3-典型设备选型说明书

典型设备选型说明书目录第一章反应器设计说明书31.1设计概述31.1.1设计依据31.1.2反应器概述31.1.3反应器类型31.2异丁烯氧化反应器（R101）设计71.2.1反应器选型71.2.2催化剂选择81.2.3反应动力学方程111.2.4工艺条件121.2.5结构参数参数设计141.2.6床层压降计算161.2.7反应器接管设计171.2.8Comsol模拟校核171.2.9机械强度校核191.2.10反应器参数汇总561.2.11设备条件图581.3氧化酯化反应器（R301）设计591.3.1反应器选型591.3.2工艺条件611.3.3结构参数设计631.3.4持液量和气液相停留时间651.3.5反应接管设计651.3.6反应器参数汇总661.3.7设备条件图67第二章塔设备设计说明书682.1塔设备选型设计依据682.2塔设备选型682.2.1塔型的选择目标和原则682.2.2板式塔的塔板类型及选择692.2.3填料塔的填料类型及选择702.2.4塔形的确定712.3塔的工艺尺寸手工计算（T103）712.3.1设计条件712.3.2结构参数设计722.3.3流体力学校核762.3.4强度核算832.3.5设备条件图1052.4塔选型结果一览表106第三章换热器设计说明书1073.1换热器选型设计依据1073.2换热器概述1073.3换热器选形原则1103.3.1外形和规格1103.3.2壳程和台数1113.3.3工艺条件限制1113.4换热器选型1153.5机械强度校核1183.5.1设备条件图1563.6换热器选型规格157第四章储罐设计说明书1594.1储罐选型依据1594.2分类1594.2.1按结构分1594.2.2按压力分1594.2.3按与地面的关系分1604.3原料产品罐选型示例1604.4生产罐选型示例1604.5储罐选型结果160第五章泵选型说明书1635.1概述1635.2选泵原则1635.2.1输送介质的物理化学性能1635.2.2现场条件1635.2.3性能参数1635.2.4综合经济指标1635.2.5装置系统管路布置1635.2.6操作条件1645.3具体泵的选型1645.4泵的选型举例1645.5泵选型结果165第六章压缩机风机选型说明书1666.1概述1666.2风机选型举例1666.3风机选型结果167第一章 反应器设计说明书1.1 设计概述1.1.1 设计依据压力容器GB 150-2011压力容器无损检测JB 47302005钢制压力容器用封头JB/T 4746-2002化工设备基础设计规定HG/T 20643-2012钢制化工容器材料选用规定HG/T 20581-2011钢制化工容器强度计算规定HG/T 20582-2011钢制化工容器制造技术要求HG/T 20584-2011钢制化工容器制造技术规定HG/T 205842011承压设备无损检测JB/T 4730.16-2005奥氏体不锈钢焊接钢管选用规定HG/T 20537.1-1992设备进、出管口压力损失计算HG/T 20570.91995石油化工企业反应器再生器框架设计规范SH 3066-2005钢制化工容器设计基础规定HG/T 2058020585-20111.1.2 反应器概述反应器是化工生产的核心设备，用于实现液相单相反应过程和液液、气液、液固、气固、气液固等多相反应过程，占有重要的地位。反应器不同于其他化工设备，不仅涉及到物理变化，还涉及到化学变化、传热、传质等过程，反应器的性能优良与否，不仅直接影响化学反应本身，而且影响产物的分离，因此，反应器设计过程中需要考虑多方面因素。反应器设计所依据的是化学反应工程理论，是化学反应工程理论的实际应用。工业应用中常见的反应器有列管式固定床反应器、流化床反应器及移动床反应器。下面进行对反应器的结构选型和较为详细的结构设计计算，并对反应器的制造工艺进行了详细的说明，对反应器的制造、组装、检验及使用进行了说明，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。1.1.3 反应器类型1.1.3.1 固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器，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。固定床反应器可分为三种基本形式：1. 轴向绝热式固定床反应器（见图 1.1.1）。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（见图 1.1.2）。