489.2.1 水进料管489.2.2C4 进料管489.2.3塔顶

4、出料孔499.2.4 回流孔499.2.5 进中间再沸器孔499.2.5 出中间再沸器孔499.2.6 进出再沸器孔509.3 吊柱509.4 裙座的设计509.4.1 选材509.4.2 裙座的结构509.4.3 裙座高度529.5 地脚螺栓5210. CUP-TOWER 校核5211. SW6 校核5911.1 风载荷及地震载荷计算、耐压试验校核5911.2 SW6 计算书6612. 设备条件图9313.总结94动力学参考文献：96第三章 MAL 氧化酯化反应器设计971. 反应器选型971.1 甲基丙烯醛氧化酯化反应特点971.2 气液固三相反应器类型981.3 滴流床反应器优点1002

5、.反应动力学21003.模拟结果1014年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书3.1 进出口模拟结果1013.2 反应操作条件1024. 工艺尺寸计算1024.1 反应器塔径1034.2 催化剂床层高度1034.3 计算入口流速1054.4 气液停留时间1065. 流体力学校核1065.1 计算压降1065.2 持液量1075.3 润湿效率1085.4 检验是否满足活塞流模型1085.5 传质系数1095.5.1 气液相传质系数1095.5.2 液固传质系数1095.5.3 气固传质系数1095.6 反应器传热1106.滴流床部件1106.1 部件1

6、106.1.1 入口部件1106.1.2 引入管1116.1.3 床层支承与液体分配组件1126.1.4 出口集合箱1126.1.5 内部件高度1126.2 封头1136.3 筒体1136.4 反应器总高1137. 筒体材料及壁厚1147.1 封头与筒体材料1145年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书7.2 筒体壁厚1147.3 封头壁厚1147.3.1 上封头壁厚1147.3.2 下封头壁厚1158.设备条件图1169.总结117反应动力学参考文献：117第四章 反应器一览表1186年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项

7、目反应器设计说明书第一章 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，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法，然后根据反应和物料的特点，计算所需的加料速度、操作条件（温度、压力、组成等）及反应器体积，并以此确定反应器主要构件的尺寸，同时还应考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。在反应器设计

8、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：（1） 保证物料转化率和反应时间；（2） 满足物料和反应的热传递要求；（3） 注意材质选用和机械加工要求。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。表 1-1 反应器简介 7型式适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，产品质量均一，但高转化率时，反应容积大填料塔气液反应结构简单，耐腐蚀，能获得较大的液相转化率。由于气相流动压降小，降低了操作费

9、用，但存在壁流和液体分布不均等问题，其生产能力低于板式塔年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书图 1-1 常见工业反应器形式 8型式适用的反应优缺点板式塔气液反应具有相当的持液量，气液相界面传质，传热系数大，但结构复杂，气相流动压降大固定床气-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；床内返混大，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

10、断再生的反应传热好，反应连续，返混小，催化剂不断循环再生；控制固体均匀下移比较困难，可能发生“贴壁”和“空腔”现象。年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书此工艺主要涉及的反应器有异丁烯水合反应精馏塔、叔丁醇氧化列管式反应器和氧化酯化滴流床反应器。下面对其核心设备异丁烯水合反应精馏塔和氧化酯化滴流床反应器进行了选型，并对其设计过程进行了详细的说明；对于叔丁醇氧化列管式反应器，不进行具体设计，只将设计条件和计算结果汇成一览表。9年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书第二章 水合反应精馏塔设计1.反应精馏的意义叔

11、丁醇是一种重要的精细有机化学品,可用于汽油添加剂,以提高汽油的辛烷值,对于替代燃料叔丁醇使用性能及成本优于现用的乙醇,己成为比较有前途的乙醇燃料替代品。现用的乙醇用粮食发酵方法获取,不适合中国国情及长期发展,而叔丁醇则以廉价的水与含异丁烯的炼厂催化裂化混合碳四烃为原料反应一分离制得。因此,进行采用催化精馏技术合成叔丁醇的研究,对于提高我国炼厂混合碳四烃资源的综合有效利用及汽油替代品的发展具有重要意义。2.塔类型选型2.1 板式塔与填料塔的性能对比依据传质机理,从生产能力,分离效率,塔压降,操作弹性,操作便利性,结构,制造及造价等等方面分析,板式塔与填料塔的性能大致如下：（1）生产能力 板式塔的

