4-2反应器设计说明书

中化泉州石化有限公司10万吨/年甲基丙烯酸甲酯项目反应器设计说明书目 录第一章 概述11.1 化学反应器的分类1 1.1.1 固定床反应器1 1.1.2 浆态床反应器31.2 化学反应器设计的基本内容41.2.1 反应器设计的基本内容41.2.2 反应器设计基本方程51.3 本项目设计概述6第二章 甲基丙烯醛（MAL）合成反应器设计72.1反应器型式选择72.2反应原理72.2.1 反应方程式82.2.2 催化剂选择92.2.3反应器模型建立92.2.4反应条件112.2.5反应动力学参数112.3反应体积计算122.4工艺条件的选择162.4.1 温度162.4.2 压力162.4.3进料比172.5反应器尺寸设计182.5.1 反应器列管长度和数目计算182.5.2 催化剂床层压力降核算192.5.3 反应器多物理场耦合计算202.5.4 反应器内径和长度设计242.6 反应器热量衡算262.6.1取热介质选择及用量272.6.2 换热面积校核282.7反应器机械设计292.7.1 反应器封头设计292.7.2 反应器气体分布器设计302.7.3 反应器支座设计312.7.4 反应器接管法兰设计312.7.5 催化剂支托结构设计322.7.6 反应器拉杆设计332.7.7 反应器连接结构设计332.8反应器参数汇总342.9 反应器机械强度校核35第三章 甲基丙烯酸甲酯合成反应器设计503.1 反应原理及催化剂的选择503.2反应器型式选择513.3反应器模型建立523.4反应动力学533.4.1 反应动力学方程533.4.2 反应动力学参数543.4.3 反应热力学参数553.5反应体积计算553.6反应器尺寸设计573.6.1反应区密相段床层直径设计573.6.2扩大段直径计算573.6.3浆态床壳体高度设计573.6.4浆态床反应器热量衡算583.7反应器壁厚设计593.8反应器机械设计603.8.1 反应器封头设计603.8.2反应器接管法兰设计613.8.3 反应器连接结构设计623.9 反应器创新633.10反应器参数汇总643.11 反应器机械强度校核65第四章 甲基丙烯酸合成反应器设计774.1 反应原理及催化剂的选择774.2反应器型式选择784.3反应器模型建立784.4反应动力学784.4.1 反应动力学方程784.4.2 反应动力学参数794.4.2 反应热力学参数804.5反应体积计算804.6反应器尺寸设计824.6.1反应区密相段床层直径设计824.6.2扩大段直径计算824.6.3浆态床壳体高度设计824.6.4浆态床反应器热量衡算834.7反应器壁厚设计844.8反应器机械设计854.8.1 反应器封头设计854.8.2反应器接管法兰设计864.8.3 反应器连接结构设计874.9反应器参数汇总874.10 反应器机械强度校核88附 录100附录A 甲基丙烯酸甲酯合成反应器R-0301条件图100附录B 甲基丙烯醛合成反应器R-0201条件图101 中化泉州石化有限公司10万吨/年甲基丙烯酸甲酯项目反应器设计说明书第一章 概述任何化工过程的生产，从原料到产品的过程都可以概括为下列三个组成部分：原料的预处理、化学反应和产品的分离。原料的预处理是按照化学反应的要求，将原料进行处理，例如，提纯原料，除去对反应有害的杂质；加热原料使其达到化学反应要求的温度；如原料为固体，将其进行破碎，以利于反应等等。这些预处理操作都属于物理过程。反应产物的分离，主要也是物理过程。而化学反应则是一种或几种物质转化为所需物质的化学过程。所以，化学反应这一步是整个生产过程的核心，是起主导作用的一步。化学反应器则是生产过程的核心设备。1.1 化学反应器的分类工业生产中使用的反应器型式多种多样，分类方法也有很多种，例如，可以按照物料聚集态分，可以按反应器结构分，可以按热交换情况分，还可以按反应器内的温度分布、操作方式等分类。其中，最常用的是按照相态进行分类。工业生产中应用广泛的几种反应器型式如图1-1所示。1.1.1 固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器，是装填有固体催化剂或固体反应物用以实现多相反应过程的一种反应器。固体物通常呈颗粒状，粒径215mm左右，堆积成一定高度（或厚度）的床层。床层静止不动，流体通过床层进行反应。它与流化床反应器及移动床反应器的区别在于固体颗粒处于静止状态。固定床反应器主要用于实现气固相催化反应，如氨合成塔、二氧化硫接触氧化器、烃类蒸汽转化炉等。用于气固相或液固相非催化反应时，床层则填装固体反应物。涓流床反应器也可归属于固定床反应器，气、液相并流向下通过床层，呈气液固相接触。固定床反应器有三种基本形式： 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。 径向绝热式固定床反应器。