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。3. 列管式固定床反应器（见图 1.1.3）。反应器由多根反应管并联构成。管内或管间放置催化剂，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。4. 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（见图 1.1.4）,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。 图 1.1.1轴向绝热式固定床反应器图 1.1.2径向绝热式固定床反应器图 1.1.3列管式固定床反应器图 1.1.4多级绝热式固定床反应器固定床反应器具有以下优点：1. 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；2. 催化剂机械损耗小；3. 结构简单；4. 固定床反应器中的催化剂不限于颗粒状，网状催化剂早已应用于工业上。目前，蜂窝状、纤维状催化剂也已被广泛使用。缺点：1. 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，超过允许范围）；2. 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，常代之以流化床反应器或移动床反应器。1.1.3.2 流化床反应器流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。按流化床的运用状况主要分为以下两类：1. 一类是有固体物料连续进料和出料的装置，主要用于固相加工过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生；2. 另一类是无固体物料连续进料和出料装置，主要用于固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程，如石油催化裂化、酶反应过程等催化反应过程，称为流体相加工过程。常见的流化床如下图 1.1.5所示：图 1.1.5流化床反应器工作示意图流化床反应器具有以下优点：1. 可以实现固体物料的连续输入和输出；2. 流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于强放热反应；3. 流化床适合使用细粒子催化剂，易消除内扩散阻力能充分发挥催化剂的效能。缺点：1. 由于返混严重，可对反应器的效率和反应的选择性带来一定影响。再加上气固流化床中气泡的存在使得气固接触变差，导致气体反应得不完全。因此，通常不宜用于要求单程转化率很高的反应；2. 固体颗粒的磨损和气流中的粉尘夹带，也使流化床的应用受到一定限制。为了限制返混，可采用多层流化床或在床内设置内部构件。这样可在床内建立起一定的浓度或温度差。此外，由于气体得到再分布，气固间的接触亦可有所改善。1.1.3.3 移动床反应器移动床反应器在化工领域应用历史悠久，经过多年发展。目前应用比较成熟的主要有石脑油催化重整、甲苯歧化、煤气化和脱硫等化学过程，另外还应用于物料干燥、传热及除尘等物理过程。移动床反应器的特点是催化剂可以在反应器内移动，连续进出反应器，而催化剂的循环速率要远小于流化床反应器，反应气体以近似于平推流的方式连续与固体催化剂接触，因此它是一种兼备固定床与流化床特点的反应器型式，操作性能及对催化剂的要求均介于固定床和流化床之间，适合于催化剂的积碳速率中等，但仍需循环再生的反应。在移动床中，固体颗粒缓慢移动并与气体或者液体相接触，按照固体与流体相对运动方向的不同分为逆流、并流和错流式移动床，即固体颗粒靠自身重力向下移动时，流体与之进行逆流、并流或错流流动。其中错流移动床中最常见的是径向错流移动床，由于这类床型将气体与固体的流路交错布置，便于气固两相分别处理，对固体的磨损破坏作用小；同时通气截面较大，过床气体阻力减少，气体的处理能力较强，在环保工程中还可以实现脱硫与除尘一体化，故较其他移动床反应器型式更具有优势，适用于固体失活或消耗型化工过程。移动床反应器具有以下优点：1. 固体颗粒可实现连续化运动；2. 使用的固体颗粒粒径范围较宽；3. 固体与流体的接触时间可在较大范围内变化；4. 固体与流体接近平推流，反应效率高；缺点：1. 固体的加入及排出装置较复杂；2. 气体处理量大时压降较大；3. 传热性能较差；4. 固体颗粒磨损较严重，需要回收及输送装备。