3-反应器设计说明书

独山子石化年产8.3万吨甲基丙烯酸甲酯项目反应器设计说明书反应器设计说明书144西南民族大学 ICON团队目 录第1章 设计概要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11.2.3 固定床反应器21.2.4 流化床反应器31.2.5 浆态床反应器41.3 反应器类型总结51.4 项目所选反应器6第2章 MAL合成反应器72.1 概述72.2 MAL合成原理72.3 MAL反应器选择72.4 MAL催化剂选择82.4.1 催化剂组成82.4.2 催化剂制备82.4.3 催化剂物性82.5 反应机理92.5.1 主反应92.5.2 副反应92.6 工艺条件的确定102.6.1 反应温度的影响102.6.2 异丁烯浓度的影响112.6.3 水蒸气的影响122.6.4 压力的影响142.7 反应器进出口主要物料152.7.1 反应器进口物料组成152.7.2 反应器出口物料组成162.8 反应器数学模型的建立172.8.1 流体与颗粒外表面的传热172.8.2 床层与管壁的传热182.8.3 流体通过边界层向催化剂颗粒表面扩散的传质速率方程184.8.4 动力学方程194.8.5 浓度分布方程204.8.6 物料衡算式202.9 反应器结构设计202.9.1 设计选材212.9.2 列管式固定床主体尺寸设计212.9.2.1 反应器体积212.9.2.2 物料流速242.9.2.3 空时252.9.2.4 床层压降252.9.3 反应器结构计算252.9.3.1 反应器直径252.9.4 分布板设计262.9.5 壳程换热设计292.9.6 管口设计312.9.7 支座设计322.9.8 管箱法兰设计322.9.9 催化剂支托结构设计332.9.10 管板与壳体、管箱、反应管的连接结构设计332.9.10 膨胀节的结构设计352.9.11 折流板的设计372.9.12 改善反应器局部换热死区结构382.10 使用SW6-2011详细计算38第3章 MMA合成反应器653.1 概述653.2 MMA反应器选择653.3 MMA催化剂选择663.3.1 催化剂组成663.3.2 催化剂选择663.3.3 催化剂制备663.3.4 催化剂物性673.3.5 催化剂装填量673.4 反应机理673.4.1 多相催化反应过程分析673.4.2 反应方程式673.4.3 反应动力学方程683.5 工艺条件的确定693.5.1 反应液的PH值693.5.2 催化剂用量693.5.3 不同反应温度703.5.4 氧气流速723.5.5 不同压力723.5.6 催化剂寿命评价733.8 反应器进出口主要物料743.8.1 反应器进口物料表743.8.2 反应器出口物料表753.9 反应器数学模型的建立763.9.1 临界流化速度763.9.2 颗粒带出速度773.9.3 操作气速783.9.4 气含率783.9.5 气泡平均直径783.9.6 气相容积传热系数783.9.7 气液界面的液相传质系数793.9.8 反应区浓相段床层直径的计算793.9.9 反应区稀相段床层直径的计算793.9.10 扩大段直径计算793.9.11 浆态床的空隙率和膨胀比803.9.12 浆态床床高的确定813.9.12.1 浓相段高度813.9.12.2 稀相段高度813.9.12.3 扩大段高度823.9.12.4 锥体部分823.9.12.5 总高度823.10 反应器结构设计823.10.1 气体分布器结构设计823.10.1.1 作用823.10.1.2 使用类型833.10.1.3 压降和开孔率843.10.1.4 孔数和孔径的确定853.10.1.5 缝隙高度863.10.1.6 喷嘴中心距863.10.1.7 二次气体分布器873.10.2 内套筒873.10.3 升气管873.10.4 分离器873.10.5 总传热系数893.11 反应器强度计算903.11.1 材料的选择903.11.2 筒体厚度计算913.11.2 