4-2反应器设计说明书

京博4.5万吨异丁烯资源化利用项目摘要 2018年“东华科技-陕鼓杯”第十二届全国大学生化工设计竞赛 京博4.5万吨异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书重庆三峡学院“今烯何烯”团队 团队成员：崔朦、艾星宇、刘玺、程远其、肖洋 指导老师：谢永生、赖庆轲、陈星、黄美英、梁克中 3 京博4.5万吨异丁烯资源化利用项目反应器设计说明书目录第1章 MMA合成反应器11.1 概述11.2 反应器的基本类型与特点11.2.1 釜式反应器11.2.2 管式反应器21.2.3 固定床反应器21.2.4 流化床反应器31.2.5 浆态床反应器51.3 MMA催化剂选择71.3.1 概述71.3.2反应器选择71.3.3 MMA催化剂选择81.3.4 催化剂制备91.3.5 催化剂物性91.4 反应机理91.4.1 多相催化反应过程分析91.4.2 反应动力学方程101.5 工艺条件的确定111.6 反应器结构设计111.6.1气体分布器结构设计121.6.2 内套筒161.6.3 升气管161.6.4分离器161.7反应器进出口主要物料181.8反应器计算191.9使用SW6-2011详细计算211.10反应器设备条件图27第1章 MMA合成反应器1.1 概述化学反应过程和反应器是化工生产流程中的中心环节，反应器的设计往往占有重要的位置。在反应器中发生的是传热、传质等物理过程和化学反应过程共同以及交互作用的结果。反应器是化工生产过程中一系列设备中的核心设备。化工技术过程开发的成功与否很大程度上取决于反应器内流体的温度、浓度、停留时间及温度分布、停留时间分布的控制水平和控制能力。化工生产的工艺过程决定了反应器的结构型式，反应器的结构型式对工艺过程又有一个促进和完善的作用，同时反应器的结构型式在某种程度上也决定着产品的质量和性能。由于化学反应的多样性，化学反应工程理论在实际应用方面尚处于发展之中，一个好的反应器设计往往较多地倚重研究实验工作。1.2 反应器的基本类型与特点反应器大致可以分为釜式反应器、管式反应器、固定床反应器、流化床反应器。下面分析四种反应器的特点。1.2.1 釜式反应器反应器中物料浓度和温度处处相等，并且等于反应器出口物料的浓度和温度。物料质点在反应器内停留时间有长有短，存在不同停留时间物料的混合，即返混程度最大。反应器内物料所有参数，如浓度、温度等都不随时间变化，从而不存在时间这个自变量。优点：适用范围广泛，投资少，投产容易，可以方便地改变反应内容。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。缺点：换热面积小，反应温度不易控制，停留时间不一致。绝大多数用于有液相参与的反应。需有装料和卸料等辅助操作，产品质量也不易稳定。1.2.2 管式反应器管式反应器具有如下特点：（1）由于反应物的分子在反应器内停留时间相等，所以在反应器内任何一点上的反应物浓度和化学反应速度都不随时间而变化，只随管长变化；（2）管式反应器具有容积小、比表面大、单位容积的传热面积大，特别适用于热效应较大的反应；（3）由于反应物在管式反应器中反应速度快、流速快，所以它的生产能力高；（4）管式反应器适用于大型化和连续化的化工生产；（5）和釜式反应器相比较，其返混较小，在流速较低的情况下，其管内流体流型接近与理想流体；（6）管式反应器既适用于液相反应，又适用于气相反应，用于加压反应尤为合适。管式反应器返混小，因而容积效率（单位容积生产能力）高，对要求转化率较高或有串联副反应的场合尤为适用。管式反应器可实现分段温度控制。但是有反应速率低时需要管道过长，工业上不易实现的缺点。1.2.3 固定床反应器固定床反应器有三种基本形式：（1）轴向绝热式固定床反应器。流体沿轴向自上而下流经床层，床层同外界无热交换；（2）径向绝热式固定床反应器。流体沿径向流经床层，可采用离心或向心流动，床层同外界无热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流动的距离较短，流道截面积较大，流体的压力降较小。