4-2 反应器设计说明书

中国石化齐鲁石油化工公司分公司年产十六万吨异壬醇项目 反应器设计说明书2018年“东华科技-陕鼓杯”第十二届全国大学生化工设计竞赛中国石化齐鲁石油化工公司分公司年产十六万吨异壬醇项目反应器设计说明书团队名称： Gems Quest团队 团队成员： 王绍光 张萌 周鹏 宋震 吴郑欣 指导老师：夏力 孙晓岩 徐环斐 王政 田文德 2018年8月目录第一章 设计概述11.1 设计依据11.2 反应器概述11.3 反应器类型21.3.1 固定床反应器21.3.2 流化床反应器41.3.3 移动床反应器51.3.4 涓流床反应器61.3.5 各类反应器之间区别7第二章 氢甲酰化反应器设计92.1 反应器选择92.2 理论基础92.3 催化剂选择102.4反应动力学方程142.4.1反应方程式142.4.2反应机理152.4.3反应动力学方程162.5反应物性数据分析182.5.1热容182.5.2反应热效应192.6工艺条件（R0201）192.6.1进出口物料192.6.2操作温度202.6.3操作压力212.6.4操作空速222.6.5冷却介质222.7反应器模拟数据222.8反应器设计(R0201)242.8.1冷热流体物性参数242.8.2反应器设备参数计算242.8.3床层压降计算242.8.4换热面积校核252.8.5反应器接管设计262.8.6人孔设计272.8.7材质选择272.9反应器强度校核272.10反应器参数汇总42第一章 设计概述1.1 设计依据压力容器 GB150-2011压力容器无损检测 JB47302005钢制压力容器用封头 B/T4746-2002化工设备基础设计规定 HG/T20643-2012钢制化工容器材料选用规定 HG/T20581-2011钢制化工容器强度计算规定 HG/T20582-2011钢制化工容器制造技术要求 HG/T20584-2011钢制化工容器制造技术规定 HG/T205842011承压设备无损检测（合订本） JB/T 4730.16-2005奥氏体不锈钢焊接钢管选用规定 HG/T20537.1-1992设备进、出管口压力损失计算 HG/T20570.91995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（合订本） HG/T20580 20585-2011化工装置用奥氏体不锈钢大口径焊接钢管技术要求HG/T20537.4-1992锅炉和压力容器用钢板国家标准第1号修改单GB713-2008/XG1-20121.2 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、移动床反应器及塔式反应器。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。1.3 反应器类型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）。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1-2）。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1-3）。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。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1-4),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 轴向绝热式固定床反应器 图1-2 径向绝热式固定床反应器图1-3 列管式固定床反应器 图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。