封头厚度计算923.12 使用SW6-2011详细计算93第4章 MTBE合成反应器984.1 概述984.2 反应机理984.3 反应器类型和催化剂的确定984.3.1 反应器类型的确定984.3.2 催化剂的确定984.4 工艺条件的确定994.5 反应器进出口主要物料994.5.1 进口物料994.5.2 出口物料1004.6 反应器尺寸确定1014.6.1 反应器体积1014.6.2 催化剂装填高度1024.6.3 空时1034.6.4 床层压降1034.6.5 反应器高度1034.7 反应器强度计算1044.7.1 筒体器壁厚度算式1044.7.2 封头厚度高度计算1044.8 使用SW6-2011详细计算105第5章 MTBE裂解反应器1095.1 概述1095.2 反应机理1095.3 反应器类型和催化剂的确定1095.3.1 反应器类型1095.3.2 催化剂的确定1105.4 反应动力学1105.4.1 主反应动力学1105.4.2 副反应动力学1115.5 反应器进出口主要物料1115.5.1 进口物料1115.5.2 出口物料1125.6 反应器尺寸确定1135.6.1 反应器体积1133.6.2 催化剂装填高度1143.6.3 空时1143.6.4 床层压降1145.6.4 反应器结构设计1155.7 使用SW6-2011详细计算116第1章 设计概要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，浆态床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列于表1-1：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 反应器类型总结对反应器类型总结于下表1-2：表1-2 反应器的总结反应器类型优点缺点固定床反应器转化率较高，工程化开发成熟活性逐渐衰减，产品分布不断变化，催化剂寿命较短流化床反应器温度均一，活性、产品分布稳定，易于大型化催化剂活性略低移动床反应器转化率较高，与固定床催化剂相当催化剂成型较难，工艺复杂1.4 项目所选反应器此工艺主要涉及到的反应器有表1-3所列反应器，下面对各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。本项目对MAL合成反应器和MMA合成反应器的设计进行详细介绍。表1-3 各工段所选反应器及催化剂反应工段反应器类型催化剂MTBE合成工段固定床反应器H沸石催化剂MTBE裂解工段列管式固定床反应器YL-I型催化剂MMA合成工段MAL列管式固定床反应器Mo-Bi复合氧化物催化剂MMA浆态床环流反应器Pd5Pb3Mg3/-Al2O3催化剂第2章 MAL合成反应器2.1 概述甲基丙烯醛（MAL）合成反应采用列管式固定床反应器，反应为气固两相反应，反应在MoBiFeNiCoPbMgSbCeCs催化剂上进行。活性高，选择性高，单程转化率接近97.4%，选择性达88.2%。2.2 MAL合成原理异丁烯选择氧化制MAL催化反应原理：首先吸附在催化剂上的C-H键断裂，脱去一个氢原子变成-烯丙基中间体，然后被催化剂中的晶格氧化成MAL。其中异丁烯在金属离子上吸附活化为烯丙基正碳离子的第一步为反应的空速步骤。主反应反应机理如图2-1所示：图2-1 主反应反应机理2.3 MAL反应器选择MAL合成反应反应热相对较大，反应温度高，经过检索文献决定MAL合成反应器采用列管式固定床反应器。列管式固定床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。列管式固定床反应器有如下优点：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。2.4 MAL催化剂选择本项目的MAL合成反应器，经过查找文献，小组确定催化剂选用Mo-Bi复合氧化物催化剂，该催化剂有转化率高，选择性好，寿命较高等优点。