但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。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；（3）列管式固定床反应器。由多根反应管并联构成。管内或管间填充催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在2550 mm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效应较大的反应。此外，尚有由上述基本形式串联组合而成的反应器，称为多级固定床反应器。优点：混小，流体同催化剂可进行有效接触，当反应伴有串联副反应时可得较高选择性。催化剂机械损耗小。结构简单。缺点：传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许范围）。操作过程中催化剂不能更换，催化剂需要频繁再生的反应一般不宜使用。1.2.4 流化床反应器流化床作为一种有效的反应器己被广泛地应用于催化反应、气固非催化反应、液-固和气-液-固反应以及物理操作过程。在流化床反应器内，由于固体小颗粒被气体或液体吹起，固体颗粒呈悬浮状态，可作上下左右剧烈运动，犹如沸腾的液体。流化床反应器有如下优点：（1）从对催化剂的要求来看，流化应采用小颗粒且粒度范围较宽的催化剂，可以消除内扩散阻力，催化剂的效能得到充分发挥；（2）传热上看，由于流化床可采用小颗粒催化剂（一般为0.010.5 mm），所以流体与催化剂颗粒的传热面积很大，加之催化剂颗粒的快速循环，使得催化剂之间，床层与反应器周壁以及浸泡在床层内换热器之间的给热系数增大。因此流化床反应器可以及时传递反应放出或需要的大量热量，使整个床层在近于等温条件下操作，易于控制；（3）从传质上看，由于催化剂颗粒与流体处于运动状态，其间的相界面不断更新，故传质系数较大，加之催化剂颗粒较小，每单位溶剂催化剂的表面积大，相接触面积大，即传质面积大，因此有利于传质；（4）从操作看，由于催化剂颗粒处于稳定的流动状态，所以催化剂可以连续装入和卸出，对于催化剂易失活反应，可使反应过程和催化剂再生过程连续化；（5）从生产规模上看，流化床传热传质性能好，设备结构简单，适用于大型化生产。但流化床也有一些缺点：（1）流体返混严重。由于催化剂颗粒与流体的返混，特别对于简单流化床来说，使得床内流体浓度接近出口浓度，即床内轴向无浓度差，其流动模型接近于理论返混，从而降低了反应推动，促进了副反应，使得反应收率低于固定床反应器；（2）气流状况不均，不少气体以气泡状态经过床层，气固接触效率不够有效；（3）由于催化剂颗粒间的相互剧烈碰撞，催化剂颗粒与器壁、内构件的磨擦，造成催化剂破碎增大，需设置旋风分离器等粒子回收系统，且对催化剂的耐磨性提出了较高的要求；（4）由于催化剂颗粒与设备的剧烈碰撞，易造成反应设备及管道的磨损，增大了设备消耗。 图1-1 流化床反应器工作示意图1.2.5 浆态床反应器浆态床反应器是一种含气液固三相的多相反应床，气相反应物以气泡的形式通过含悬浮固体催化剂颗粒的液相。浆态床反应器中液相可以是反应物，也可以是悬浮物固体催化剂的载液。目前被广泛应用的浆态床反应器有如费托合成、低温甲醇合成、MMA合成、煤炭催化液化及一些以固体催化剂催化的液相烃类氧化反应，由于具有反应器空间中混合均匀、反应温度易于控制、补充催化剂方便等优点，浆态反应器一直是很重要的一类反应器。浆态床反应器有两种基本形式：其一是搅拌釜式，利用机械搅拌使浆液混合，适用于固体含量高、气体流量小或气液两相均为间歇进料的场合；其二是三相流化床式，借助气体上升时的作用使固体悬浮，并使浆液混合，避免了机械搅拌的轴封问题，尤其是高压反应。浆态床反应器通常反应通过以下五个步骤：气相进入液相后形成气泡，经界面传递、溶解，被液相吸收；在液相中从气泡表面往液相主体扩散；从液相主体往固体催化剂表面扩散；催化剂多孔介质内扩散；催化剂孔隙内反应。