12、传质是通过上升的蒸气穿过板上的液池来实现, 塔板的开孔率一般占塔截面积的7%15%,其优化设计要考虑塔板面积与降液管面积的平衡，否则即使开孔率加大也不会使生产能力提高。而填料塔的传质是通过上升的蒸气和靠重力沿填料表面下降的液体逆流接触实现,填料塔内件的开孔率通常在30%以上,而填料层的空隙率则超过80%,一般液泛点较高,其优化设计主要考虑与塔内件的匹配,若塔内件设计合理,填料塔单位塔截面积上的生产能力一般均高于板式塔。（2）分离效率 塔的分离效率决定于被分离物系的性质、操作状态（压力、温度、流量等）以及塔的类型及性能,一般情况下,填料塔具有较高的分离效率,但其效率会随着操作状态的变化而变化,工

13、业上常用填料塔每米理论级为28 级而常用的板式塔,每米理论板最多不超过 2 级。塔的操作处于真空或低液量下, 这时填料塔的分离效率明显高于板式塔；当塔的操作处于高压或高液量下,这时板式塔占有一定的优势,分离效率较高。这就是说,真空或常压操作,填料塔具有较高的分离效率,而在高压下操作,板式塔具有较高的分离效率。10年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书（3） 塔压降 填料塔由于空隙率高,故其压降远小于板式塔,一般情况下,板式塔的每个理论级压降在0.41.1kPa,填料塔为0.010.27kPa,通常,板式塔压降高于填料塔 5 倍左右。压降低不仅能降低操

14、作费用,节约能耗,对于精馏过程,可使塔釜温度降低,有利于热敏性物系的分离。（4） 操作弹性 操作弹性是指塔对负荷的适应性。塔正常操作负荷的变动范围越宽,则操作弹性越大。一般来说,由于填料本身对负荷变化的适应性很大,故填料塔的操作弹性决定于塔内件的设计,特别是液体分布器的设计,一般操作弹性较小,因而可以根据实际需要确定填料塔的操作弹性。而板式塔的操作弹性受到塔板液泛、雾沫夹带及降液管能力的限制,一般操作弹性较大。（5） 操作弹性 持液量大,可使塔的操作平稳,不易引起产品的迅速变化填料塔的持液量小于板式塔,故板式塔较填料塔更易于操作。板式塔容易实现侧线进料和出料,而填料塔对侧线进料和出料等复杂情况

15、不太适合。对于比表面积较大的高性能填料,填料层容易堵塞,故填料塔不宜直接处理有悬浮物或容易聚合的物料。（6）结构、制造及造价等 一般来说,填料塔的结构较板式塔简单,故制造维修也较为方便,但填料塔的造价通常高于板式塔。2.2 塔类型选择原则类型选择时需要考虑多方面的因素，如物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔的制造、安装、运转和维修等。对于真空精馏和常压精馏，通常填料塔塔效率优于板式塔，应优先考虑选用填料塔，其原因在于填料充分利用了塔内空间，提供的传质面积很大，使得汽液两相能够充分接触传质。而对于加压精馏，若没有特殊情况，一般不采用填料塔。这是因为填料塔的投资大，耐波动能力差。具体来讲，应着

16、重考虑以下几个方面：（1）与物性有关的因素易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单、造价便宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。11年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。粘性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率太差。含有悬浮物的物料，应选择液流通道大的塔型，以板式塔为宜。操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。（2）与操作条件有关的因素

17、若气相传质阻力大，宜采用填料塔。大的液体负荷，可选用填料塔。液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔。操作弹性，板式塔较填料塔大，其中以浮阀塔最大，泡罩塔次之。（3）其他因素对于多数情况，塔径大于 800mm，宜用板式塔，小于 800mm 时，则可用填料塔。但也有例外，鲍尔环及某些新型填料在大塔中的使用效果可优于板式塔。一般填料塔比板式塔重。大塔以板式塔造价较廉。2.3 确定选用填料塔根据 ASPEN 模拟结果，将整个反应精馏塔分为四段，1-6 理论级为精馏段，7-25 理论级为反应段，26-39 级为提馏段。其中，水从第 7 块理论板上进，混合C4 从第 25 块理论板上进，中间再沸器放在 24