2.4.1 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Mo、Bi、Fe、Co、V、Cs等组分的复合氧化物，载体是石墨、硼、硅或者锗粉中的一种。2.4.2 催化剂制备催化剂的化学结构为：MoBiFeNiCoPbMgSbCeCs在40 C温度下，将3000克四水合仲钼酸铵和33.1克偏钒酸铵溶解到5升蒸馏水中得到溶液A；将687克五水合硝酸铋，1156克九水合硝酸铁，2885克六水合硝酸钴合27.5克硝酸铯溶解到1升15%（重量）稀硝酸水溶液中，得到溶液B；将溶液B在搅拌下加入溶液A中，用氨水调节PH为7，以此得到相对高粘度浆状溶液；在温度为70 C的条件下，搅动和加热该浆状溶液熟化4小时；在温度为100 C的条件下，蒸发浆状溶液直到溶液从流态到固态，然后在200 C温度下空气气氛中焙烧5小时，得到4公斤粉末；取1000克单质硅粉（小于40目）加入到该粉末中，机械混合均匀；加入500毫升蒸馏水到混合粉末中，塑成催化剂颗粒；在550 C温度下焙烧催化剂颗粒5小时，得到催化剂成品颗粒。2.4.3 催化剂物性MAL合成反应器中所用催化剂的物性参数如表2-1所示。表2-1 催化剂物性表项目参数反应温度/C350370反应压力/bar11.2重量空速/（gkg-1h-1)1800寿命/年2空隙率0.4粒度（球形）/mm4颗粒密度/（kg/m3）5502.5 反应机理2.5.1 主反应（1）反应方程C4H8+O2 C4H6O+H2O（2）反应机理2.5.2 副反应（1）甲基丙烯酸（MAA）2C4H8+3O2 2MAA+2H2O（2）二氧化碳（CO2）C4H8+5O2 2CO2+2CO+4H2O（3）丙酮（C3H6O）和一氧化碳（CO）2C4H8+2O2 2C3H6O+2CO+2H2O2.6 工艺条件的确定经过对催化剂的选择和对MAL反应文献的查找，确定MAL合成反应的主要工艺条件：反应温度：350370 C反应压力：1.01.2 bar空间速度：1800 h-1原料气组成比例=异丁烯：水：氧气：氮气=1：1.38：1.62：6.162.6.1 反应温度的影响反应温度为280380 C时，反应温度对异丁烯选择氧化反应的影响如图2-2和图2-3所示：图2-2 反应温度对异丁烯转化率的影响图2-3 反应温度对甲基丙烯醛选择性的影响从图中可以看出，异丁烯的转化率随着反应温度的升高而增大。温度的升高提高了晶格氧迁移速率，这是对选择性有利的；深度氧化产物（CO、CO2）随之增加，使选择性降低。这两个对抗进程的结果，使得生成甲基丙烯醛选择性随反应温度的增加先升高后降低。温度过低时，不能充分发挥催化剂的催化效能；温度过高，则导致异丁烯深度氧化，产物甲基丙烯醛选择性降低的幅度较大，致使甲基丙烯醛的收率下降。当温度为350 C时，MAL的收率最高。2.6.2 异丁烯浓度的影响原料气中异丁烯浓度对异丁烯氧化反应影响如图2-4和图2-5所示：图2-4 异丁烯浓度对异丁烯转化率的影响图2-5 异丁烯浓度对甲基丙烯醛选择性的影响从图2-4，图2-5中可以看出，原料气中异丁烯浓度低时，异丁烯转化率高，但易深度氧化，主要的产物是CO和CO2，因此生成MAL的选择性较低；异丁烯浓度高时，异丁烯与催化剂不能充分接触，催化剂中的晶格氧离子来不及迁移，致使生成MAL的选择性偏低。2.6.3 水蒸气的影响通过在反应的原料气中加入水蒸气，考察了反应气氛的变化对催化剂活性的影响。图2-6和图2-7分别是水蒸气比例对异丁烯转化率和MAL选择性的影响。原料气中加入水蒸气（摩尔比）以后，催化剂对异丁烯的转化率和对甲基丙烯醛的选择性比没有加入水蒸气时有明显提高。这可能是因为水蒸气的存在促进了异丁烯的吸附，其所吸附异丁烯的浓度比没有加水蒸气时的浓度大得多；水蒸气的存在还促进了催化剂表面生成物的脱附，因此异丁烯的转化率提高。加水后产物的选择性明显提升主要是由于一方面水蒸气的热容较大，加入水蒸气避免了催化剂表面的局部过热，从而减少了过氧化等副反应的发生；另一方面在反应的原料气中加入水蒸气后，可以使催化剂表面有效的脱氢中心和供O中心变得稀疏，从而抑止C-C键的断裂及结焦。