浆态床反应器中有两个流体相，所以操作方式比较多样，例如气液两相均为连续进出料，气液两相均为间歇进出料，以及液相为间歇进出料而气相为连续进出料等，可以适应反应系统的不同要求。与液相固相反应过程常用的另一种反应器涓流床反应器相比，浆态床反应器的优点是：强放热条件下，易保持温度均匀；采用细颗粒，使催化剂颗粒内表面利用较充分；当液相连续进出料时，催化剂排出再生比较方便。其缺点是：连续操作时返混严重，当有串联副反应存在时会使选择性降低；液固比通常较高，在有不同控制步骤情况下的影响因素表1-1 控制步骤的影响因素控制步骤主要因素次要因素其他因素气液传质搅拌强度，反应器结构设计（搅拌桨、气体分布器、挡板等），气相反应物浓度温度液相反应物浓度，催化剂量、催化剂颗粒尺寸、催化剂活性气相反应物液固传质催化剂量，催化剂颗粒尺寸，气相反应物浓度温度，搅拌强度，反应器结构设计，粘度，相对密度液相反应物浓度，催化剂活性液相反应物液固传质催化剂量，催化剂颗粒尺寸，液相反应物浓度温度，搅拌强度，反应器结构设计，粘度，相对密度气相反应物浓度，催化剂活性化学反应（内扩散阻力小）温度，催化剂量，反应物浓度，催化剂活性搅拌强度，反应器结构设计，催化剂颗粒尺寸化学反应（内扩散阻力大）催化剂量，反应物浓度，温度孔结构催化剂颗粒尺寸，催化剂活性，搅拌强度，反应器结构设计1.3 MMA催化剂选择1.3.1 概述在反应器上部将甲醇液体和MAL液体一起通入反应器，并在塔体通入空气。MAL和甲醇在氧气的氛围下，在反应器中发生合成反应，反应过程中耗氧率较低，仅为0.2，甲醇和MAL的质量比为8，并向反应器中加入少量的对苯二酚作为阻聚剂。MMA合成反应采用Pd5Bi2Pb1Fe1/CaCO3催化剂，在催化剂的作用下，MAL与甲醇发生直接甲基化反应，使得MAL直接转化为MMA产品，通过实验归纳总结得到，当Pd5Bi2Pb1Fe1/CaCO3催化剂的用量为2.4%时，MAL的转化率和MMA的选择性都达到最高值，使得产品的收率最大。MMA合成反应为气液固三相反应，查阅文献采用浆态床反应器，在反应器底部引入空气和MAL，鼓动床层，有利于气液固三相的接触，并抑制床层堵塞。本反应采用改性琳德拉催化剂，通过实验整理证明，当反应温度为50，反应压力为0.05 MPa时，MMA产物的收率最高，故本反应器的工艺条件为T=70，压力0.3MPa1.3.2反应器选择甲基丙烯酸甲酯合成反应是一种含气液固三相的多相反应，空气以气泡的形式通过含悬浮固体催化剂颗粒的甲醇和甲基丙烯醛的液相。甲醇和MAL是反应物，也是悬浮物固体催化剂的载液。目前被广泛应用于MMA合成反应的反应器是浆态床反应器，由于具有反应器空间中混合均匀、反应温度易于控制、补充催化剂方便等优点，浆态反应器一直是“直接甲基化法”制MMA反应中一类重要的反应器。浆态反应器有两种基本形式：搅拌釜式，利用机械搅拌使浆液混合，适用于固体含量高、气体流量小或气液两相均为间歇进料的场合；三相流化床式，借助气体上升时的作用使固体悬浮，并使浆液混合，避免了机械搅拌的轴封问题，尤其是高压反应。由于MMA合成反应中甲醇和MAL是液相，空气为气相，催化剂为固体，所以本反应器为三相流化床式。浆态反应器通常反应通过以下五个步骤：气相进入液相后形成气泡，经界面传递、溶解，被液相吸收；在液相中从气泡表面往液相主体扩散；从液相主体往固体催化剂表面扩散；催化剂多孔介质内扩散；催化剂孔隙内反应。浆态床反应器中有两个流体相，所以操作方式比较多样，例如气液两相均为连续进出料，气液两相均为间歇进出料，以及液相为间歇进出料而气相为连续进出料等，可以适应反应系统的不同要求。1.3.3 MMA催化剂选择催化剂组成该催化剂是由活性组分和载体组成的混合物。活性组分是一种含Pd、Pb、Big等组分的复合氧化物，载体是CaCO3。催化剂选择结合文献的甲基丙烯醛一步氧化酯化制备甲基丙烯酸甲酯对催化剂的研究，MMA反应器决定使用Pd5Bi2Pb1Fe1/CaCO3催化剂。