1.3.2 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1-5所示：图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。1.3.3 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（见图1-6），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。图1-6移动床内气固流动方式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。1.3.4 涓流床反应器涓流床反应器又称滴流床反应器，是气体和液体并流通过颗粒状固体催化剂床层，以进行气-液-固相反应过程的一种反应器。所谓涓流床应器，实际上是一类非均相催化反应器，是气体和液体并流通过颗粒状固体催化剂床层，以进行气-液-固相反应过程的一种反应器（见图1-7）。涓流床反应器中催化剂以固定床的形式存在，故这种反应器也可视为固定床反应器的一种。为了有利于气体在液体中的溶解，涓流床反应器常在加压下操作。石油炼制中的加氢裂化和加氢脱硫，是应用大型涓流床反应器的工业过程。涓流床反应器在化工生产中也有应用，但规模较小，例如用于以三氧化钨为催化剂，由丙烯水合制取异丙醇等。涓流床反应器内的流体流动状况，与填充塔略有不同，气液两相并流向下，不会发生液泛；催化剂微孔内贮存一定量近于静止的液体。涓流床反应器通常采用多层绝热、中间冷激、挥发组分的携热以及采用大量循环等形式以调节温度每段顶部设置分布器使液流均布，以保证催化剂颗粒的充分润湿。,图1-6 涓流床反应器示意图涓流床反应器具有以下优点：（1）返混小，便于达到较高的转化率；（2）液固比低，液相副反应少；（3）避免了催化剂细粉的回收问题。缺点是：（1）温度控制比较困难；（2）催化剂颗粒内表面往往未能充分利用；（3）反应过程中催化剂不能连续排出再生。1.3.5 各类反应器之间区别固定床可以处理高灰分，高灰熔点的煤，投资小，环保差、气流床产量最大，但对煤种有一定要求。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。涓流床反应器，实际上是一类非均相催化反应器。在这类反应器中，液相和气相反应物同时顺流向下流过装填有固相催化剂的床层，并在催化剂上发生催化反应。催化剂以固定床的形式存在，故这种反应器也可视为固定床反应器的一种。它是应用广泛的三相反应器之一，在涓流床反应器中，液体向下流动，以液膜形式通过填料，为分散相；而气体以并流或逆流的形式，在填料间流动。第二章 氢甲酰化反应器设计2.1 反应器选择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，考虑到异辛烯氢甲酰化制备异壬醛的反应是气-液-固反应，结合工业实际情况，本工艺采用涓流床反应器作为异辛烯氢甲酰化制备异壬醛的反应设备。2.2 理论基础异壬醛（C9H18O）是通过异辛烯(C8H16)与一氧化碳(CO)、氢气(H2)放热反应而生成。这是一个在高温及催化剂存在条件下发生的平衡反应，平衡常数为反应物浓度的函数。膦配体通过环状结构将其手性传递到催化剂表面，反应底物活化和反应不一定发生在同一个膦配体配位的Rh原子上，其中一步也可以在邻近活性位上进行，活化的C=C键可以非常容易的与它附近的溢流氢原子反应。反应步骤主要包括: （1）活化C=C键与H原子加成形成烷基物种a，而其手性活性位区域选择性控制氢的加成，从而得到较多支链醛；（2）形成的烷基物种插入附近配位的CO得到b，手性活性位控制对映体选择性；（3）H原子加入酰基物种形成醛c；（4）产物醛从催化剂表面脱附下来形成d；反应步骤如图2-1所示：图2-1 反应步骤图2.3 催化剂选择氢甲酰化催化剂应用相变化的不同途径如图2-2所示：图2-2 氢甲酰化催化剂应用相变化的不同途径异辛烯氢甲酰化制备异壬醛反应的催化剂可分为四大类： 羰基钴催化剂对烯烃氢甲酰化反应机理的探索，早在以羰基钴作催化剂的氢甲酰化体系中就有研究。