图2-6 水蒸气对异丁烯转化率的影响图2-7 水蒸气对甲基丙烯醛选择性的影响2.6.4 压力的影响反应压力对催化剂活性的影响。图2-8是反应压力对异丁烯转化率和MAL选择性的影响。在常压和2.3101.325 kPa压力下，异丁烯的转化率都是随着原料气中异丁烯含量的增加而减少，而甲基丙烯醛的选择性都是随着原料气中异丁烯含量的增加而增加。之所以导致上述结果，可能是由于催化剂表面的活性位是固定不变的，随着异丁烯含量的增加，单位活性中心分子转化数的提高没有原料浓度增加得快，因此转化率随异丁烯的含量增加而下降。另外，由于原料气中异丁烯含量的增加导致O2的相对量下降，减缓了异丁烯深度氧化生成丙酮、CO和CO2等副产物的几率，所以甲基丙烯醛的选择性提高。异丁烯的转化率在加压下要高于常压，而甲基丙烯醛的选择性加压下要低于常压。这是由于反应压力的增加使得异丁烯向催化剂表面的扩散速度加快,在催化剂活性表面的吸附量增加，从而增加了异丁烯的转化率；而反应压力的增加可能导致产物的聚合加快，从而使甲基丙烯醛的选择性下降。图2-8 压力对甲基丙烯醛选择性的影响2.7 反应器进出口主要物料2.7.1 反应器进口物料组成表2-2 反应器进口物料表温度350 C0.9 bar压力物料质量流量（kg/h）摩尔流量（kmol/h）1C4H81.42280.0254N218744.6600669.1300O25961.6270177.8700CH3OH2.34350.0731H2O2705.6020150.1837IB6157.8470109.7508CISC4H828.31230.5046TC4H813.65770.2434NC4H102.07610.0357MTBE1.70490.0193总计33349.27001107.8360表2-3 进口物料参数混合物参数数量质量流量（kg/h）33349.27摩尔流量（kmol/h）1107.84体积流率（m3/h）62849.50密度（kg/m3）0.53恒压热容（J/kg/k）1441.00临界压力（N/m2）6254280.00粘度（Pas）2.87E-5导热系数（W/m/k）0.052.7.2 反应器出口物料组成表2-4 反应器出口物料表温度350 C1.01 bar压力物料质量流量（kg/h）摩尔流量（kmol/h）1C4H81.42280.0254N218744.6600669.1300O21903.168059.4762MAL6867.289097.9767MAA942.337210.9459CH3OH2.34350.0731CO270.38441.5993H2O4725.4960262.3049IB1.60360.0286CISC4H828.31230.5046TC4H813.65770.2434NC4H102.07610.0357MTBE1.70490.0193CO44.79671.5993总计33349.27001103.9630表2-5 出口物料参数混合物参数数量质量流量（kg/h）33349.27摩尔流量（kmol/h）1103.96体积流率（m3/h）63621.72密度（kg/m3）0.5242恒压热容（J/kg/k）1476.76临界压力（N/m2）8019150粘度（Pas）2.87E-5导热系数（W/m/k）0.047542.8 反应器数学模型的建立2.8.1 流体与颗粒外表面的传热单位时间内从颗粒外表面传递到气相主体热量为：dQdT=hpSsTS-TG式中：dQdT : 单位时间传递的热量，J/h；hp : 流体对颗粒的传热系数，J/（m2hk）；Ss : 催化剂外表面积，m2；TG : 气相主体的温度，k；TS : 催化剂颗粒外表面处温度，k； : 颗粒表面利用系数，球体=1，圆柱体=0.91，其他形状=0.90；其中，传热系数采用传热因子法计算：JH=hpGCPPr23JH : 传热因子，无量纲数；G : 气体质量流率，kg/（m2s）；CP : 气体恒压热容，J/（kgk)；Pr ：普朗特准数。