1.1.3.4 各类反应器之间的区别三种床层最关键的在于设计床体，现在在国内设计床体大多数是采用经验估算和模拟实验，扩大到工业生产上往往存在很多缺点。它们的主要区别还需参考用途，物料的性质，既是物理过程还是化学反应过程。固定床和移动床比较适合气气、气液和液液反应，床层本身作为催化剂，优点是返混小，固相带出少，分离简单。流化床的床型是设计中很重要的，与反应体系的匹配要求比较高。此外，操作中的气速、带出量、与配套的旋风等分离设备设计比较严格。固定床、移动床和沸腾床的区分是依据向床层内通气量的大小而定，随着通气量的增加，依次是固定床、鼓泡床（沸腾床），湍动床，输送床。移动床严格意义上属于流化床的范畴，是颗粒整理向下移动，床层高度不变，例如炼油中的催化重整工艺，是典型的移动床工艺。至于应用范围和优缺点，相对而言流化床技术具有良好的传质、传热和各项均匀性，生产规模大，应用的最广泛，例如基于循环流化床开发的各种煤气化、燃烧工艺等等。固定床和移动床受传质传热的限制，规模小，但是装置投资小，例如鲁奇的碎煤气化技术就是典型的固定床，通常需要几台炉子一起交替生产，实现整个过程的连续。1.2 异丁烯氧化反应器（R101）设计1.2.1 反应器选型根据上一章对各类反应器优缺点的比较以及对项目工艺的选择，考虑异丁烯氧化是强放热反应，且伴随有众多平行-连串的副反应发生。结合工业实际情况，根据异丁烯一步氧化酯化工艺，采用与平推流模型最为接近的列管式固定床反应器作为异丁烯氧化制备甲基丙烯醛的反应设备，且该反应器单位体积换热面积最大，满足工艺需要。1.2.1.1 工艺路线日本触媒化学公司率先于1982年建成以异丁烯为原料的MMA生产装置，之后三菱人造丝、三井东亚化学等公司也先后建成以异丁烯为原料的MMA装置。最初的C4衍生物生产甲基丙烯酸甲醋工艺需经过异丁烯或叔丁醇甲基丙烯醛甲基丙烯酸甲基丙烯酸甲醋三步完成，由于该路线较长，中间产品甲基丙烯酸会腐蚀设备等原因，现在的研究逐步转移到异丁烯或叔丁醇甲基丙烯醛甲基丙烯酸甲酯两步法。此工艺的关键技术在于一步氧化异丁烯到MAL，二步氧化、酯化MAL到MMA催化剂的研究和开发。1.2.1.2 列管式固定床反应器列管式固定床反应器早在20世纪60年代就已用于(SO2)10%的气体。当时列管式固定床反应器作为换热器使用，工艺气体在壳程被加热到所需温度，然后进入装有催化剂的管程。较低的进气SO2浓度防止了过热问题的出现，而高浓度SO2产生的过热问题在当时并不存在。当工艺气体进入催化剂床后反应开始，最初造成温度上升，因此此时尚没有足够的温度梯度来移出反应热。工艺气体与冷却介质并流，其温度沿管长而升高。经过一定的距离后，反应放出的热量与移出的热量之间达到平衡，在该点曲线处于水平位置。过该点后工艺气体浓度沿管长降低，温度也开始下降。对于高浓度异丁烯的转化，反应器设计的关键之一是确定最大温差点，即热点的位置。 图 1.2.1列管式固定床反应器内放热反应的典型温度曲线在这一过程中，反应热必须沿与工艺气体流向基本垂直的方向传递给冷却表面，然后经过管壁传递给冷却介质。图 1.2.1表示了一个装有催化剂的反应管内的径向温度梯度。 图 1.2.2反应管内温度梯度图 1.2.3等温列管式固定床反应器换热设计理念换热式固定床反.应器与绝热式相比，床层轴向温度分布相对来说比较均匀，特别是强放热反应，更宜选用这种反应器。与流化床相比，具有催化剂磨损小、返混小和催化剂生产能力较高的优点，且这种反应器也便于放大。1.2.2 催化剂选择异丁烯选择性氧化制MAL是异丁烯氧化法制备MMA的关键步骤之一。在选择氧化过程中，由于烃类原料以及更为活泼的反应产物在反应条件下都易发生氧化，所以，如何控制深度氧化，提高目的产物选择性始终是挺累选择氧化研究中最具有挑战性的技术难题。异丁烯氧化催化剂可以分为三大类：1.2.2.1 CuO系催化剂CuO系催化剂是异丁烯选择性氧化生成甲基丙烯醛反应研究最早的催化剂。Mann和Rouleau等用沸石作为载体，以脱氢及供O较弱的Cu2O为活性组分作为异丁烯气相氧化的催化剂。研究结果认为，反应速度的控制步骤是吸附的异丁烯与晶格氧或与弱吸附的O2之间的反应。单独的Cu2O活性和选择性均欠佳，但在反应过程中添加某些助剂，如：SO2、SeO2、CH3Br、C2H2Cl4、C3H7I等对原料转化率和产品选择性有明显的提高，特别是卤代烃最为显著。Mann和Yao等认为助剂的作用是控制催化剂表面的正离子孔穴及自由电子的密度。实际上也就是调整催化剂表面脱氢、供O中心的相对数目和相对活性。助剂中的S、Se、Cl、Br、I可以使催化剂表面的供O中心密度减小从而使反应活性下降。