18、 和 25 理论板之间。全塔采用填料塔，是由于填料具有单位塔截面积上的生产能力大、分离效果好、压降小的优点。新型催化剂填料，催化剂有着较大的比表面积，使得反应物与催化剂能够充分接触，同时网状填料能够使反应产物与反应物及时。在 25 与26 块板中间加入两块塔板。12年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书2.3.1 填料类型2.3.1.1 精馏段填料塔填料是填料塔的核心构件，它为气液两相间热、质传递提供了有效的相界面，只有性能优良的塔填料再辅以理想的塔内件，才有望构成技术上先进的填料塔。因此，人们对塔填料的研究十分活跃。对塔填料的发展、改进与更新，其目

19、的在于改善流体的均匀分布，提高传递效率，减少流动阻力，增大流体的流动通量以满足降耗、节能、设备放大、高纯产品制备等各种需要。表 2-1常用填料的分类与名称精馏段段采用 250Y 型板波纹填料，它具有如下特点：第一、比表面积与通用散装填料（Dg50）相比,可提高近一倍,填料压降较低, 通量和传质效率均有大幅度的提高。第二、与各种通用的板式塔相比,不仅传质面积大幅度提高,而且全塔压降及效率也有很大改善。第三、工业生产中气液介质均可能带入“第三相”物质,导致散装填料及某些13填料类型填料名称散装填料环形拉西环形拉西环，十字环，内螺旋环开孔环形鲍尔环，改进型鲍尔环，阶梯环鞍形弧鞍形，矩鞍形，改进矩鞍形

20、环鞍形金属环矩鞍形，金属双弧形，纳特环其他新型塑料球形，花环形，麦勒环形规整填料波纹型垂直波纹型网波纹型，板波纹型水平波纹型Spraypak，Panapak非波纹型珊格形Glitsch Grid板片形压延金属板，多孔金属板绕圈形古德洛形，Hyperfil年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书板式塔无法维持操作,鉴于 250 型填料整齐的几何结构,显示出良好的抗堵性能,因此能在某些散装填料塔或板式塔不适宜的场合使用,扩大了填料塔的使用范围。第四、该填料甚至能在高压下保持良好的传质性能,充分显示出其通用特性。目前 250 型板波纹填料良好的特性已在工业生

21、产中得到体现,用它代替若干工业范围的通用型散装填料塔及某些板式塔已成为发展方向。250 型包括 250X型、250Y 型填料。此外，由于 250Y 允许的较大范围的喷淋密度，较广的操作压力范围的优点。针对本精馏塔，由于本塔加入了热泵，而热泵精馏用 250Y 型填料塔节能效果好， 且能与 BX（制作反应段的催化剂填料的原材料）型丝网填料有同样的通量，能配合使用等优点，故选择 250Y 型板波纹填料。2.3.2 反应段催化剂填料规整填料作为填料塔的构件为气液两相间传热和传质提供了有效地相界面。规整填料具有规则、均匀的填料床结构,易克服沟流、壁流、短路等非理想流动, 比表面积大,能够提供很大的气液接

22、触面积和很高的填料分离效率,可大大提高过程的性能,减少副反应,降低回收成本与能量需求。故以规整填料为基础制备催化剂填料具有良好优越性。反应段的催化剂填料采用一种新型的结构化催化填料，该催化填料由具有分离作用的双层金属丝网波纹和包裹有酸性离子交换树脂，由天津大学自主研发的较低压降催化精馏填料，由具有反应作用的催化剂捆包交替排放组成。（a）横截面（b）侧截面图 2-1 较低压降催化精馏填料图示该催化剂填料还有如下优势：14年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书第一，它的高径比低,使塔内的上升气体与下降液体在有如“Z”形的通道内流动而流动的方向不断改变,从