流体沿径向流过床层，可采用离心流动或向心流动，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。图1-1 工业常用反应器型式 列管式固定床反应器由多根反应管并联构成。管内或管间置催化剂，载热体流经管间或管内进行加热或冷却，管径通常在2550mm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。例如：当反应热效应大或需分段控制温度时，可将多个绝热反应器串联成多级绝热式固定床反应器，反应器之间设换热器或补充物料以调节温度，以便在接近于最佳温度条件下操作。轴向绝热式 径向绝热式 列管式 多级绝热式图1-2 固定床反应器型式固定床反应器的优点： 返混小，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。但是，固定床反应器也存在明显的缺点： 传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器也可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许温度）。 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适用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。1.1.2 浆态床反应器浆态床反应器其特征在于反应器至少包括以下四部分部件：入口气体分布器，换热管部件，固液分离部件，出口除尘除沫器部件，所以浆态床与其他反应器相比，其优点是：（1）持液量大，具有良好的传热传质和混合性能，反应温度均匀，反应器中无热点从在，即使应用于强放热反应也不会发生超温现象；（2）采用很细的催化剂用量，催化剂内外传递的阻力均较小，即使对于快速反应，效率因子也能接近于1，能充分发挥催化剂的作用；（3）对活性衰减迅速的催化剂，可方便的排出或更换催化剂；（4）可内置外置冷却设施，方便的排出反应热。其缺点：（1）从液相产物中分离固体催化剂，常需附设装置费用昂贵的过滤设备；（2）液相连续操作时返混大，流型接近于全混流，要达到高转化率，常需几个反应器串联；（3）液固比高，当存在均相副反应时，会使均相副反应显著增加。从其优缺点比较，其优点大于缺点，而发展迅速。浆态床反应器一般有循环式反应器，射流式反应器，沉降式反应器，机械搅拌釜式反应器，气流鼓泡悬浮反应器5种，其优点基本一样，但缺点各有不同：循环式，射流床反应器能耗较大，且易于造成催化剂的磨损，射流床不适于催化反应过程；沉降式反应器适用于间歇过程，一般更多用于废水处理的过程，不宜做连续生产；机械搅拌釜式反应器由于能耗过大对催化剂磨损高，常用作实验室反应器；气流鼓泡悬浮反应器存在的不足是：气体入口喷嘴设置在反应器底部，气体自下而上经过气体分布器，在出现故障断气时容易造成堵塞或逆流，固体悬浮液排出进行处理，如果需要将催化剂返回，需要较大的能耗和造成机械磨损。反应在浆态床中进行时，气体以鼓泡形式通过悬浮有固体细粒的液体(浆液)层，以实现气液固相反应过程的反应器。浆态反应器中液相可以是反应物，也可以是悬浮固体催化剂的载液。例如,许多不饱和烃及其衍生物的加氢反应属于前者;乙烯或丙烯的聚合反应采用悬浮有催化剂的环己烷则属于后者。1.2 化学反应器设计的基本内容工业反应器设计的任务是根据给定的生产能力，确定反应器的型式和适宜的尺寸以及相应的操作条件，使反应过程有最大收益，这就是反应器设计的优化。然而在反应器投产运转以后，还必须根据各种因素和条件的变化作出相应的修正，以使它仍能处于最优的条件下操作，即还需进行操作的优化。1.2.1 反应器设计的基本内容 选择合适的反应器型式和结构根据反应系统的动力学特性，如反应过程的浓度效应、温度效应及反应的热效应，结合反应器的流动特性和传递特性，如反应器的返混程度，选择合适的反应器类型以满足反应过程的需要，使反应结果达到最佳。反应器结构是指为保证一定的传递特性反应器所必需的整体结构及相应的部件结构。 确定最佳的工艺条件操作工艺条件，如反应器的进口物料配比、流量、反应温度、压力和最终转化率等，直接影响反应器的反应结果，也影响反应器的生产能力。在确定工艺条件时还必须使反应器在一定的操作范围内具有良好的运转特性，而且要有抗干扰的能力，满足操作稳定性的要求。 计算所需反应器体积根据所确定的操作条件，针对所选定的反应器型式，计算完成规定生产能力所需的反应器体积，同时由此确定优化的反应器结构和尺寸。1.2.2 反应器设计基本方程反应器设计的基本方程包括反应动力学方程式、物料衡算方程式、热量衡算方程式和动量衡算方程式。反应动力学方程式是化学反应器设计的基础。 物料衡算方程式物料衡算方程式以质量守恒定律为基础，是计算反应器体积的基本方程。对间歇反应器和全混流反应器，由于反应器中浓度均匀，可对整个反应器做物料衡算。