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兰州石化职业技术学院应用化学工程系毕业设计 专业 班题 目： 釜式反应器的设计 设 计 人： 教 研 室 主 任: 系 主 任: 评 卷 人： 设计指导教师： 年 月 日前言 化工设备机械基础化学工程、制药工程类专业以及其他相近的非机械类专业，对化下设备的机械知识和设计能力的要求而编写的。通过此课程的学习，是通过学习使同学掌握基本的设计理论并具有设计钢制的、典型的中、低、常压化工容器的设计和必要的机械基础知识。 化工设备机械基础课程设计是化工设备机械基础课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是学生体察工程实际问题复杂性，学习初次尝试化工机械设计。化工设计不同于平时的作业，在设计中需要同学独立自主的解决所遇到的问题、自己做出决策，根据老师给定的设计要求自己选择方案、查取数据、进行过程和设备的设计计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的比较分析，择优选定最理想的方案和合理的设计。 化工设备课程设计是培养学生设计能力的重要实践教学环节。在教师指导下，通过裸程设计，培养学生独立地运用所学到的基本理论并结合生产实际的知识，综合地分析和解决生产实际问题的能力。因此，当学生首次完成该课程设计后，应达到一下几个目的： 熟练掌握查阅文献资料、收集相关数据、正确选择公式，当缺乏必要的数据时，尚需要自己通过实验测定或到生产现场进行实际查定。 在兼顾技术先进性、可行性、经济合理的前提下，综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型，并提出保证过程正常、安全可行所需的检测和计量参数，同时还要考虑改善劳动条件和环境保护的有效措施。 准确而迅速的进行过程计算及主要设备的工艺设计计算及选型。 用精炼的语言、简洁的文字、清晰地图表来表达自己的设计思想和计算结果。 化工设备机械基础课程设计是一项很繁琐的设计工作，而且在设计中除了要考虑经济因素外，环保也是一项不得不考虑的问题。除此之外，还要考虑诸多的政策、法规，因此在课程设计中要有耐心，注意多专业、多学科的综合和相互协调。我的工作是生产对苯二甲酸，所以想通过对苯二甲酸来设计反应釜。首先我由对pta的介绍中引入本文所介绍的内容。精对苯二甲酸（pta）是聚酯工业的重要原料，（ 1 ）精 pta 工艺，此工艺采用催化氧化法将对精对二甲苯（ px ）氧化成粗 ta ，再以加氢还原法除去杂质，将 cta 精制成 pta 。这种工艺在 pta 生产中居主导地位。 pta 产品所含的 pt 酸含量较高（ 200ppm 左右）4-cba 较低（ 25ppm 左右），而 qta （或）产品中所含的杂质与 pta 相反， - 较高（ 250ppm 左右）， pt 酸较低（ 25ppm 左右以下）。目前，钴 - 锰 - 溴三元复合体系是 px 氧化的最佳催化剂，其中钴是最贵的，所以目前该方面一直进行降低催化氧化剂能耗的研究， pta 生产过程中所用 ta 加氢反应催化剂为 pd/c, 目前研究的主要问题是如何延长催化剂的使用寿命。分析上述可知，随用反应器为釜式反应器，本文将通过pta生产工艺来设计反应釜。选题背景 pta是重要的大宗有机原料之一，其主要用途是生产聚酯纤维 ( 涤纶 ) 、聚酯瓶片和聚酯薄膜，广泛用于与化学纤维、轻工、电子、建筑等国民经济的各个方面，与人民生活水平的高低密切相关。 pta( 精对苯二甲酸 )2005 年中国需求量 1210 万吨，占全球 pta 需求总量 2880 万吨的 42 ；产量 560 万吨，进口 650 万吨，进口依存程度为 54 ，未来 pta 需求仍在不断扩大，在未来几年， pta 的中国供需仍难以达到完全平衡。 