23、而增加了气一液相际接触面积；第二，在两个相邻的多孔金属催化剂捆包内有一个型的双层金属丝网波纹,强化了液体在丝网波纹片上的均布，特别是在地喷淋密度时，能否保证液体在丝网片上均布成膜是保持高分离效率的关键；第三，此多孔金属催化剂捆包有较高的效率因子。在改进的流程中，将该填料装填在催化精馏塔反应部分，在横截面方向相邻的波纹结构催化填料是成90相互交错排列的，这样有利于流体均匀分布，以避免沟流。4.模拟结果4.1 进出口模拟结果物料进出口情况 Aspen 数据表如下表：表 2-2反应精馏流股数据表15UnitsC4 进料出中间再沸器水进料塔釜采出进中间再沸器塔顶压缩后采出PhaseLiquidMixe

24、dLiquidLiquidLiquidLiquidTemperatureC3564.1558835.30819134.921262.1890473.79811Pressurebar66.366.66.110Molar Vapor Fraction00.15560000Molar Liquid Fraction10.84441111Mass Vapor Fraction00.14390000Mass Liquid Fraction10.85611111Molar Densitymol/cc0.01020.00130.05450.00930.01020.0094Mass Densitygm/cc0

25、.57550.08110.98460.64570.62340.5251Mole Flowskmol/hr406.091200.00205.10199.051200.00229.00Mole FractionsH2O00.03840.99950.07900.03840.0269年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书4.2 反应操作条件运用 stage composition lines（SCLs）方法设计适宜的反应精馏的回流比、再沸率、塔板数，进而确定持液量。确定回流比为 2.5，再沸率为 1.72。5.整体尺寸计算5.1 计算确定塔径5.1.1 精馏

26、段（1）气相密度= 13.34 3（2）液相密度= 560.33 3（3）上升蒸汽量, = = 4.395 104 kghr= 3.296 103 m3hr,1, = 4.431 104kghr1= 3.308 103 m3hr1,16UnitsC4 进料出中间再沸器水进料塔釜采出进中间再沸器塔顶压缩后采出TBA00.361600.92000.36166.12E-09I-C4H80.45220.132808.53E-060.13282.18E-03I-C4H100.02910.015201.50E-070.01525.16E-02N-C4H100.10670.093404.54E-050.09

27、341.89E-011-C4H80.25120.173201.74E-050.17324.45E-01T-C4H80.09040.096501.47E-040.09651.60E-01C-C4H80.07030.088703.41E-040.08871.24E-01阻聚剂01.82E-044.88E-045.02E-041.82E-046.16E-25Mass Flowskg/hr22896736673704.14138747366712725Volume Flowl/min663.0815144.9462.70358.121969.64403.89年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MA

28、A异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书6, = 4.370 104 kghr6= 3.281 103 m3hr6,（4）下降液体量, = 3.122 104 kghr= 55.725 m3hr,1, = 3.159 104 kghr1= 56.548 m3hr1,16, = 3.097 104 kghr6= 55.106 m3hr6,6（5）气相负荷因子3.122 104,13.34= = 0.109 4.395 104560.33 =,由图可知：图 2-2 Cs,max 曲线采用 250Y 型金属板波纹填料，查图可知，由于 0.1，经过延长曲线读出Cs,max=0.09。 = 0.8, =

29、0.8 0.09 = 0.072（6）计算流速17年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书13.34 = = = 0.072 560.33 13.34= 0.4610 （7）计算塔径4 3.308 103= 1.59m3600 0.461041,D= 3600=圆整为 1600mm。（8）核算泛点率根据贝恩-霍根关联式：14） 218) () 0.2 = A K（）lg (3其中，g重力加速度，取 9.8m2。a填料比表面积，m23；250Y 金属板波纹填料，取 250m23。填料层孔隙率，m33；250Y 金属板波纹填料，取 0.97m33。A、K关

30、联系数，金属孔板波纹填料，A 取 0.291；K 取 1.75。液体粘度，mPa s。以精馏段为例：225013.28) 0.14260.2 = 0.291 1.75 0.10914lg () (9.81 0.973562.07求得精馏段泛点气速为： = 0.6571 4 4 3296= 0.4554 =360023600 1.62= 0.45540.6571 = 0.693满足填料的泛点率 = 0.40.85.1.2 反应段由于反应段的气液相流率变化较大，其中第 7-24 块板气液流率递减，第 25块板上液相流率突增，故分别考虑第 7、24 及 25 块板，分别计算塔径。（1）气相密度18年