对于反应器中物料浓度沿反应器长度具有分布的反应器，应选取反应器微元体积，假定在这些微元体积中浓度和温度均匀，对该微元作物料衡算，将这些微元加和起来，成为整个反应器。对整个反应器或对反应器微元体积进行某反应组分的物料衡算，基本公式为：某组分流入量=某组分流出量+某组分反应消耗量+某组分积累量在不同情况下，上式可作相应简化。对于间歇过程，由于分批加料、卸料，反应过程中某组分流入量和流出量为零。对非定态反应器，则上式各量均需要考虑。 热量衡算方程式热量衡算方程式以能量守恒与转化定律为基础。在计算反应速率时必须考虑反应体系的温度，通过热量衡算可以计算反应器中的温度的变化。与物料衡算相仿，对整个反应器或某一微元体积进行反应体系的热量衡算，基本公式为：物流带入的能量=物流带出的能量+反应热+热量的累积+传向环境的热量式中的反应热项，放热反应时为负值，吸热反应时为正值。不同情况下，上式可以简化：对于间歇过程，反应过程中带入与带出的能量为零；对连续流动反应器，在定态条件下，热量累积项为零；对等温流动反应器，在定态条件下，物流带入热量等于物流带出热量再加上取热量；对绝热反应器，传向环境的热量为零。 动量衡算方程式动量衡算方程式以动量守恒和转化定律为基础，计算反应器的压力变化。当气相流动反应器的压降大时需要考虑压力对反应速率的影响，此时需进行动量衡算。物料衡算方程式和反应速率方程式是描述反应器性能的两个最基本的方程式。反应器设计可采用经验方法和数学模型方法。1.3 本项目设计概述本项目设计为甲基丙烯酸甲酯项目，以抽余碳四为原料。工艺路线由异构反应精馏法制高纯度异丁烯、甲基丙烯醛氧化法制甲基丙烯酸和异丁烯直接甲基化法制甲基丙烯酸甲酯三部分构成。工艺系统共包含丁烯异构反应、异丁烯萃取及萃取剂回收、甲基丙烯醛合成、甲基丙烯醛精制、甲基丙烯酸合成及精制、甲醇回收、甲基丙烯酸甲酯合成、甲基丙烯酸甲酯精制、废气废水处理九个工段，采用闭式工质循环（间接蒸汽）压缩式热泵系统、萃取精馏、差压热集成双效精馏等多项节能措施，具有工艺先进、技术成熟、经济合理、能耗低及经济与环保优势显著等工艺特点。本项目主要涉及到的反应器有甲基丙烯醛（MAL）合成反应器、甲基丙烯酸甲酯（MMA）合成反应器和甲基丙烯酸（MAA）合成反应器。本次设计对核心设备MAL合成反应器进行了结构选型，并对反应器的制造工艺进行了详细的说明，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MAL合成反应器，进行了体积计算，确定了反应器的体积、结构及内构件规格，并对反应器的换热和压降进行了核算。Mars 103第二章 甲基丙烯醛（MAL）合成反应器设计甲基丙烯醛（MAL）是一种化学物质，主要用于共聚物和树脂制造，是甲基丙烯酸的生产原料和热塑性塑料单体原料。合成原料一般为异丁烯或叔丁醇，通过使用一种氧化催化剂组合物，可以稳定地生产高产量的甲基丙烯醛，这种氧化催化剂组合物具有比较简单的结构组成，并因此可以简单地制备，而且它不仅具有由于优良的热稳定性和抗还原性而延长了的催化剂寿命，而且具有对甲基丙烯醛优良的选择性，且催化剂中不包括对环境产生污染和毒害的成分。本章对异丁烯生产甲基丙烯醛（MAL）过程中的合成反应器进行了设计和优化。22.1反应器型式选择通过第一章的叙述，可以知道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输入输出，而且可以使用小颗粒的固体或催化剂。但其缺点也很明显，由于催化剂颗粒的剧烈运动，造成固体颗粒与流体严重返混，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流动接近平推流，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MAL的过程来说，该反应可在300400下反应，一般选择的温度在350400，但该反应是强放热反应，反应时会放出大量的热量，这些热量需要及时从反应器内移走以保证反应器平稳运行。本反应选用Mo-Bi体系催化剂，对MAL有较高的选择性。综合上述考虑，为了最大限度的发挥催化剂高选择性和高转化率的优势，及时移走反应热量，减少催化剂的损失，设计采用技术最成熟的列管式固定床反应器，管间采用锅炉给水发生蒸汽取走热量。2.2反应原理异丁烯选择性氧化制备MAL的反应机理一般被认为是异丁烯在催化剂上吸附脱去-H，形成烯丙基中间体，接着烯丙基中间体与氧原子结合生成MAL，同时脱去一分子水；随后空气中的氧再将催化剂重新氧化。用于异丁烯选择氧化的催化剂必须具备以下4个功能：（1）化学吸附异丁烯；（2）可脱掉烯烃中的-H；（3）插入氧；（4）形成氧化还原循环。对于混合氧化物催化剂，Bi3+对于异丁烯的化学吸附和氧的插入起着重要作用，氧化循环如图2-1所示：图2-1混合催化剂氧化循环机理2.2.1 反应方程式本反应器发生的主要反应为异丁烯氧化生成MAL，该反应温度高，且是一个强放热反应。