eg （乙二醇）需求量达 510 2 万吨，占全球 eg 需求总量 1133 万吨的 45 , 产量 110 万吨，进口 40万吨。2005 年我国涤纶产量占世界涤纶产量的 38 ，已成为我国纺织工业的最主要原料。中国的动向，引起了世界其它国家和地区的关注，而且会对世界化纤业造成相当大的影响。 pta 的应用比较集中，世界上 90% 以上的 pta 用于生产聚对苯二甲酸乙二醇酯 (pet ，简称聚酯 ) ，其它部分是作为聚对苯二甲酸丙二醇酯（ ptt ）和聚对苯二甲酸丁二醇酯（ pbt ）及其它产品的原料。 我国聚酯产量世界第一 , 是名副其实的聚酯大国。聚酯产能虽然仍以2位数的速率增加,但前 2 年经济效益大幅下滑。主要原因是pta 和 eg价格居高不下,而聚酯产品价位低迷,企业盈利空间越来越小。国内这 2 种原料自给率都低于 40% ,4年来,国内 pta 项目成为热点 , 几个大项目相继投产，但并没有缓解供不应求态势。到 2010年, pta项目在需求和利益驱动下 , 还将有一个快速发展期。 pta 生产工艺技术,也会在建设中有所发展。对我国近年来引进的各种 pta 生产工艺, 特别是低温氧化的 epta 工艺 , 进行比较和评价,就能够更全面地认识现有各种 pta 工艺的技术特点。为了提高国产pta在国内市场中的份额，提高pta产量必要性和紧迫性是显而易见的，所以设计合理的反应釜是最基础也是最关键的，本文将对反应釜的设计做以全面的介绍，希望能对化工同事们查阅。 釜式反应器的分类釜式反应器 一种低高径比的圆筒形反应器，用于实现液相单相反应过程和液液、气液、液固、气液固等多相反应过程。器内常设有搅拌（机械搅拌、气流搅拌等）装置。在高径比较大时，可用多层搅拌桨叶。在反应过程中物料需加热或冷却时，可在反应器壁处设置夹套，或在器内设置换热面，也可通过外循环进行换热。 操作方式 釜式反应器按操作方式可分为：间歇釜式反应器,或称间歇釜（图1间歇釜式反应器）。操作灵活，易于适应不同操作条件和产品品种，适用于小批量、多品种、反应时间较长的产品生产。间歇釜的缺点是：需有装料和卸料等辅助操作，产品质量也不易稳定。但有些反应过程，如一些发酵反应和聚合反应，实现连续生产尚有困难，至今还采用间歇釜。连续釜式反应器,或称连续釜(图2连续釜式反应器可避免间歇釜的缺点，但搅拌作用会造成釜内流体的返混。在搅拌剧烈、液体粘度较低或平均停留时间较长的场合，釜内物料流型可视作全混流，反应釜相应地称作全混釜。在要求转化率高或有串联副反应的场合，釜式反应器中的返混现象是不利因素。此时可采用多釜串联反应器（图3多级串联釜式反应器以减小返混的不利影响，并可分釜控制反应条件。半连续釜式反应器。指一种原料一次加入，另一种原料连续加入的反应器，其特性介于间歇釜和连续釜之间。 计算。就单一反应ab而言，各种釜式反应器的常用计算方法如下：对于间歇釜式反应器,当反应物a的. 初浓度和终浓度分别为和c时，反应所需的时间为： (1)式中 为反应物a的浓度；-为浓度为时的反应速率。对于连续釜式反应器，设反应器为全混流，当反应物a的进口浓度和出口浓度分别为和时，反应所需的平均停留时间 (2)式中 为反应器的有效容积；为体积流率;-为出口浓度下的反应速率。对于多釜串联反应器,可以利用式(2)逐个反应器类推计算。对一级反应（-=，为反应速率常数）,若各釜有效容积相等，反应温度相同，则有式中为第釜中a的浓度；为一釜的平均停留时间。 工程放大 机械搅拌的釜式反应器可针对不同反应特征按下列原则之一进行放大：搅拌雷诺数相等。 式中为搅拌桨转速；为搅拌桨直径；为液体密度;为粘度；单位体积液体搅拌功率相等；搅拌桨外缘的线速度相等（见彩图釜式反应器）。总体可分为连续式，间歇式，半间歇式。反应机理 聚酯生产工艺路线有直接酯化法(pta法)和酯交换法(dmt法)。