1.2.2.2 Mo-Sb系复合催化剂Haichao Liu等报道了Re-Sb-O化合物中活性相SbOReO42H2O、SbRe2O6和Sb4Re2O13等在673K下催化异丁烯生成MAL具有很高的活性和选择性。发现催化活性由强到弱的顺序依次为SbRe2O6、SbOReO42H2O和Sb4Re2O13。673K时在SbRe2O6催化剂上异丁烯转化率15%，MAL选择性45%。Tomoya moue等报道了采用Pt/SbOx复合催化剂催化异丁烯为MAL的实验结果，发现MAL产物具有90%的选择性。而单独的SbOx很易失活，Pt微粒的存在可以使活性氧原子通过Pt表面氧溢流获得，但除了Re以外的其它金属如Pd、Rh、Ir、Cu和Ag不具有这种作用。Pt微粒的存在使MAL的产率比单独用SbOx增加3.7倍，这是因为在异丁烯和异丁烷选择性氧化生成MAL当中起主要作用的是Sb6O13，而Pt的加入促使了Sb6O13的氧化还原循环作用。此外，因为Pt粒子被Sb2O3和。O=SbOy所包围从而避免了深度氧化的发生。Tetsuya等研究了Mo-V-Sb混合氧化物催化剂，实验发现在440时Mo1V1Sb10Ox对MAL有很高的选择性，通过XRD、XPS和拉曼光谱分析表征发现在Mo1V1Sb10Ox中分散着低价铝氧化物、VSbO4和-Sb2O4。1.2.2.3 Mo-Bi系复合氧化催化剂Mo-Bi系复合氧化物催化剂是目前应用最为广泛的催化剂，构成该复合氧化物催化剂的元素很多但主要由6-10种元素的氧化物和一些复合氧化物组成。其中主催化剂大都为Mo-Bi系和Mo-Sb系。而最有代表性的Mo-Bi系多元催化剂组成可表示为Mo-Bi-MII-MIII-MI-X-O。Mo为催化剂的主要成分且含量较大，在催化剂中约占50%，Bi和其他成分几乎都和Mo以复合氧化物的形式存在。催化剂中的Mo，一部分可用Sb、V、W、Te等取代，Bi为不可缺少的组分，添加量较少，一般小于5%，多了反而有损活性。其他大部分为MII及MIII、而MI、P、B等均为微量成分。MIII主要是Fe3+，可以调变费米能级，加强催化剂的氧化还原能力，MI、MII中的碱金属和碱土金属等可以调变催化剂的酸碱性从而有效抑制深度氧化，提高甲基丙稀醛的选择性。复合氧化物催化剂必需同时具备至少四种功能：1. 化学吸附烯烃；2. 除去位置上的氢；3. 插入氧原子；4. 有和氧分子离解有关的氧化一还原循环。此外，还要尽可能地减少因烯烃水合生成醇式中间体而发生使碳键断裂的氧化水解反应、以及完全氧化和结碳，以提高目的产物的选择性。王蕾等研究了Mo12Bi1.6Fe1CosCe0.4Cs0.4K0.2Ox型复合氧化物催化剂的制备条件对异丁烯选择氧化反应的影响。利用共沉淀法制备了一系列Mo12Bi1.6Fe1CosCe0.4Cs0.4K0.2Ox型复合氧化物催化剂，在异丁烯：空气=6:94（体积比）、空速=3600h-1和360条件下，异丁烯转化率87.2%，甲基丙烯醛选择性72.0%，甲基丙烯醛收率62. 7%。L. Moms等研究了Bi2Sn2O7-MoO3混合氧化物催化剂的性能，当反应温度超过673K时，XRD分析有少量的-Bi2Mo3O12生成，这对甲基丙烯醛的收率有很强的协同效应。通过对Bi-Sn-Mo-O体系的研究作者得出几点假设：首先，Bi2Mo3O12本身的活性可能是对协同作用最简单直接的解释，尽管实验表明它在数量少时活性不高；其次，对Bi2Sn2O7-Bi2Mo3O12混合物分析，证明他们有协同作用，尤其是Bi2Sn2O7含量较大时，效果更明显。因此，可以表明：Bi2Sn2O7和后产生的Bi2Mo3O12在Bi2Sn2O7-Bi2Mo3O12体系中起主要的作用。1.2.2.4 杂多化合物催化剂杂多化合物由于其结构特殊，作为催化剂时具有多方面的优越性：1. 具有确定的空间结构，如典型的Keggin、Waugh和Anderson结构等。在这些结构中，构成杂多阴离子的基本结构为含氧四面体和八面体，有利于在分子或原子水平上设计合成催化剂；2. 通常溶于极性溶剂，可用于均相和多相反应体系；3. 同时具有很强的酸性和氧化还原性，可作为酸性催化剂、氧化还原性催化剂或双功能催化剂，通过对配位原子、中心原子和反荷离子等元素的选择可以调变催化剂的催化性能；4. 特殊的空间结构形成独特的反应场，在固相催化反应中，极性分子可进入催化剂的体相，具有使整个体相成为反应场的“准液相行为”。