异丁烯选择性催化氧化是在固定床反应器中常压下用空气氧化，氧化产物比较复杂。通过查阅DelmonB的文献，可知异丁烯氧化后，液相产物主要有MAL、MAA等，气相主要包括CO、水蒸气、N2等。（反应产物由上海科创GC900A气相色谱仪在线分析测定），具体的反应过程如下所示： C4H8+O2=MAL+H2O ()2C4H8+3O2=2MAA+2H2O ()C4H8+4O2=HAC+2CO+2H2O () 其中，反应()的反应速率较快，易达到平衡，反应()()反应速率较慢，为控速步骤。2.2.2 催化剂选择异丁烯与氧化反应的催化剂属于Mo-Bi系催化剂，异丁烯工业制备MAL所采用的催化剂主要是以Mo-Bi-Fe-Co-O为基础的混合氧化物，通过掺杂其他原子可对该混合氧化物进行改性；此外，反应条件如原料比、空速等对MAL的制备也有影响，而这些因素互相关联。田伟在异丁烯选择氧化制备甲基丙烯醛催化剂和王蕾在Seleetive oxidation of Isobutylene over Cs-Promoted Mo-Bi-Fe-Co-O Catalyst（Chinese Journal of Chemical Engineering, 2005(05):135-138）中分别具体论述了各种组分催化剂的选择性、收率及优缺点。研究表明，Mo-Bi系复合氧化物催化剂效果较好，在催化剂中添加少量稀土元素，MAL的选择性明显提高。本次设计选择Mo-Bi系复合氧化物催化剂，其分子式为Mo12Bi16Ce4Fe1Co8Cso0.4K0.2Ox。其具体规格如表2-1所示。表2-1 催化剂参数名称Mo12Bi16Ce4Fe1Co8Cso0.4K0.2Ox种类Mo-Bi系形状球形（5-6mm）BET表面积270 m2/g孔容0.44 cm3/g堆积密度0.280 g/cm3空速（GHSV）3000 h-1孔隙率0.67142.2.3反应器模型建立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MAL合成反应器作理想化处理，提出以下几点假设：（1）在垂直于流体流动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流动所引起。按以上假设，采用拟均相一维平推流模型，即忽略反应器的径向温度分布和浓度分布，只考虑反应器的轴向参数的变化，并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做管式反应器分析，达到稳态后，随物料流动的轴向而变化，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衡算。进料量： 输出量： 反应量： 则微元体积的物料衡算式为：化简然后进行积分可得：物料衡算微分方程：热量衡算微分方程：经整理后，可得到如下的积分方程和微分方程：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/(m2 K)；xA反应物A的转化率。2.2.4反应条件由Aspen流程模拟可知，反应物料是由加热炉中出来的物流，进入反应器的温度为380，反应器恒温操作，管间产生蒸汽取走反应热。由文献得知，反应压力常压即可，故选择的反应压力与进料压力一样为1.2bar。2.2.5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。表2-2 相关动力学数据表动力学参数数值（653K）K17.731014 s-1K27.58108 s-1K31.577107 s-1Ea1169744 J/molEa2120277 kJ/molEa3114677 kJ/mol（3）反应热力学参数通过查阅文献，同时利用纯物质化学性质查询软件，可以获得各物质的标准摩尔生成焓和恒压热容计算公式，各参数如表2-3所示。恒压热容计算公式如下Cp=A+BT+CT 2+DT 3 kJ/(mol K)表2-3 各物质基础热力学数据物质fHi (298.15K)kJ/molAB103C105D108C4H888.896.88829322.498-16.71523.38974O229.2626.008211.7472-0.234106-0.056194MAL38.9523.1550.6994-0.64976.113H2O 33.5432.4150.3422141.28514-0.4408MAA 331.010.615.6613.31919.549HAC265.126.30241025.723-56.0808311.15773CO28.9427.487084.2485180.25085-0.12445不同温度下的反应焓变计算公式为：通过该方程计算可得反应热数据如表2-4。