普朗特准数的计算公式：Pr=CPugg式中：ug : 气相黏度，Pas；g : 气体导热系数，W/(mk)；JH是雷诺数的函数：Rem=GSeu=Gds6u(1-)当0.06Rem300时： JH=2.26Rem-0.51当300Rem6000时： JH=1.28Rem-0.41ds : 颗粒比表面当量直径，mm；B : 催化剂床层空隙率。2.8.2 床层与管壁的传热Q=wTG-TW式中：Q：传热通量，J；TG：反应温度，k；Tw：反应管壁温度，k；w：反应管传热系数：w=3erRe0.25dper=0.0081375Re+0.84Re=du2.8.3 流体通过边界层向催化剂颗粒表面扩散的传质速率方程dnAdt=kgSSCAG-CAS式中：dnAdt : 单位时间传递A物质的摩尔数，mol/s；kg : 气相传质系数，m/s；CAG : 气体主体中A物质的浓度，mol/m3；CAS : 催化剂外表面处A物质浓度，mol/m3；SS : 催化剂外表面积，m2； : 颗粒表面利用系数，球体=1，圆柱体=0.91，其他形状=0.90；其中传质系数采用JD因子计算法计算：JD=gkgGSS23式中：JD : 传质因子，无量纲参数；g : 气相密度，kg/m3；G : 气体质量流率，kg/(m2s)；ug : 气相粘度，Pas；SS : 施密特准数；施密特准数计算公式：SS=ugDg式中：D : 气相分子扩散系数，m2/s；JD : 是雷诺数的函数：Rem=GSeu=Gds6u1-当0.3Rem300时：JD=2.10Rem-0.51；当300Rem6000时：JD=1.19Rem-0.41。4.8.4 动力学方程k=Ae-ERTlnk=lnA-ERTlnr=lnk+nlnCIB式中：A : 指前因子；CIB :异丁烯浓度； E :反应活化能。经过对反应的学习，通过查找文献，小组决定采用甲基丙烯醛氧化酯化制甲基丙烯酸甲酯催化剂的制备与应用_李桂花文献，确定动力学为：r=7.371014e-169744RTCIB4.8.5 浓度分布方程dwAdl=ArGrAb式中：wA : 组分A的质量分数；l : 床层高度，m；Ar : 反应床层截面积，m2；G : 原料混合物的质量流量，kg/h；b : 反应床层的堆积密度，kg/m3。4.8.6 物料衡算式FA0dxA=B-rA4DT2dl式中：FA0 : 任意位置上物质的摩尔流量；dxA : 物质的转化率；B : 催化剂的床层堆积密度；DT : 反应器直径。反应器直径计算式：DT=4Vu02.9 反应器结构设计此反应选用固定床列管式反应器，反应物、产物均为气体，催化剂为固体，此模型为拟均相模型；对于实际的工业固定床反应器，尤其是列管式床层，其床层高度都可以满足L10 dp的条件，因此也都可以认为床层轴向返混的影响可以忽略，即可以将固定床床层进一步简化为拟均相的柱塞流反应器，从而得到简化的拟均相一维模型。2.9.1 设计选材考虑到壳程的介质为换热油、操作温度为350 C、操作压力为0.3 bar、耐酸、许用压力、价格、供货情况及材料的焊接性能等，在设计中选取：壳体采用Q345R、折流板采用20#钢。管程走的介质含有MAA，具有腐蚀性，采用316材质。2.9.2 列管式固定床主体尺寸设计在反应器选型、催化剂选择以及反应条件确定之后，就需要对反应器的体积与尺寸以及反应器结构还有换热方式进行设计。其中反应器体积需根据反应动力学以及物料的体积流率来求得。2.9.2.1 反应器体积甲基丙烯醛（MAL）合成反应是一个气-固催化反应，异丁烯和氧气反应生成甲基丙烯醛和甲基丙烯酸（MAA）。通过查找文献，考虑主反应的动力学，对反应器进行设计。现用COMSOL反应工程模块对其进行拟合。主反应动力学：r=7.371014e-169744RTCIB图2-9 物料摩尔流率模拟结果图2-10 C4H8转化率随反应体积模拟结果根据COMSOL模拟，催化剂体积为20 m3时，达到异丁烯的转化率97%。根据文献所给的催化剂孔隙率为0.6，求出反应真实体积为12 m3。