文献指出使用该催化剂的最佳条件是5080 C，0.10.3 MPa。1.3.4 催化剂制备实验制备了用于 MAL 一步氧化酯化制备 MMA 的新型催化剂Pd5Bi2Pb1Fe1/CaCO3催化剂. Pd5Bi2Pb1Fe1/CaCO3催化剂采用浸渍法制备，具体过程为：将 0.83 gPdCl 2 溶于30mL6%的 HNO 3 中，加入 10 gCaCO3 搅拌，然后加入 50 mL 5% NaOH-5%HCHO 溶液还原，70 下搅拌 30 min，抽滤、水洗得固体 1；0.16 g Pb(NO 3 ) 2 和 0.46 g Bi(NO 3 ) 2溶于 5 mL 6% HNO 3 中，将固体 1 加入，再加入 30 mL 5% NaOH-5%HCHO 溶液，70下搅拌 30 min，抽滤、水洗后得固体 2；0.72 g Fe(NO 3 ) 3 溶于 40 mL 水中，将固体 2 加入，加入20 mL 5%的 HCHO 溶液，抽滤，水洗，60下真空干燥 12 h，得 10 gPd5Bi2Pb1Fe1/CaCO3催化剂。1.3.5 催化剂物性颗粒密度：8970 kg/m3；堆积密度：300-800 kg/m3；粒径范围：180-250 um；平均粒径：200 um。1.4 反应机理1.4.1 多相催化反应过程分析甲基丙烯醛氧化酯化制备甲基丙烯酸甲酯的反应是由气液两相反应物和固体催化剂参与的多相催化反应。该类反应是在催化剂表面上被吸附的反应物之间进行的，催化的基元反应包括五个连续的步骤：反应物分子向催化剂表面和孔内扩散；反应物分子在催化剂表面上吸附；被吸附的反应物分子在催化剂表面上相互作用进行化学反应；反应产物自催化剂表面脱附；反应产物离开催化剂表面向催化剂周围的介质扩散。上述步骤中的首末两个步骤为反应物、产物的扩散过程，属于传质过程。中间三步均属于在表面进行的化学过程，与催化剂的表面结构、性质和反应条件有关，也叫化学动力学过程。1.4.2 反应动力学方程MAL氧化酯制备MMA的本征反应动力学方程形式表达如下由此可知,MAL氧化酯制备MMA的本征反应动力学方程可用指数式中 r-反应速率K-反应速率常数a-MAL的反应级数b-MeOH的反应级数C-的反应级数由于该反应在恒温、恒压、氧气流速不变的条件下进行的,并且在反应液中鼓泡连续的供应,可以认为在反应过程中近似为一常数。因此,上式可简化为：将MAL表示表示,MeOH用表示，用转化率x替代两个浓度后方程写成：式中：X-转化率-初始物质的量浓度,-初始物质的量浓度,由方程可知:如果以X为x轴、r为y轴作图,利用软件进行非线形拟合后即可以得到参数k、a和b的值。反应速率常数又可用下式：式中：-为指前因子 Ea-反应的活化能, R-摩尔气体常数,8.314 T-反应温度,K反应速率方程为：r=9.73104MAL0.7exp-32.28103/RTmol/Lh1.5 工艺条件的确定摩尔比 n MeOH /n MAL =75，催化剂含量 3.6%, pH=10.5, y氧气流速 6 mL/min，反应4h时的结果.可以看到,随着反应温度的提高，MAL的转化率和MMA的选择性都出现先升高后下降的趋势. 当反应温度为 50时，MAL的转化率和 MMA 的选择性均达到最高点分别为 99.7%和 87.2%.由于 MAL 氧化酯化生成 MMA 为气液固三相放热反应，当反应温度低于50时，转化率受反应速度控制，温度越高，反应速度越快，转化率越高；当反应温度高于 50 时，转化率不再受反应速度控制，但随着反应温度的升高，氧气在液体中的溶解度减小，MAL 的平衡转化率下降；低温50时，MAL 氧化容易生成副产物异丁酸甲酯，而随反应温度的升高 MMA 易发生聚合反应，生成MMA 的二聚物. 所以，MAL 的转化率和 MMA 的选择性随反应温度的升高出现极大值。1.6 反应器结构设计1.6.1气体分布器结构设计气体分布器位于浆态床的底部，它有三个作用：支撑床层上的催化剂；起分布作用，使气体通过分布器的孔结构后均匀分布在床层的整个截面上，提供良好地起始流化条件；导向作用，可以抑制聚式流化的恶性发展，有利于保持床层的稳定。