rHm=A+BT+CT 2+DT 3+ET 4 J/mol表2-4 MAL合成反应反应热数据表反 应rHm (298.15K)kJ/molABC103D105E108C4H8+O2=MAL+H2O-45.66-11262024.71-82.16.33-8.6552C4H8+3O2=2MAA+2H2O-463.52-49683.435.027-245.63-9.58C4H8+4O2=HAC+2CO+2H2O-265-29484.814.348-207.57.54-7.8552.3反应体积计算在反应器选型、催化剂选择、机理分析、动力学分析确定之后，在Mo-Bi系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化学反应工程模块在选定的操作条件下对反应器C4H8转化率、各物料浓度分布和各物料摩尔流率随反应时间的变化关系进行模拟，具体结果如图2-2、图2-3和图2-4所示。图2-2 MAL合成反应器异丁烯转化率与反应时间关系图2-3 MAL合成反应器各物料浓度与反应时间关系图2-4 MAL合成反应器各物料摩尔流率与反应时间关系由各物质浓度随时间变化可以看出，当反应时间为35s的时候，异丁烯的转化率达到94%，其转化率和MAL的选择性已基本达到工业化反应要求。此后即便反应时间再延长，MAL的产率和选择性也没有很大的变化，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35s。由于在使用COMSOL模拟时是用以催化剂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内。根据模拟过程的物流信息，混合进料的体积流量102473m3/h，反应的空速GHSV=3000h-1，则反应器催化剂床层体积为：M床=V0GHSV=1024733000=34.15 m3 各物料浓度随反应体积的变化关系如图2-5所示。图2-5 MAL合成反应器各物料摩尔流率与反应体积关系催化剂的质量为：MCat=VRB=34.15280=9562 kg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。表2-5 反应器Aspen模拟物料数据表项目进料出料摩尔流率kmol/h2264.522263.08体积流率 m3/h102473111699温度 380380压力 bar1.21.1气相分率11组分摩尔流率 kmol/hC4H8161.7031.217O2323.4161.213C4H6O0157.508H2O485.1645.671MMA00HAC00.084CO00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。2.4工艺条件的选择2.4.1 温度异丁烯与氧气生成MAL为放热反应，单位温升较高，如果采用绝热反应器，反应器的出口温度太高，将会对催化剂、反应器和反应体系造成破坏性影响。通过查阅文献，该反应的温度一般控制在260480，通过Aspen Plus软件对反应温度进行灵敏度分析，结果如图2-6所示。图2-6 反应各生成物质量流率随反应温度变化关系由图可看出，随着反应温度的升高，异丁烯的质量不断减小，即异丁烯的转化率持续增加，到380附近达到最高。因此，设计选定380为反应温度。2.4.2 压力通过查阅大量文献，发现异丁烯和氧气的反应主要在常压下进行，Wang Lei的动力学研究是在常压下进行的。因此，对反应压力对产物分布进行灵敏度分析，如图2-7。图2-7 反应各生成物质量流率随反应压力变化关系由图2-7可看出，随着反应压力的升高，各物质的质量流率变化不明显。因此，设计选定1.2bar为反应压力。2.4.3进料比异丁烯与氧气的进料比的不同对反应的选择性影响不是很明显。通过Aspen Plus，我们对进料比对产物分布进行灵敏度分析，结果如图2-8。图2-8 反应器进料比对产物分布的影响由图2-8可以看出，通过改变氧气的质量流率，从而改变反应器进料比。随着氧气质量流率的增加，各物质的质量流率无明显变化，因此单纯的认为进料比的改变对反应影响不大。但是，随氧气进料的增加，整个工段的设备费用、操作费用和过程能耗都增大。综合以上因素考虑，设计采用的异丁烯和氧气的进料摩尔比为1:2，反应器异丁烯进料速率为161.7 kmol/h，氧气进料速率为323.4 kmol/h。2.5反应器尺寸设计2.5.1 反应器列管长度和数目计算该反应器所选用催化剂粒径5.6mm，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50mm2.5mm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，该模型应满足的条件为：当雷诺准数Re10时，Pea=2。