31、产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书= 13.31 3= 13.23 3= 13.12 37,24,25,（2）液相密度= 608.63 3= 645.33 3= 608.65 37,24,25,（3）上升蒸汽量7, = 4.437 104 kghr24, = 3.445 104 kghr25, = 3.064 104 kghr（4）下降液体量7, = 3.534 104 kghr24, = 2.543 104 kghr25, = 4.445 104 kghr（5）气相负荷因子对于第 7 块板：3.534 10413.317,7= 0.117 4.4

32、37 104608.50 =7,7该新型催化填料是以双层波纹丝网规整填料为基础，故可参考波纹丝网规整填料的相关流体力学性能数据进行相关计算。根据读出 250Y 型波纹规整填料的,，乘以一定的系数得到波纹丝网规整填料 BX 或 CY 的,。查图可知， , = 0.085。对于 BX 填料：, = 1 0.085 = 0.085 = 0.80, = 0.068同理，对于第 24 块板： = 0.106， = 0.072对于第 25 块板： = 0.213，使用法计算塔径不合适，故选用 F 因子法。19年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书（6）F 因子查

33、相关资料可知， BX 型金属丝网波纹填料的适宜的 F 因子在 0.52.02.4 （ 3 ）。由于体系为加压体系，且选用双层金属丝网波纹，0.5故 F 因子适当减小，选择1.7 （ 3 ）。（7）计算流速13.31 = = = 0.0687,7, 608.63 13.31= 0.4547 7,同理，24, = 0.4976 对于第 25 块板： = 1.7= = = 0.4693 25,13.12（8）计算塔径47,D = = 1.61736007,同理，D24 = 1.36。425,D = = 1.3325360025,用 F 因子法时，根据工程经验，将塔径上调一个级差（塔径 1600mm

34、以下， 以 100mm 为级差；塔径 1600mm 以上，以 200mm 为级差）。故取D25 = 1500根据精馏段塔径为 1600mm，考虑反应段塔径为 1600mm。（9）核算泛点率根据贝恩-霍根关联式：14 218lg () () 0.2 = A K（）（）320年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书其中，g重力加速度，取 9.81m2。a催化剂填料比表面积，m23；采用双层金属丝网波纹和包裹有酸性离子交换树脂树脂，取 247m23。催化剂填料层孔隙率，m33；取 0.897m33。A、K关联系数，金属丝网波纹填料，A 取 0.30；K 取

35、1.75。液体粘度，mPa s。对于第 7 块板：7224713.31) 0.20510.2 = 0.3 1.75 0.11714lg () (9.81 0.8973608.50求得泛点气速为：7 = 0.5831 4 4 3.334 1037,=360023600 1.62= 0.4606 7,7 = 0.46060.5831 = 0.790同理：24 = 0.5894 ，24, = 0.3595 ，24,24 = 0.61025 = 0.4625 ，25, = 0.3225 ，25,25 = 0.697均满足填料的泛点率 = 0.40.8。故塔径为 1600mm 合理。5.1.3 提馏段第

36、 26 块板由于中间再沸器的影响，故气液流率与其他板上的变化规律不一致，故将第 26 块单独考虑。（1）气相密度= 13.12 326,27, + 38,= 12.74 3,2（2）液相密度= 623.50 326,21年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书27, + 38,= 637.35 3,2（3）上升蒸汽量26, = 1.985 104 kghrs, = 1.945 104 kghr（4）下降液体量26, = 1.074 105 kghrs, = 3.331 104 kghr（5）气相负荷因子对于第 26 块板：1.074 10513.122

37、6,26= 0.785 1.985 104623.35 =26,26对于提馏段其他板： = 0.241使用法计算塔径不合适，故选用 F 因子法。（6）F 因子0.5查相关资料可知，250Y 型金属板波纹填料的F 因子选0.9 （ 3 ）。（7）计算流速 对于第 26 块板： = 0.9= = = 0.2485 26,2613.12同理，, = 0.2521 （8）计算塔径426,D = = 1.4726360026,同理，D = 1.46。用 F 因子法时，根据工程经验，将塔径上调一个级差（塔径 1600mm 以下，22年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设