早期，Adkins，Wender和Roelen等对烯烃氢甲酰化反应机理进行了推测，提出了四步反应机理、自由基反应机理和离子机理等，但都难以解释大量的实验事实。根据定量的实验结果对反应进行剖析是从Martin开始的，他在形式上解释了醛的生成速度与CO压力成反比，而与H2压力、催化剂浓度及烯烃浓度成正比的动力学公式。1960年，Heck根据钻的羰基化合物和有机金属配合物的形成原理，提出了羰基钻的单金属催化循环机理和双金属催化循环机理，现在普遍接受的是单金属催化循环机理。催化循环反应机理如图2-3所示：图2-3 羰基钴上氢甲酞化的催化循环反应机理 叔膦改性的羰基钴催化剂以叔膦配体取代羰基的改性羰基钴CO2(CO)6(PR3)催化剂，由于膦配体的引入，合物稳定性增加但氢甲酰化反应活性降低。这是因为膦配体PR3与CO相比是一个较强的a给电子配位基和较弱的受体配位基，它能增加中心金属的电子密度，从而增强了中心金属的反馈电子能力，使金属一羰基键变牢固。叔膦改性羰基钴催化剂有较大的加氢活性，得到的产物是醇而不是醛。在反应机理上，与羰基钴催化氢甲酰化反应机理相似，活性组分HCo(CO)2L由HCo(CO)3L解离一个羰基配体而成，其烯烃氢甲酰化合成醛，醛进一步加氢合成醇。 铑膦络合催化剂自从1966年Wilkinson首先将HRh(CO)(PPh3)3作为氢甲酰化反应催化剂之后，大多数氢甲酰化反应机理的研究都是以这种配合物为催化剂进行的，其研究结果与Heck提出的机理基本相符。19世纪60年代Wilkinson提出HRh(CO)(PPh3)3催化的烯烃氢甲酰化解离、缔合循环机理。机理图如2-4所示：图2-4 配体修饰铑催化氢甲酰化反应解离(1)一缔合(2)机理 负载型催化剂Likholobov等将Pd和Co的羰基膦配合物锚定于SiO2载体上制成负载双金属催化剂，用于乙烯氢甲酰化反应，并与SiO2负载单金属催化剂催化性能进行了对比研究。结果表明，由于Pd-Co双金属协同作用的结果，负载双金属催化剂催化活性比负载单金属Pd (Co)催化剂活性高出50倍。由IR， 1HNMR和3CNMR表征提出其催化循环机理和双金属作用机制如图所示，烯烃氢甲酰化反应主要包括氢化羰基物质的形成、烯烃插入、烷基金属羰基物质的形成、CO插入、H2氧化加成和还原消除。在双金属催化剂中，对于H2的活化和C2H4插入金属-H键，Pd是活化氢的最好催化剂，Pd的活性要比Co好；而Co则是CO插入金属-烷基键的理想活性位，Pd-Co双金属位协同作用，发挥了比单金属催化剂更好的效果。负载型催化剂机理如图2-5所示：图2-5 双金属(Pd+Co)/SiOz催化剂Zhang等对活性炭负载金属催化剂低压烯烃氢甲酰化催化活性进行了研究，提了Rh/AC催化剂催化1-已烯氢甲酰化的反应机理模型，并对反应结果进行了合理解释。作者认为催化剂催化-烯烃将以或碳2种方式吸附于金属Rh所形成的A型和B型烯烃之间存在吸附平衡，通过CO的插入，A型和B型吸附烯烃将分别形成正构醛和异构醛。对于B型吸附烯烃，由于CO插入生成醛的反应空间位阻较大，将会有部分发生异构化形成内烯烃，还有部分发生脱附形成烯烃。在高反应压下，将有利于CO的插入反应形成醛，因此随着压力的增加成醛选择性增加。另一方面，随着压力的增加，催化剂表面上CO吸附量增加，可大大提高异构醛的生成速率，从而有效抑制吸附B型烯烃的异构化反应。反应机理如图2-6所示：图2-6 Rh/AC催化剂上1-己烯氢甲酰化化反应机理无机磷酸改性的活性炭负载铑催化剂Rh-P/AC，在活性炭浸渍RhCI3过程中，Rh3+通过反应在活性炭孔道内负载形成表面含锗配合物、Rh2O3和RhO，在干燥过程中，含锗配合物部分被氧化生成Rh2O3。经磷酸修饰焙烧后，活性炭表面形成磷酸醋或二聚磷酸物种对锗催化剂进行修饰，过多的磷酸以微粒的形式存在于活性炭表面。