此时，有：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5.6mm，因此本设计选择催化剂的填充高度为L=5.04m，圆整为5.1m，列管管长l=5.5m。催化剂床层的横截面积为：AR=VRL=34.155.1=6.70m2取反应进料空床线速度 um=4.2m/s催化剂床层的直径约为：D=4V0um=410247336004.2=2.938m反应器床层空间：V床空间=4D2h=42.93825.1=34.56m3满足催化剂装填体积要求量。根据国标GB/T17395-2008，列管选用50mm2.5mm的管子。反应器单管横截面积为：Ai=di24=(0.05-0.005)24=1.5910-3m2反应器列管数目：n=ARAi=6.701.5910-3=4213.8根圆整可得反应器列管数目为4214根。2.5.2 催化剂床层压力降核算固定床压力降计算公式为：Re=dpum11-f=150Re+1.75P=fLum21-dp3其中：流体密度，kg/m3；dp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。从Aspend Plus反应器模拟中获得反应混合物有关物性数据： =0.6228 kg/m3，=3.0210-5Pas将数据代入上述计算公式求解：Re=dpum11-=0.00564.20.62283.0210-511-0.67=1469.82当Re1000的充分湍流区，则右侧第一项可以省略。因为上式求得Re1000，则：f=150Re+1.75=1.75P=fLum21-dp3=1.755.14.220.62281-0.670.00560.673=17834Pa反应压力为1.2bar，在生产过程中，固定床的压降不宜超过床内压力的15%，P18000 Pa，因此该反应器固定床层压降符合设计要求。2.5.3 反应器多物理场耦合计算使用COMSOL Multiphysics对反应器进行多物理场耦合计算。在计算过程中，我们考虑到质量传递、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速度、压力、浓度分布。在进行反应器耦合计算时，对三种反应管方案进行了验证。三种方案分别为：反应管管径0.0500.0025m，反应管内催化剂床层高度5.1m，反应管根数4214根；反应管管径0.0370.0025m，反应管内催化剂床层高度5.1m，反应管根数8335根；反应管管径0.0450.0025m，反应管内催化剂床层高度5.1m，反应管根数5335根。本次设计选用方案，下面从反应物料浓度变化、温度、压力和流速分布来检验该方案是否为最优。（1）速度分布图2-9和图2-10即为用COMSOL Multiphysics计算所得反应管内流体速度分布，从图中可以看出除了在靠近管壁处由于粘滞作用出现流速的急剧减小，在管子主体部分流体的流速分布均匀。图2-9 反应管内流体流速分布图（二维）图2-10 反应管内流体流速分布图（三维）（2）压力分布在传热、传质、动量传递相互影响情况下，反应管内压力变化如图2-11和图2-12所示，可以看出，整个反应区域压降分布均匀，不存在突变，有利于反应物流在反应器内均匀分布。图2-11 反应管内压力分布图（二维）图2-12 反应管内压力分布图（三维）（4）浓度分布三个物理场耦合后异丁烯和MAL 的浓度变化如图2-13图2-16所示，异丁烯摩尔浓度由1.4mol/m3 降到了0.1mol/m3，MAL浓度由0mol/m3 升到1.2 mol/m3。图2-13 反应管内异丁烯浓度分布图（二维）图2-14 反应管内异丁烯浓度分布图（三维）图2-15 反应管内MAL浓度分布图（二维）图2-16 反应管内MAL浓度分布图（三维）通过以上比选，方案各反应物料浓度变化较为均匀，温度、压力、流速分布合理，方案最优。2.5.4 反应器内径和长度设计2.5.4.1 反应器壳体内径设计反应器列管根数为4214根。列管排列方式选择错列正三角形排列，固定方法为焊接法。则管心距为：t=1.25d0=1.2550=62.5mm图2-17 列管排列方式示意图横过管束中心线的管数为：nc=1.1n=1.14214=71.4根（圆整为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=1.2550mm=62.5mm 壳体内径为：Di=tnc-1+2e=62.572-1+262.5=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。2.5.4.2 反应器长度设计列管长度：由前面工艺计算可知，列管长度为5500mm；筒体顶部空间（上管箱）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=7500mm。