38、计说明书以 100mm 为级差；塔径 1600mm 以上，以 200mm 为级差）。故取D26 = 1600，D = 1600（9）核算泛点率根据贝恩-霍根关联式：14） 218) () 0.2 = A K（）lg (3其中，g重力加速度，取 9.8m2。a填料比表面积，m23；250Y 金属板波纹填料，取 250m23。填料层孔隙率，m33；250Y 金属板波纹填料，取 0.97m33。A、K关联系数，金属孔板波纹填料，A 取 0.291；K 取 1.75。液体粘度，mPa s。对于第 26 块板：7225013.12) 0.28030.2 = 0.291 1.75 0.78514lg ()

39、 (9.81 0.973623.35求得泛点气速为：26 = 0.3108 26,= 0.2090 7,7 = 0.20900.3108 = 0.672同理： = 0.3894 ，, = 0.2053 ，, = 0.527满足填料的泛点率 = 0.40.8故塔径为 1600mm。通过计算，发现即使第 25 块理论板在 ASPEN 模拟时为反应段，但由于在该板上既有中间再沸器又有 C4 进料，故各种参数的变化规律显示，其在第 25、26 两块板上存在突变，故需要单独考虑。而在中间再沸器的进出口上下应再设置两块塔板，用于分离。具体配置详见如下计算。23年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA

40、异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书5.2 填料层所占高度5.2.1 精馏段高度查文献 250Y 填料的 HETP=0.5m，选取安全系数为 1.5，填料高度为：Z = 6 0.5 1.5 = 4.55.2.2 反应段高度反应段各理论板上温度与气相中异丁烯流率关系表如下：表 2-3 反应段各理论板上温度与气相异丁烯流率、液相水表拟合得到温度与流率间的关系：24理论板数温度 T/K异丁烯浓度c/(mol/L)异丁烯流率F/(mol/s)叔丁醇浓度c/(mol/L)7325.350.01130.57740.00638325.420.01140.58750.01219325.470.01380.70

41、950.019310325.510.01770.90850.028411325.560.02301.18220.040412325.600.03011.54480.056213325.650.03942.02070.077114325.710.05172.64350.104915325.790.06783.4580.141916325.890.08914.5230.191717326.020.11715.9150.259118326.200.15427.7330.351819326.440.203310.1040.481320326.790.268313.1860.667521327.320.

42、354317.1640.946622328.170.465322.1971.396323329.770.598528.3212.192924332.760.795736.8193.3304年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书0.90000.80000.70000.60000.50000.40000.30000.20000.10000.0000y = 0.0011x3 - 1.1052x2 + 367.58x - 40756 R = 0.9978324.00326.00328.00330.00332.00334.00温度T/K图 2-3温度与液相中异

43、丁烯浓度关系40.0000y = 0.0658x3 - 65.544x2 + 21764x - 2E+06 R = 0.997935.000030.000025.000020.000015.000010.00005.00000.0000324.00326.00328.00330.00332.00334.00温度T/K图 2-4 温度与异丁烯流率关系3.5000y = -0.0046x3 + 4.4772x2 - 1467.8x + 160344 R = 0.99963.00002.50002.00001.50001.00000.50000.0000324.00326.00328.00330.0

44、0332.00334.00温度T/K图 2-5 温度与液相中叔丁醇浓度关系25叔丁醇浓度c/(mol/L)异丁烯流率F/(mol/s)异丁烯浓度c/(mol/L)年产 10 万吨 MMA 副产 1 万吨MAA异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书拟合得到：液相中异丁烯浓度与温度间关系：= 0.0011T3 1.1052T2 + 367.58T 40756c其中R2 = 0.9978。气液中异丁烯流率与温度间关系：= 0.0658T3 65.544T2 + 21764T 2 106F其中R2 = 0.9979。液相中叔丁醇浓度与温度间关系：0.0046T3 + 4.4772T2 1467.8T + 160344c =其中R2 = 0.9996。反应段微元 z 与 z+dz 之间的异丁烯流率变化：+ = 填料段微元 z 与 z+dz 之间的异丁烯反应量：21 4串联的气相扩散速率与反应速率相等，即：2 = 1 4= (r)催化剂捆包的效率因子，取 = 0.7