蔡铁军等报道了用组合法合成CsCuHPVAsMoO系列杂多化合物催化剂，发现Cs的引入有利于提高催化剂的选择性；Cu和As的引入在提高催化剂活性的同时，也提高了催化剂的选择性；当焙烧温度为340，催化剂的活性和选择性最高。组成为Cs0.1Cu0.2HxPVAs0.2Mo10Oy的催化剂对异丁烯具有很强的选择氧化能力，在最佳反应条件下，甲基丙烯酸、甲基丙烯醛和乙酸的收率分别可达52.84%、12.05%和18.21%。彭少洪等采用多孔钛片为支撑体，将组成为HxCu1.2PAs0.6Mo10Oy杂多化合物与具有氧溢流效应的Sb2O4制成催化膜，反应结果表明催化剂复合薄膜，由于的氧溢流作用，改善了杂多化合物的催化性能。在原料混合气组成相同及杂多化合物用量相差不大mHCPAMO=0.18g, mHCPAMO+Sb2O4=0.24g的情况下，复合膜上的液体产物（MAA、MAL、乙酸和丙酮)的总收率从单一杂多化合物膜上的54.7%提高到67.4%，甲基丙烯酸收率从13.1%提高到26.3%。而在多钛钛管上，以Ce0.5Zr0.5O2为载体制备了杂多化合物HxCu0.2CrPAs0.6Mo12O40。薄膜化催化剂，在膜反应器上考察了薄膜化催化剂对异丁烯的选择氧化性能，并与固定床反应器进行了比较，结果表明薄膜化催化剂显著提高了催化剂的活性和选择性。膜催化反应器能精确控制反应温度，消除了反应热引起反应温度的波动，杜绝了飞温现象，防止了杂多化合物分解，而且在膜反应器中，多孔钛片可以促进催化剂高度分散，能有效抑制粒子的团聚和烧结，在氧化气氛和较低反应温度下都有利于催化剂的连续稳定运行，表明该催化剂体系对异丁烯氧化生成MAL一步氧化生成有潜在应用价值。经过广泛查阅文献和相互间的对比，结合具体的异丁烯氧化生产的工艺使用要求，最终选取Mo12Bi1.4Fe1CoSCe0.4Cs0.4K0.2Sb0.48Ni0.12Ox复合氧化物为催化剂，催化剂具体参数如下表。表 1.2.1催化剂物性参数表项目数值项目数值颗粒密度D=5.5mm比表面Sp=4.61m2/g堆积密度b=0.60g/mL孔体积Vv=0.121mL/g视密度t=0.95g/mL空隙率=0.63141.2.3 反应动力学方程1.2.3.1 反应方程式1.2.3.2 反应机理从异丁烯的分子结构分析可知，两个-CH3处于相等地位，脱氢的几率相同，若同时脱氢就引起副反应。而两个-CH3属推电子基团，所以C=C键显示一定的极性，即中心C原子较易受O攻击，双键易被打开。对异丁烯选择催化氧化时，既要保护C=C双键又要保护一个-CH3不被氧化，其主要反应机理如图 1.2.4所示：图 1.2.4异丁烯非选择性氧化机理图在有Bi、Mo等金属参与反应时，其机理发生较大改变，选择性氧化成为主要反应方式，其机理如图 1.2.5。图 1.2.5异丁烯选择性氧化机理从上述反应机理上可以看出，异丁烯在Mo-Bi催化剂上的选择氧化反应机理一般包括下列几步：1. 异丁烯分子旋转与吸附和脱氢位匹配；2. 异丁烯在Mo上吸附，在Bi上脱氢形成烯丙基中间体；3. 烯丙基中间体在Bi上脱氢并生成水，在Mo上插入晶格氧；4. 甲基丙烯醛和水脱附，还原后的金属重新被加氧氧化使催化剂复原。整个过程符合Mars-Uan Krevelen氧化还原机理。因此该反应所用的催化剂应同时具有酸性和氧化还原性，即该催化剂的活性结构需要较弱、较疏的脱氢中心和供O中心组成。虽然异丁烯氧化与丙烯氧化在化学反应途径上是基本相同的，但在催化过程中，异丁烯分子上存在两个等同的a-CH3，使其副反应几率增加，选择性更难控制。由于在催化反应过程中形成了烯丙基中间体，异丁烯选择氧化一般会伴随着少量的芳香化反应。在酸性位上则易于引发深度氧化反应，生成小分子的酸、醛、CO、CO2等。另外，异丁烯易水合生成丙酮、乙醛、乙酸等副产物。因此，烯烃氧化包含了复杂的平行和串联副反应，形成了复杂的反应网络。1.2.3.3 反应动力学方程根据实验结果，异丁烯在催化剂Mo12Bi1.4Fe1CoSCe0.4Cs0.4K0.2Sb0.48Ni0.12Ox上的选择性氧化反应，对异丁烯的反应级数近似为1。根据实验结果，拟合下式：k=Ae-ERT得到反应的指前因子A=7.371014和反应活化能E=169.7kJ/mol，最终的动力学方程为：r=7.371014e-ERTCIB1.2.4 工艺条件1.2.4.1 进出口物料表 1.2.2进出口气体组成一览表成分进口摩尔分数流量/(kmol/h)出口摩尔分数流量/(kmol/h)异丁烯0.06274130.000000.004108.70168氧气0.18426381.780000.05653119.95800氮气0.693161436.220000.676781436.22000水0.05985124.000000.15983339.18400一氧化碳0.0177537.66500二氧化碳0.0426090.39600丙酮0.001362.88000甲基丙烯醛0.0410587.12310总计1.000002072.000001.000002122.127781.2.4.2 工艺参数根据文献可以看出最优操作条件为：操作温度340，操作压力0.1MPa，体积空速4500h-1。