生产时间证明，气体分布器的设计对反应器操作的稳定性影响很大。气体分布器是流化床反应器的一个重要的构件，它位于流化床的底部，其作用是将反应气体均匀的送入流化床，保证良好的起始流化条件和稳定操作状态，引发流化，维持床层颗粒连续运动和均匀分布气体的作用。对于大直径的流化床，为了使气体在分布板上能均匀分布，一般在进入反应器后先经过预分布器分布一次，然后进入分布板。气体分布器的要求：在床层内使气体均匀形成分散小气泡；在分布板上不形成停滞颗粒的死区；防止颗粒落下或堵塞出口；支承固体颗粒重量。1) 使用类型工业规模流化床的气体分布板主要型式是多孔板、泡罩、喷嘴等形式。按气流喷出方向可分为直孔型和侧孔型两类，如下列图所示： 聚式：图1-2直孔式分布板 图1-3凹型分布板 图1-4 直孔泡帽分布板 式：图1-5侧缝锥帽分布板 图1-6 侧缝泡帽分布板 图1-7侧缝条型分布板分布器的设计主要应考虑气体在液相中的分散效果及整个床层催化剂的有效悬浮。目前较多的采用倒置结构的气体分布器，它可以使反应器底部催化剂在剧烈的气流运动中有效悬浮，但是气体分布器的分布孔容易被催化剂浆液堵塞，使流化效果变差，产生偏流甚至沟流。应对这种情况，MMA合成浆态床反应器采用一种新的防堵式气体喷嘴的设计分布器。将分布器与其他内件联合使用，可以实现气体的较好分布，而本身不会被催化剂浆液堵塞。其喷嘴结构图如图3-11所示。图1-8浆态床防堵式喷嘴式结构图上图为该喷嘴的结构图，由三部分组成，具体包括喷嘴外套，喷嘴内件和一个球体。图中的图A、图B和图C是该喷嘴的部件剖视图。图A所示的喷嘴外套下部为外螺纹，便于安装和更换，中部为内螺纹结构，以便将喷嘴内件以及球形物装在喷嘴外套内。图B所示为安装在喷嘴内套件中的球体剖面图。图C所示的喷嘴内件是安装在喷嘴外套内的用于固定球形物的部件，它的下部为外螺纹结构以便与喷嘴外套相联，在其侧面开有若干个孔。2) 压降和开孔率气体通过分布板时要求一定的阻力降，以防止在流化过程中由于气体流量的波动出现不正常操作状态，起一定的阻尼作用，亦即对已建立的良好流化条件保持较大的稳定性。分布板的压降主要取决于开孔率，所以，分布板开孔率的大小对流化质量、床层压降、和过程操作的稳定性有直接的影响。开孔率过大，分布板压降就小，流化床操作稳定性差；分布板压降越大，操作稳定性越高。但若开孔率过小，压降过大，动力消耗大，经济上又不合理。综合考虑，选择具有临界开孔率的分布板。临界开孔率又分为“布气临界开孔率”（要求均匀分布气体）和“稳定性临界开孔率”（使良好的均匀布气能继续保持），与此相对应的有“布气临界压降”和“稳定性临界压降”。分布板压降收到气体引入和床层两方面的影响，其中必定有一个是主要矛盾，起着主导和决定作用。所以具体确定时，布气临界压降和稳定性临界压降中哪一个数值大，就取哪一个作为分布板压降的依据；开孔率则相反，哪一个数值小就取哪一个作为分布板开孔率的依据。3) 数和孔径的确定床层内径3.5m，即3500 mm取孔径d=6 mm，则孔数N：N=(dDT1)2=0.009(63500)2=3062.53063装置气体分布器的防堵式喷嘴采取中间呈等三角形排列，最外23圈采用同心圆排列，以消除三角形等排列造成喷嘴与床壁距离不均的缺点，若在同心圆与三角形排列间有多大的空间之处，可酌情适当加喷嘴。4) 缝隙高度缝隙高度就是喷嘴的下缘与分布器的距离，也就是气体离开喷嘴进入床层的通道。喷嘴高度决定于气体流出喷嘴的缝隙速度，缝隙速度越大，给固体颗粒的动能也就越大，使粒子在床层底部呈激烈湍动，有利于消除死床，防止分布器堵塞和烧结。但是过高的缝隙速度加快了分布板的磨损，为了妥善处理这两者的关系，可把分布板的阻力调整在喷嘴的立管部分，选定开孔率时应以中心管为基准，高度仅满足指定速度的要求。为了防分布器在长期使用运转过程中被堵塞，防堵式分布帽的缝隙速度必须大于水平噎塞速度，即易噎塞速度。