pta法具有原料消耗低、反应时间短等优势，自80年代起己成为聚酯的主要工艺和首选技术路线。大规模生产线的连续生产工艺，半连续及间歇生产工艺则适合中、小型多种生产装置。pta法连续工艺主要有德国吉玛(zimmer)公司、美国杜邦公司、瑞士伊文达(inventa)公司和日本钟纺(konebo)公司等几家技术。其中吉玛、伊文达、钟纺技术为5釜流程，杜邦则开发了3釜流程(目前正在开发2釜流程)，两者缩聚工艺基本相似，区别在于酯化工艺。如5釜流程采用较低温度及压力酯化，而3釜流程则采用高乙二醇(eg)/pta摩尔比和较高的酯化温度，以强化反应条件，加快反应速度，缩短反应时间。总的反应时间为5釜流程10小时，3釜流程3.5小时。目前世界大型聚酯公司都采用集散型(dcs)控制系统进行生产控制和管理，并对全流程或单釜流程进行仿真计算。2003年初，伊文达-费希尔(inventa-fisher)(i-f)公司公布了其聚酯生产流程和能耗。该工艺从pta或dmt与乙二醇(eg)反应生产树脂级或纺织级聚酯。采用4釜(4r)工艺，由pta和eg或熔融dmt和eg组成的浆液，进入第一酯化/酯交换反应器，反应在较高压力和温度 (200270)下进行，生成的低聚物进入第二串级搅拌式反应器，在较低压力和较高温度下进行反应，反应转化率大于97%。然后在低于常压和较高温度下，借第3台串级反应器预聚合，缩聚程度大于20，经第4台discage精制器后，使最终缩聚物的特性粘度(i.v.)提高到0.9。能耗为：电力55.0 kwh/t，燃料油61.0kg/t，氮气0.8m3/t，空气9.0m3/t。采用该工艺已建有50多套装置，其中13条生产线能力为100700吨/天。现已有单系列700吨/天生产线投运。釜式反应器的物料横算 设: n个组分，进行m个均相反应，关键组分数为k。 若m个反应均是独立的，k=m。 若m个反应并不都是独立的，km。 k也是独立反应数。 由于搅拌装置的搅拌作用，可认为反应器内反应物料的浓度和温度处处相同，且等于出口处的浓度和温度。 可取整个反应体积vr作为控制体积。 在dt时间间隔内（非定态操作，时间变量，tt+dt），对i关键组分作物衡： i的进入量=i的排出量-i的反应量+反应器内i的累计量 式中： 对反应物：ri为负值 对产物：ri 为正值 上式就是釜式反应器的物料衡算式，是一组常微分方程。 反应时间及反应体积的计算 1. 反应时间t2.间歇反应器的反应体积： vr=q0(t+t0) 式中：q0 单位时间内处理的反应物料的体积（由生产任务决定）3.实际反应器的体积： v=vr/f式中：f-装料系数 f=0.40.85对于沸腾或易起泡沫的液体物料：f=0.40.6对于不起泡或不沸腾的液体： f=0.70.85最优反应时间 tca(-ra),rr, 而t0是一定的； t产品绝对产量但按单位操作时间计算的产品产量不一定。所以，以（产品产量/操作时间）为目标函数。就必然存在一最优反应时间，使该目标函数值为最大。 下面采用图解法求解： 上面是以单位时间产品产量最大为目标函数。若以单位时间所消耗的原料量来说，时间越长，原料单耗越少。下面以生产费用最低为目标，设反应操作费用/单位时间为a，辅助操作费用/单位时间为a0,固定费用af。 要使生产费用at最小，必须满足上式。 图解法表示： 3.3 等温间歇釜式反应器的计算（复合反应）3.3.1平行反应物衡式：系统中只有两个反应，且两个反应都是独立的。关键组分数k=独立反应数m=2。 只要任选两式就可以了。 恒容过程： 由此式可求得为达到一定的xa所需要的反应时间。式（6）也可写成： 将式（6）代入式（5），得 积分，得： 浓度分布图 上式为在反应时间t时，目的产物p的浓度。即 t的关系式。 说明两种产物的浓度之比，在任何反应时间下均等于两个反应的速率常数之比。 以上是同时进行两个一级反应的情况。不难将其推广到同时进行m个一级反应的场合。 