BET表征结果表明，Rh-P/AC催化剂上铑物种主要分布于介孔或少量大孔的表面上。由于磷酸的修饰，在焙烧过程中活性炭载体中部分微孔扩大成介孔，更有利于反应物和产物在催化剂孔道内的扩散。无机磷酸改性的活性炭负载铑催化剂Rh-P/AC对高碳烯烃氢甲酰化表现出较高的活性和选择性，铑流失少，催化剂稳定性好。Rh-P/AC催化剂结构如图2-7所示：图2-7 Rh-P/AC催化剂结构因此经过无机磷酸改性的活性炭负载铑催化剂Rh-P/AC和其他催化剂的对比，以及与异辛烯氢甲酰化制备异壬醛的工艺的对应，考虑到无机磷酸改性的活性炭负载铑催化剂Rh-P/AC对高碳烯烃氢甲酰化表现出较高的活性和选择性，铑流失少，催化剂稳定性好。我们选无机磷酸改性的活性炭负载铑催化剂Rh-P/AC催化剂。2.4反应动力学方程2.4.1反应方程式主反应为：C8H16+ CO + H2C9H18O副反应为：C8H16 + H2C8H18C8H16+ CO + 2H2C9H20O2C8H16+ 2CO +2H2C18H34O + H2O2.4.2反应机理Rh-P/AC催化剂上烯烃氢甲酰化反应机理图：图2-8 Rh-P/AC催化剂上烯烃氢甲酰化反应参考前人对物理化学性质、催化剂物相及催化反应动力学的研究，可确定Rh-P/AC催化剂上烯烃氢甲酰化反应途径主要包括七个基本步骤。七步催化反应机理如下：研究表明，非均相烯烃氢甲酰化反应可以用LHHW动力学模型表述。Langmuir提出的理想吸附层模型为：（1）化剂表面均匀，即具有均匀的吸附能力；（2）吸附分子间没有相互作用；（3）吸附和脱附可以建立动态平衡。与均匀表面吸附理论为基础，以第六步为速率控制步骤。2.4.3反应动力学方程马占华在文献负载型铑催化剂的制备、表征及烯烃氢甲酰化反应研究中对2,4,4-三甲基-1-戊烯氢甲酰化反应研究时建立了相关动力学模型，在所研究的工艺范围内，该模型是高度适用的，能够很好地描述动力学特征，故采用该文献的动力学参数进行模拟计算。引入催化剂项对反应速率进行修正可得：通过单位换算、数据整合最终得到动力学数据方程：对于r：推动力项：Forward reaction推动力项：Reverse reaction吸附项：2.5反应物性数据分析2.5.1热容据文献，热容数据用MATLAB拟合成如下形式：CP=A+BT+CT2 常数A、B、C值见表2-1.平均热容计算式为：表2-1 各组分A、B、C值组分A103B106C异辛烯C8H16171.32-43.76856.04异壬醛C9H18O146.88513.283.44异壬醇C9H20O266.25-647.332715.12异辛烷C8H18155.1450.61830.55二缩醛C18H34O120.251708.07-1067.222.5.2反应热效应主反应为：C8H16+ CO + H2C9H18O H=-135.52KJ/mol副反应为： C8H16+ CO + 2H2C9H20O C8H16 + H2C8H18 2C8H16+ 2CO +2H2C18H34O + H2O 反应热为温度的函数，计算转化热的经验公式有多种，这里采用：主反应最终得到的反应热（KJ/mol）为：主反应最终得到的反应热（KJ/mol）为：2.6工艺条件（R0201）2.6.1进出口物料处理能力：反应气体进料23.7t/h，按年生产时间7200h计算，原料组成如下表2-2：表2-2 原料组成表成分进口质量分数出口质量分数异辛烯 C8H160.7740.037异壬醛 C9H18O00.846异壬醇 C9H20O00.02一氧化碳 CO0.210.036氢气 H20.0150.002异辛烷 C8H18-1300.0392-异辛烯 C8H16-D50.0010.001二缩醛 C18H34O00.018水 H2O00.0012.6.2操作温度温度对反应转化率、选择性的影响如图2-9所示：图2-9 温度对反应转化率、选择性的影响结果表明，随着反应温度的升高，烯烃转化率和异壬醛收率先升高后降低，在107时，异壬醛选择性最高。