设计压力和温度应为操作压力和温度的1.2倍图 1.2.6 操作温度对副反应关系图图 1.2.7催化剂空速对转化率关系图对于换热列管式反应器，载热体的合理选择，往往是控制反应温度和保持反应器操作条件稳定的关键。载热体的温度与床层反应温度之间的温度差宜小，但又必须能将反应放出的热量带走。这就要求在传热面积一定的情况下，有较大的传热系数。由于反应过程要求温度的高低、反应热效应的大小和反应对温度波动敏感程度的不同，所选用的载热体也不同。一般反应温度在200左右时，宜采用加压热水为载热体；反应温度在250400可采用挥发性低的有机物，如矿物油、联苯与联苯醚的混合物等；在反应器R101中，反应温度为340，结合化工工艺设计手册，采用上海石油加工厂生产的SD-320导热油作为冷却介质进行反应热的移除，壳程中采用200导热油作为传热介质。导热油出口温度设计为300。反应器内冷热物流性质如下表 1.2.3。表 1.2.3冷热物流物性参数表导热油反应气体进口温度/200340出口温度/ 300340热导率/W/(mK)0.3558780.046757密度/(kgm3)8120.58675粘度10-4/(Pas)21.8690.2939流速u/(m/s)1.310热容Cp/J/(kgK)1422.341158.100普朗特数Pr8.74最后相关的工艺参数如下表 1.2.4所示：表 1.2.4R101工艺参数表管程/壳程设计温度/360/420管程/壳程设计压力/MPa0.2/0.2体积空速/h-145001.2.5 结构参数参数设计1.2.5.1 管长管径计算VON=nRT0p0=1308.314273100=2950.34m3/hVR=VONSV=2950.344500=0.6557m3VR-催化剂的填充量，m3VON-原料气体体积流量标，m3/hSV体积空速，h-1取床层速度为0.8m/s，则床层截面积为：AR=V0u0=6623.8160.83600=2.2999m2选取302.5mm的列管，则单管催化剂填充截面积为：A1=14d2=0.7850.0252=4.9062510-4m2管数为：n=ARA1=2.29994.9062510-4=4687.7684700根反应管长：VFA0=nAlFA0=dxA-rAl=nAFA000.717.371014e-169700RT1CA01-xAdxA其中：CA0=yA0P0RT0=0.06271058.314273=1.23mol/L1.2.5.2 反应器外形尺寸计算计算得：l=2.9981m，圆整至3m,催化剂填充长度应为总管长的80%-90%，所以总管长取3.75m根据压力容器手册，取上管箱和下管箱高度为500mm考虑到4700根管数量太多，因此将拆分成两个同样的反应器，每个反应器布管2350根。反应器采用正三角形排列，反应器列管的布置与普通换热器不同。首先，管束中央水循环受阻，传热恶化，温度分布不均，故此区域不布置管，取不布置管区域的直径为400mm。按正三角形排列，取管心距为t=1.25d0=0.0375m，则单管所占面积为：s=32t2=1.21810-3m2反应器直径：Di=23501.12810-3+0.224=1.9510m圆整至2000mm根据压力容器封头（GB/T 25198-2010）在公称直径DN=2000mm时，封头总深度H=525mm。裙座高度：H=2+1.5D2=3.5m因此反应器总高度H=3750+5002+5252+3500=9300m1.2.5.3 折流板设计在本反应器设计中，为从反应体系中取热，需从反应体系中取走热介质，因此，壳体需设置折流挡板。本工艺采用弓形折流挡板，取圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：h=0.25D=0.252000=500mm折流板间距为：B=0.3D=0.32000=600mm折流板数量为：NB=列管长折流板间距-1=3750600-1=51.2.5.4 换热面积校核=0.023d0d0u0.8Pr0.4i=0.023didiu0.8(Cp) 0.3根据表 1.2.3的数据，结合上述两式，可得0=20985.2468W/(m2K)，i=69.03801W/(m2K) 。