反应时间确定后，即可确定所需的反应体积vr,其方法与单一反应的情况相同。vr=q0(t+t0) 例 ：在等温间歇釜式反应器中进行下列液相反应： 反应开始时a和b的浓度均等于2kmol/m3,目的产物为p，计算反应时间为3h时a的转化率和p的收率。 分析： 此平行反应中，主反应为一级反应，副反应为二级反应。不能直接套用书上式（3.27）或(3.28)。但可用间歇釜物衡式（对a,p组分），积分后求得。即a转化了99.88，其中转化成p的只有69.19，余下（99.88-69.19）=30.69则转化成q。 3.1.2 连串反应 设在等温间歇釜中进行下列一级不可逆连串反应：是两个独立反应关键组分数=独立反应数=2，选a，p两组分作关键组分。 根据式(3)虽可以求取达到一定转化率所需要的反应时间，但不能确定在此反应时间p的浓度和收率。将式（3）代入式（2），得 这是一阶线性常微分方程。结合上述初始条件，得 式（4）（6）表示了各反应组分浓度与反应时间的关系，根据这三个关系式可以对 作图，如下图所示。 浓度分布图 由图可见： a的浓度随t的而。 p的浓度先随t而，后随t而。存在一最大值连串反应的特点。 q的浓度初期较低，后期随t而急速。 为了求得cpmax，可对式（5）对t求导，并令dcp/dt=03.4 连续釜式反应器的反应体积 连续釜式反应器物衡式： 釜式反应器多用于液相反应 反应过程中液体体积的变化不明显，可当作恒容过程。可假定 qq0 上式即为连续釜式反应器反应体积的计算公式。 只要原料的处理量已知，进出口组成已知，反应速率方程已知，就可直接计算vr了。 如果在反应器中只进行单一反应，则以a作关键组分。 全混釜内浓度、温度处处相同，且等于出口处的浓度与温度。即反应是在等温，等浓度下进行。 反应是在等反应速率下进行。 式中：反应速率应按反应器内的物料组成计算，亦可说按出口组成计算。 为了对连续反应器的生产能力作比较，常引用空间时间（简称空时）概念。 空时的因次：时间 空时越小，说明处理单位体积流量的物料所需要的反应体积越小。即在一定的反应体积下所处理的反应物料量越大。即反应器的生产能力越大。 若两个连续反应器，进出口物料组成相同，则空时小者，生产能力大。（当然，两者的进料体积流量必须在相同的温度与压力下。 通常采用标准情况下的体积流量。） 物理意义：单位反应体积，单位时间内所处理的物理量。空速越大，说明反应器的生产能力越大。 对使用固体催化剂的反应，有质量空速与体积空速之分。 质量空速：单位质量催化剂，单位时间内处理的物料量。 体积空速: 单位催化剂堆体积，单位时间内处理的物料量。 还有指以一定反应组分计算的空速，如碳空速，烃空速等。因此不能混淆。 对于恒容均相反应，空时 物料在器内的平均停留时间。 根据连续釜式反应器物衡式： 利用上式，若空时已知，则可用来计算物料出口组成，即出口转化率，目的产物p的收率等。 上例中的平行反应用连续釜式反应器代替间歇釜式反应器。计算空时为3h时的a的出口转化率和p的收率。 3.5 釜式反应器的串联与并联 3.5.1 串联与并联1.串联需解决的问题：大反应器在前还是小反应器在前好。采用大、小不一样的釜串联好还是采用大小相同的釜串联好。为达到规定的转化率需要几个釜串联。或釜数已定，为达到一定转化率各釜的反应体积为多少。2.并联 需解决的问题：大小不同的釜并联操作，进料流量如何分配？ 由连续釜式反应器物料式，得两釜串联：对（a）正常动力学： 采用两釜（多釜）串联比使用单釜有利。对（b）反常动力学： 面积abcd1，小釜在前，大釜在后。 若=1，各釜体积相等 若01，大釜在前，小釜在后。 若=0，由于反应速率与浓度无关，所以串联后的总反应体积与单釜的反应体积相同。串联已无必要。 若 两个（多个）连续釜串联 单一连续釜 上述顺序是针对s随xa而单调的正常情况而言的。 若s随xa而单调的情况，则总收率的次序正好与上述相反。