ucs=132ss+1000dp0.4=3.2m/s可取缝隙速度uf等于或大于颗粒的水平噎塞速度的两倍，本装置取两倍，即6.40 m/s，取缝隙外径为10 mm。f =vufN=30.56 m2h =fdf=30.56 10=0.97m2中：f ：缝隙面积，mm2df ：缝隙外径，mmh：缝隙高度，mm圆整为1.00 mm。5) 喷嘴中心距由以上计算可得出喷嘴平均中心距：s=DT1N0.907=350030630.907=57.36mm6) 二次气体分布器二次气体分布器是设在浓相段为使气体进行再分布的塔内件，也是该浆态床反应器的特点之一，其高度一般设在浓相段高度的三分之二处，当气体经过一次分布板分布后，由于催化剂浆液的作用，小气泡会慢慢合并而导致浓相段气含率的降低，降低反应的传质速度，因而设置了二次分布板。二次分布板采用孔板式。1.6.2 内套筒内套筒主要是为浆态床气液分离而设定的，它为浆态床反应器内的浆液提供一个循环流化的通道，同时它通过变径来实现气速的变化，使得气体到达浆态床反应器的上部时气速减小，从而对浆液的拽力减小，有利于实现气液分离。其尺寸主要包括有直径、扩大段直径和高度。内筒套的直径就是浆态床的直径，D1=3.5 m。扩大段的延伸长度为内套筒直径的0.1-0.2倍，因而可求得扩大段的延伸度为0.7 m。扩大段与直立段的的倾角约为3到5度，因此可计算得到扩大段直径为3.6 m。1.6.3 升气管升气管是设置在反应器浓相段的一个塔内件，它将部分由反应器底部进入的新鲜原料气直接送到反应器中上部，这样可以提高反应器浓相段中上部新鲜原料气的气含率，使得反应的推动力原料气的浓度差增大，加快催化反应的速度，其形式可采用盘状和直立型两种形式。盘状结构与液体分布器相似，只是其开口朝上，在其末端安装了一系列的防堵喷嘴，喷嘴的气体开口斜向下与上升的催化剂接触进行反应。直立型升气管结构比较简单，其形式是将一部分气体通过若干根管线引到反应器的中上部，上升气体在经过二次分布板的重新分布后与催化剂进行反应。升气管的高度位于二次分布板的下方1020 mm，其开孔率根据压力平衡计算约为底部开孔率的3050%。1.6.4分离器（1）固液分离器固液分离器是设置在反应器上端的反应器内构件，当气流速度增大，经过反应器上部的变径内筒套仍旧没有得到分离的部分催化剂和溶剂进入到反应器上部的固液分离器，固液分离器对产品气进行塔内的最后分离，值得催化剂和溶剂回流到反应床层，实现产品的分离。（2）气固分离器类型从本装置浆态床顶部排出的气体虽然经过扩大段沉降，但还带有相当数量的颗粒细粉，造成固体颗粒的大量损失，不仅提高产品成本，还增加了产品分离处理负荷。从浆态床本身操作而言，细粉的带出将破坏浆态床内颗粒分布，影响反应质量；大量细颗粒的逸出又造成环境污染。所以气固分离装置是回收细颗粒的重要部件。目前，气固分离装置主要是旋风分离器和过滤器。但过滤器阻力大，而且固体细粉粘附于过滤器表面，容易产生二次反应，引起燃烧爆炸。旋风分离器则是良好的气固分离装置。它主要由离心力作用把固体颗粒和气体分开，目前在浆态床反应器中广泛运用。其特点是结构简单、设备紧凑、沉降颗粒可方便地连续返回床层，维持床层的颗粒大小分布、保证流化质量。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，故本反应器采用两级旋风分离器。第一级采用在反应器上已经广泛应用的PV型旋风分离器，如图5-12所示；图1-9 PV型旋风分离器结构示意图关键的第二级使用的是结构独特的PV-E型旋风分离器，如图3-13所示：图1-10 PV-E型旋风分离器结构示意图计算以标准旋风分离器的尺寸计算方法作为估算，切向进口速度ui取为1218 m/s较合适，此处取ui=15 m/s。