当忽略管壁热阻及污垢热阻的影响，当i0时，为管壁外侧对流传热控制，总传热系数Ki=69.03801W/(m2K)。平均对数传热温差为tm=t1-t2lnt1t2=79.82原料气进口焓值H1=-4.27839kJ/mol，出口焓值H2=-18.1789kJ/mol，摩尔流率F=2072kmol/h，熔盐移取反应热的总传热速率Q=F（H1-H2）t=8000.515kW。所以所需传热的面积为：S需=QKtm=8000.51510369.0380172.81=1452.54m2实际面积：S=ndl=1937.96m2换热面积足够，同时留有30%的面积余量。由于两流体均无相变化，且流体的定压比热容Cp不随温度而变化，则有：Q=WcCp(t1-t2)则所用导热油的质量流量为：Wc=QCpt1-t2=8000.5151.42234(300-200)3600=2.02105kg/h体积流量：Vc=Wc=2.02105812=249.36m3/h=0.0693m3/s1.2.6 床层压降计算pbH=fmu02dp(1-bb)fm=a+b(1-bb)Rm=dpu0式中：pb床层压降，Pafm修正的摩擦系数流体密度，0.5867kg/m3u0空塔线速，0.8m/sdp催化剂颗粒直径，5.510-3mb床层孔隙率 0.614H床层高度，3m流体绝对粘度，2.93510-5Pasa,b系数，采用Ergun提出的数值，a=1.75,b=150Rm=dpu0=5.510-30.58670.82.93510-5=87.955fm=a+b1-bb=1.75+1501-0.6140.614=64.62pb=Hfmu02dp1-bb=0.887.9550.5867225.510-31-0.6140.614=18874.82kPa单管压降：P=5547kPa4700=4.0159kPa1.2.7 反应器接管设计由于该反应是一个强放热反应，为保证热量的均匀分布，进料管方位选择在下封头处，出料管选在上封头处，这样更有利于热量的扩散，避免飞温。由Comsol模拟的结果可知，入口处反应速率最快，温度上升最为明显，因此用于移热的导热油进料管位于下端管箱，出料管位于上管箱根据基础数据可知进料流量为29.35m3/s，参考相关文献可知常见原料气体管内常用的流速范围见表 1.2.5。表 1.2.5某些流体在管中所用流速范围流体及流动类型流速范围（m/s）水及低浓度液体（105Pa106Pa)1.53.5工业供水（81105Pa以下）1.53.0饱和蒸汽2040低压空气1215一般气体（常压）1020由于进料组成类似空气，故按照低压空气估算，且压力为1bar，所以取流速为15m/s，有公式知：d=4qv/u=414.675/15=0.593m我们采用DN600的钢管作为进料管。反应器内部恒温恒压，所以进出口流量几乎一致，出口管也选用DN600的钢管。冷却介质进出口管设计，根据基础数据可知进出料流量为0.0693m3/s，再根据公式：d=4qv/ u=40.0693/3/2=0.0907m所以我们采取DN100的钢管作为冷却介质进出口管。1.2.8 Comsol模拟校核由于反应器设计中涉及到流场、热场、化学反应等多物理场耦合，因此本小组采用Comsol软件对单根反应管的内部物质、热量分布情况进行模拟，验证参数计算是否正确。图 1.2.8 速度分布图图 1.2.9 异丁烯浓度分布图图 1.2.10 甲基丙烯醛浓度分布图图 1.2.11 转化率分布图图 1.2.12 面平均转化率分布图图 1.2.13 反应速率分布图图 1.2.14 温度分布图从模拟结果中可以看出异丁烯出口转化率面平均值约为70%，与计算结果相当，气体在管内流速分布均匀。反应速率在入口处较大，且沿径向反应速率下降，因此决定将催化剂内衬与管内表面。温度入口处分布较高，反应速率较快，因此采用并流换热的方式移走反应热，模拟结果与计算结果几乎完全吻合。反应器设计合理。1.2.9 机械强度校核机械强度校核采用SW6-2011软件进行校核，校核结果见下表。