参见图（b）。 半间歇釜式反应器 半间歇釜式反应器的物衡式： 若进行不可逆反应 设操作开始时，先注入体积为v0的b，然后连续地输入a，流量为q0，浓度为ca0，且不连续输出物料。则物衡式为： 设b大量过剩，cb常数，则ra=kca，拟一级反应。 初始条件： 微分方程的解为： 而 ，代入上式，得 crt的关系式为： 在反应时间t内，a的反应量=r的生成量=a的输入量-a的剩余量 浓度与反应时间图以上这两式是针对q0为常数的情况下推得的。若q0不为常数，则要求得q0t的函数关系才能求解。连续釜式反应器的热量衡算式热衡式：以整个反应器体积作为控制体积。 1）物料进入反应器带入的热量：q0cpt0t0或ft0cpt0t0 cpt0：混合物的初始恒压热容，kcal/kg cpt0: 混合物的初始恒压摩尔热容，kcal/mol 2）物料离开反应器带走的热量：q0cptt或ftcptt3）反应器中反应放出的热量：(-ra)vr(-hr)4）反应器传向环境的热量：uah (t-tc)热衡式：进入的热量+反应放出的热量=带走的热量+传向环境的热量 放热速率qg 物料显热变化+传向环境的热量=移热速率qr 上式即为定态操作下连续釜式反应器的热量衡算式。上式中 为物料在t0t之间的平均定压热容。 设在连续釜式反应器中所进行的反应为一级不可逆放热反应 qr与t成一s型曲线。（见下图）移热速率 : qr与t成一线性关系。（见下图） a点是qr=0时的温度。 若tc=t0，则ta=t0=tc。 达到热平衡时，qg=qr，即把qgt与qrt的关系曲线绘于同一张图上，两曲线的交点即为热平衡点（或定态点） 连续釜式反应器的定态（热稳定性）一连续釜式反应器的多态问题和真假热稳定操作点 热稳定性：指反应器操作受到外来扰动后的自衡的能力。与 有多个交点，即表示存在多个热平衡状态（或多个定态）-多态问题。那么多个定态点是不是都是热稳定点呢？m点： m点是热稳定点（真热稳定点）p点： p点是热不稳定点（假热稳定点）n点：与m点类似，是热稳定点。 工业上一般选择n点作为定态操作点。因为n点反应温度较高，反应速率较快，达到的转化率也高。而m点由于tm太低，反应速度慢，达到的转化率也低。 由图中可见，在稳定的定态点m及n处，移热线的斜率大于放热曲线的斜率，即这是定态操作稳定的必要条件。但不是充分条件。也就是说，满足上式，定态可能是稳定的；若不满足上式，则定态一定是不稳定的。二改变进口温度的影响 当改变物料进料温度t0（或冷却介质温度tc）式，移热线的斜率不变，截距发生变化。即移热qr线发生平行位移，而放热qg线不变。 五条qrt线相互平行，表示五个不同的进料温度。 提高进料温度t0，移热线向右平移。当移热线略超过d线时，则反应器内温度将迅速从t4骤增至 。这种现象称为“着火”现象。在d线时的进料温度称为着火温度，或起燃温度（如果t0=tc，则tod就是着火温度或起燃温度）。点4为着火点或起燃点。 相反，降低进料温度t0，qr线向左平移。当移到b线再向左一点时，则反应器内温度也存在着从点6降到点2的现象。此称为反应器的“熄火”现象。 在b线时所对应的进料温度称为熄火温度，点6为熄火点。在点4和点6，反应器内出现一种非连续性的温度突变，所以在点4和点6之间，不可能获得定态操作点。 利用“着火”和“熄火”特点，若反应所要求的温度是 左右的温度，则在反应器开车操作时，可逐渐提高物料进口温度，使qr线略超过d线，反应器内温度迅速骤升到 ，快速达到所要求的温度。 在反应器停车时，可逐渐降低物料进料温度，当qr线略低于b线时，反应器内温度将迅速骤降到 。 不利之处：若反应操作温度是在着火点附近，进料温度稍有改变，便会产生超温，从而破坏操作，可能烧坏或发生爆炸等事故。在熄火点附近操作时，易产生突然降温以及反应终止。参考文献 1. 向陪森 贵金属加工手册 1983 2