参考列管式固定床反应器相关的文献可知，MAL合成反应器的管径在2540 mm之间，而管径越大，催化剂填装越容易，费用越少，当管内径为33 mm时能较好的满足实际生产要求。同时，小组通过COMSOL三维多相耦合模拟，对所选反应器中列管进行模拟，经过对比，小组决定选用382.5的列管，选用管长为5 m，根据Aspen Plus模拟的结果，列管数为3000根时达到满意转化率的结果。根据Aspen的结果所求出的反应真实为12.83 m3。COMSOL和Aspen两者的反应真实体积相差不大。图2-11 COMSOL模拟三维列管温度分布图2-12 COMSOL模拟三维列管浓度分布图2-13 COMSOL模拟三维列管压力分布MAL反应器确定的催化剂空隙率为0.4，则反应器体积为：VR=V1-=201-0.4=33.34 m3式中：V：催化剂体积，m3；VR：反应器体积，m3；：床层空隙率。2.9.2.2 物料流速根据工艺流程的设计，在空气进入MAL反应器前会有一部分空气进入MMA反应器，最终进入MAL反应器的总体积流率为43994.65 m3/h。（1）由于MAL合成反应器是列管式固定床反应器中进行床层截面积为：AR=0.033223000=2.57 m2（2）进料物质的流速为：u0=Q0AR=43994.652.57=4.76 m/s2.9.2.3 空时SV=Q0VR=62849.533.34=1885.11 h-12.9.2.4 床层压降P=fLu021-dp3式中：P：床层压降；f：摩擦系数；：流体密度；dp：催化剂颗粒的当量直径；：床层空隙率。Re=dpu011-=0.00440.5312.8710-50.6=587.12f=150Rem+1.75=150587.12+1.75=2.01P=fLu021-dp3=2.015.004.7620.5311-0.40.0040.43=0.045 MPa经过计算，得到的床层压降为0.045 MPa，压降符合合理范围。2.9.3 反应器结构计算2.9.3.1 反应器直径反应管列管的布置与普通换热器有很大不同。首先，管束中央水循环受阻，传热恶化，温度分布不均，故此区域不布管；其次，反应管的排管把整个管板按30 C划分为12个区间，整个管板由一个30 区间阵列而成。图2-14 列管排布方式则反应器列管的排布计算为：t=1.25d0=1.250.038=0.04750.048 ma=1612N-30.5-0.5=31.12b=2a+1=240.75+1=63.24e=d01.5d0=0.0380.057D=tb-1+2e=3.063.10 m根据对反应器结构的计算，MAL合成反应器的长度为5 m，反应器直径为3.10 m，反应器内列管按照正三角形排列，列管选用382.5型，材料为316。2.9.4 分布板设计（1）气体分布板的形式工业上采用的布风板型式大致可分为两类，即直流型和侧流型。直流型布风板结构，其结构简单，制作方便，固在工业上应用普遍，但其易产生沟流，易漏料。研究表明当布风板开孔直径相同时，布风板开孔按三角形排列比正方形排列更易使流体速度达到稳定，出口速度大小基本不受排列形式影响，且三角形排列的压力损失较小。所以三角形排列的布风板比正方形更为适合。所谓的侧流型布风板，实际上指板上均匀地安置了许多带侧孔的风帽。典型侧流布风板如图2-15所示。这种布风板布风较均匀，不易漏料。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2-15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2-15 典型侧流布风板图2-16 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通道向分布器一次气体分布空间正上方扩散，进而实现气体在反应器管箱内的均匀分布。