2.5.4.2 折流板设计在本反应器设计中，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=1.15m折流板间距为：B=0.3D=0.34600=1380mm=1.38m折流板数量为：NB=列管长折流板间距-1=55001380-1=3块折流板厚度取24mm。2.5.4.3反应器筒体壁厚设计（1）材料选择该反应器的反应温度控制在380左右，反应压力为1.2bar，需进行换热。反应器壳程走取热介质，设计产生1.1MPa蒸汽取走反应热，压力大约在11bar，入口温度约170。因此，筒体选用材料为S30409高合金钢。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；焊接方式选用双面焊对接接头，100%无损探测，焊接系数为=1。（2）筒体壁厚计算由于反应器为内压容器，其壁厚计算公式为：=PD2t-P+C1+C2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=1.11.1=1.2MPa。假设操作温度下所需S30409高合金钢板的厚度为1.580mm，许用压力为：t=107MPa。将数据代入计算公式，得：=28.24mm。查阅筒体标准后最后将壁厚圆整为0=30mm。满足1636mm的范围要求。有效壁厚为；e=0-(C1+C2)=30-(0.3+2)=27.7mm（3）水压试验校核S30409高合金钢常温下进行液压试验时，许用压力为 =137MPa，屈服强度为ReL=325MPa。反应器的水压试验压力为：PT=1.25Pt=1.251.2137107=1.50MPa将数据代入校核公式得试验条件下的计算压力为：T=PTDi+e2e=1.504600+27.7227.7=125.30MPa0.9ReL=0.91325=292.5MPa故有T1103Cp000=43691.588910-40.6788=1.0230w=1将以上数据代入Kern公式计算得：锅炉给水2=319.0 W/(m2K)，同理水蒸气2=65.44 W/(m2K)。（3）总传热系数K本工艺列管选用双相不锈钢，其导热系数为：=65 W/(mK)。以外管表示的总传热系数K为：代入数据计算，得锅炉给水 K = 87.52 W/(m2K)；水蒸气K = 40.13 W/(m2K)。（4）换热面积计算平均传热温差为：tm=t1-t2lnt1t2=200.87C11bar的锅炉给水蒸发生成水蒸气，其汽化潜热为r=1999.62kJ/kg则所需换热面积为：A=QKtm=5.410787.52200.87=3071.6m2反应器提供的实际换热面积为：A0=nd0l=3638.7m2实际设计传热面积A0大于按传热计算所需的传热面积A，所以符合要求。2.7反应器机械设计2.7.1 反应器封头设计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，形状系数为K=1，则 。所以，其圆边高度为：Hf=1150mm。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50mm，2000mm以上是50mm。所以对于本反应器所用封头，直边高度为50mm。最终确定的封头为标准椭圆形封头，公称直径4600mm，壁厚20mm，圆边高度1150mm，直边高度为50mm。2.7.2 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因素。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、安装时流体流动的不稳定性和压降等原因造成流体在其设备内部分布不均匀，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：（1）气体均布点较多，更接近于理想模型，更有利于气体的均布；（2）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，我们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。其具体结构如图2-18所示。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。图2-18 双通道环形气体分布装置结构示意图1-顶板 2-引气管 3-外筒 4-导流板 5-气体分配板 6-升气通道 7-分配板双通道环形气体分布装置的具体工作过程是：气体从引气管进入分布器后，被所述导流板分为左右两部分，分别进入到由外筒与顶板、内筒及气体分配板组成的环形一次气体分布空间。除小部分气体经升气通道向上运动外，主体气体经气体分配板向下运动，与管板碰撞后折而向上运动，经内外两个环形气体通道后到达反应器顶部空间，气体分别通过两个气体