172表 1.2.6异丁烯氧化反应器机械校核结果表固定管板换热器设计计算计算单位北京化工大学 天工开物设 计 计 算 条 件 壳 程管 程设计压力 0.2MPa设计压力 0.2MPa设计温度 420设计温度 360壳程圆筒内径Di2000 mm管箱圆筒内径Di2000mm材料名称S31608材料名称S31608试验压力0.310799注1MPa试验压力0.304174注1MPa 简 图计 算 内 容壳程圆筒校核计算前端管箱圆筒校核计算前端管箱封头(平盖)校核计算后端管箱圆筒校核计算后端管箱封头(平盖)校核计算开孔补强设计计算管板校核计算注1：程序按照用户所选择的受压元件计算得前端管箱筒体计算计算单位北京化工大学 天工开物计算所依据的标准GB/T 150.3-2011 计算条件筒体简图计算压力 pc 0.20MPa设计温度 t 360.00 C内径 Di 2000.00mm材料 S31608 ( 板材 )试验温度许用应力 s 137.00MPa设计温度许用应力 st 112.60MPa试验温度下屈服点 ReL 205.00MPa负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm焊接接头系数 f 0.85厚度及重量计算计算厚度 d = = 2.09mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 9.70mm名义厚度 dn = 12.00mm重量 297.70Kg压力试验时应力校核压力试验类型 液压试验试验压力值pT = 1.25p = 0.3042 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平 sTsT 0.90 ReL = 184.50MPa试验压力下圆筒的应力 sT = = 37.07 MPa校核条件 sT sT校核结果 合格压力及应力计算最大允许工作压力 pw= = 0.92391MPa设计温度下计算应力 st = = 20.72MPastf 95.71MPa校核条件stf st结论 合格前端管箱封头计算计算单位 北京化工大学 天工开物计算所依据的标准GB/T 150.3-2011 计算条件椭圆封头简图计算压力 pc 0.20MPa设计温度 t 360.00 C内径 Di 2000.00mm曲面深度 hi 525.00mm材料 S31608 (板材)设计温度许用应力 st 112.60MPa试验温度许用应力 s 137.00MPa负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm焊接接头系数 f 0.85压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值 pT = 1.25p= 0.3042 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力stsT 0.90 ReL = 184.50MPa试验压力下封头的应力sT = = 34.69MPa校核条件sT sT校核结果合格厚度及重量计算形状系数 K = = 0.9380计算厚度 dh = = 1.96mm有效厚度 deh =dnh - C1- C2= 9.70mm最小厚度 dmin = 3.00mm名义厚度 dnh = 12.00mm结论 满足最小厚度要求重量 440.21 Kg压 力 计 算最大允许工作压力 pw= = 0.98718MPa结论 合格后端管箱筒体计算计算单位北京化工大学 天工开物计算所依据的标准GB/T 150.3-2011 计算条件筒体简图计算压力 pc 0.20MPa设计温度 t 360.00 C内径 Di 2000.00mm材料 S31608 ( 板材 )试验温度许用应力 s 137.00MPa设计温度许用应力 st 112.60MPa试验温度下屈服点 ReL 205.00MPa负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm焊接接头系数 f 0.85厚度及重量计算计算厚度 d = = 2.09mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 9.70mm名义厚度 dn = 12.00mm重量 297.70Kg压力试验时应力校核压力试验类型 液压试验试验压力值pT = 1.25p = 0.3042 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平 sTsT 0.90 ReL = 184.50MPa试验压力下圆筒的应力 sT = = 37.07 MPa校核条件 sT sT校核结果 合格压力及应力计算最大允许工作压力 pw= = 0.92391MPa设计温度下计算应力 st = = 20.72MPastf 95.71MPa校核条件s