（2）开孔率u0=Cd2gPd12P=10 %P式中：Pd :床层压力降，Pa；Cd : 孔速系数，可取1/33/4；u0 : 操作孔速，m/s；取Cd为3/4，则操作孔速为：u0=Cd2gPd12=3429.810.00.53112=3.06 m/s则开孔率为：=u0u=0.064（3）分布板厚取板厚为10 mm。（4）孔数与孔径的确定D=3100 mm取孔径d=20 mm。孔数：NB=dD2=0.0642031002=1538 个在分布板中心部分按等边三角形排列，这样，每一圈是正六边形，最外23圈为同心圆排列，同心圆与正六边形之间的大空隙处，适当补充一些空。孔间距S：S=DNB0.907=310015380.907=75.28 mm取锥帽外径30 mm。列管式固定床反应器底部封头一般负载有氧化铝瓷球，瓷球共分三层，从上到下分布为15，25，50 mm，每层设置高度200 mm。2.9.5 壳程换热设计（1）换热介质进出口结构为了降低入口流体的横向流速，消除流体诱发的管子振动，采用外导流筒式的进出口结构。（2）换热介质冷却导热油：5 bar 310 C换热后导热油：CP=2932.09 kJ/kgK 密度：=651.213 kg/m3导热油潜热：r=1.71106 kJ/kg采用Aspen Plus模拟软件对该反应器进行换热模拟，通过不断优化，最终得到导热油进口的质量流量为Gin=442931 kg/h，取导热油的进口流速为1 m/s，进口管口直径为150 mm。换热介质出口的温度为85 C，出口流量为Gout=442931 kg/h。取导热油的进口流速为1 m/s，出口管口直径为100 mm。（3）折流板型式由于反应器中间不布排管，选用环盘型折流板。折流板间距为1 m。查GB 151的表6-21对于本反应器直径及折流板间距1 m的场合，折流板最小厚度24 mm，本反应器采用板厚25 mm。（4）核算换热面积该反应是放热反应，需要移走热量，床层是被冷却的，因此床层对壁总给热系数按下式计算：t=fdt3.5dpG0.7exp-4.6dpdt床层被冷却时，式中：f : 流体导热系数，kJm-1h-1C-1；G : 表观质量流速，kgm-2h-1； : 流体粘度，Pas；dp : 催化剂粒径；dt : 列管内径。由Aspen Plus可知，f=0.0500309 Wattm-1K-1=0.050030936001000=0.18 kJm-1h-1C-1床层对壁总给热系数：t=0.1800.0333.50.004336006.332.8710-50.7exp-4.60.0040.033=839.42 kJm-2h-1C-1总传热系数：1K=1h0+s+1外查得管导热系数为s=16 W/mkh0=t=83.9 kJm-2h-1C-1=233.17 Wm-2k-1管间采用导热油强制外循环换热，导热油进出口平均温度310 C，导热油对管壁传热系数2，根据本工艺实际换热介质，2取2100 kJ/（m2hK）整个反应器床层可近似视为等温，为350 C，则：K=11233.17+0.002516+1583.3=162.35温差推动力：T=350-310=40 C换热面积：A=QKT=9.53103162.3540=2.35 m2换热面与催化剂截面积接近，符合标准。2.9.6 管口设计（1）反应物进料进口流量Vin=17.46 m3/s，选进口线速度为30 m/s，则管内孔截面积：S=17.4630=0.582 m2截面积适中，选择两个管口进料，选用公称直径为900 mm、外径为914 mm、厚度为10 mm的无缝钢管为91410。（2）产物出口出口流量Vout=17.67 m3/s，选出口线速度为30 m/s，则管内孔截面积：S=17.6730=0.589 m2截面积适中，选择两个管口进料，选用公称直径为900 mm、外径为914 mm、厚度为10 mm的无缝钢管为91410。（3）换热介质进口换热介质为导热油，进口温度为310 C，进口线速度0.5 m/s，公称直径为100 mm，外径为120 mm，壁厚为10 mm的无缝钢管10010。（4）换热介质出口换热介质为导热油，出口温度为358.4 C，进口线速度0.5 m/s，公称直径为10