切向进口面积：Si=qvui=9.914815=0.66 m/s旋风分离器直径：D=8Si0.5=2.30 m实际切向进口速度：Ui=qvSi=15.02 m/s1.7反应器进出口主要物料表1-3 反应器进口物料组成空气进料甲醇进料MAL进料质量流量（kg/h)764975811.757473.07摩尔流量（kmol/h）265.122366106.62反应条件T=70oC P=0.3MPa表1-6反应器进口物料表物质质量流量（kg/h）流量（kg/h）MMA10535.828105.232MAL97.3691.3892H2O1895.904105.328甲醇72435.0712260.77氮气5879.888209.996氧气99.923.1211.8反应器计算(1) 催化剂装填量反应器进料质量流量为90933.82 kg/h，反应时间为1.5 h，催化剂用量为=3.4%，所以催化剂装填量为6196.72kg。考虑到20%的设计余量，催化剂的装填量为7745.9kg。(2)床径的确定床径可按气体处理量和操作速度由流量方程计算求得：V=D24u3600即 D=4V3600u式中V为原料气中的体积流量，m3/h带入相关数据可求得：D=43470.153436000.1=3.5042m在化工生产中，处特殊要求外，一般均采用圆形截面床体。一般而言，采用夹套形式的反应器内套管与外壳的直径比0.70.9之间较为合适。因此浆态床床径为 D=3.5m，反应器外径为D=4m(3)反应器壁厚选材16MnR，其密度约为7850kg/m3。反应器壁厚计算该反应器筒体选材为16MnR，根据反应条件，利用壁厚公式，求得壁厚为：=PcDi2t-Pc假设厚度在616mm范围内，查GB150-1998，可得在70下其许用应力t=170Mpa。则有=0.33400021700.85-0.33=4.5727mm取钢板负偏差C1=0.3mm , 腐蚀裕量C2=1.0mm 则C=C1+C2=0.3+1.0=1.3mm因此所需厚度应为=4.5727+1.3=5.5727mm圆整为钢板规格厚度后为6mm。(4)封头设计计算式如下：=PcDi2t-0.5Pc选用标准椭圆形封头型号为EHA，长短轴比值为2，取其形状系数K=1，则D/2hi=2，外径D为4000mm。则其圆边高度为hi=1000mm。壁厚即为反应器壁厚6mm，直边高度为25mm。材质同样选用16MnR。筒体质量m1=VRi=3068.56kg封头质量m2=6DN+22hi+-DN2hi+4DN+22-DN2h7850=832.92kg主体质量m=m1+m2=4734.4kg1.9使用SW6-2011详细计算表1-4R201反应器圆筒设计立式搅拌容器校核计算单位重庆三峡学院 “今烯何烯”团队筒体设计条件内筒设计压力pMPa0.3设计温度tC70内径Dimm1500名义厚度dnmm8材料名称Q345R许用应力s189stMPa189压力试验温度下的屈服点s345钢材厚度负偏差C1mm0.3腐蚀裕量C2mm1厚度附加量CC1C2mm1.3焊接接头系数f0.85压力试验类型液压试验压力pTMPa1筒体长度Lwmm4500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椭圆形名义厚度dnmm88材料名称Q345RQ345R设计温度下的许用应力stMPa189189钢材厚度负偏差C1mm0.30.3腐蚀裕量C2mm22厚度附加量CC1C2mm11焊接接头系数f1.31.3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校核合格质量m kg1338.79157.38157.38搅拌轴计算轴径mm备注表1-5 R201合成反应器圆筒体内压计算内筒体内压计算计算单位重庆三峡学院“今烯何烯”团队计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件筒体简图计算压力 Pc0.3MPa设计温度 t70 C内径 Di1500.00mm材料Q345R(板材)试验温度许用应力 s189MPa设计温度许用应力 st189MPa试验温度下屈服点 ss345.00MPa钢板负偏差 C10.30mm腐蚀裕量 C21.00mm焊接接头系数 f0.85厚度及重量计算计算厚度d = = 1.40mm