这是因为在反应温度较低时，混合辛烯氢甲酰化反应的速率较小，而随着反应温度的升高，反应速率增加，因此在一定的反应时间内醛收率有所提高。120时，混合烯烃转化率和异壬醛收率均达到最大值，但当温度高于120时，二者开始降低，且两条线之间的距离越来越宽，加氢副反应的活性越来越高，与热力学计算结果基本一致。这主要是由于:(1)从热力学方面考虑，烯烃氢甲酰化是强放热反应，当温度升高到一定程度后，热力学平衡对反应转化率影响增强，高温则不利于醛的生成，反而使加氢副反应增加，异壬醛收率降低;(2)过高的温度会使催化活性物种发生部分改变或分解而失去氢甲酰化活性。另外，温度过高对设备的要求也相应提高。所以，综合考虑将反应温度确定在107。2.6.3操作压力压力对反应转化率、选择性的影响如图2-10所示：图2-10 压力对反应转化率、选择性的影响上图是107下反应压力对混合辛烯氢甲酰化反应的影响。从图中可以看出，随着反应压力的升高，烯烃转化率和异壬醛收率呈明显增加趋势，加氢副产物异辛烷选择性慢慢下降。烯烃氢甲酰化反应为气体分子数减少的化学反应，提高反应压力有利于反应向生成醛方向进行。同时，压力的提高，将会增大CO和H2在液相反应物中的溶解度，有利于催化活性物种的生成和稳定，从而提高混合辛烯转化率和成醛选择性。但从实际生产中的设备要求和经济因素考虑，反应压力不宜过高。本实验条件下，将反应初始压力确定在5.0MPa。2.6.4操作空速提高空速可增大流体的湍动程度，使传热和传质的阻力膜变薄，催化剂颗粒外表面及颗粒内部反应组成的浓度及温度与气流主体更趋于一致。同时空速增大可以提高生产能力，催化剂反应时间减少、转化率降低、；但是床层压降增大，出口中的异壬醛含量降低，分离困难，动力消耗增加。因此，在工业生产中，为了确保有较长的停留时间和较高的转化率，应对具体的反应器进行经济核算，以确定适宜的空速。根据相关专利，适宜的空速在2500h-13000h-1左右。2.6.5冷却介质对于涓流床反应器，通常采用多层绝热、中间冷激、挥发组分的携热以及采用大量循环等形式以调节温度；每段顶部设置分布器使液流均布，以保证催化剂颗粒的充分润湿，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250300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；反应温度在300以上可采用无机锅炉水，如硝酸钾、硝酸钠及亚硝酸钠的混合物；对于600以上的反应，可用烟道气做载热体。在反应器R0201中，反应温度为107，结合化工工艺设计手册，采用锅炉水作为冷却介质进行反应热的移除。因此，本项目采用中间激式涓流床反应器，段间外移热的类型，即在达到影响催化剂寿命的高温前，将反应物料冷激降温，在反应器内及时冷却至催化剂事宜温度，然后经过每段顶部设置分布器使液流均布，以保证催化剂颗粒的充分润湿，再打入下一个反应床层，避免催化剂超温失活。2.7反应器模拟数据由前文所述，异辛烯氢甲酰化制备异壬醛的反应详细数据如下：从聚合工段来的异辛烯液体和合成气体（一氧化碳和氢气）混合，于涓流床反应器中在107，5Mpa的条件下发生主要反应，反应依据动力学方程进行。进出口物料数据见表2-3。表2-3 反应器进出口物料数据进口出口流股编号2-032-04Temperature 107107Pressure bar 5050Vapor Frac0.6850Mole Flow kmol/hr584.761238.826Mass Flow kg/hr26738.25626738.246Volume Flow cum/hr284.95137.226Enthalpy MMBtu/hr-41.584-61.41Mass Flow kg/hr异丁烯 C4H8-500异辛烯 C8H1620715.146994.82异壬醛 C9H18O022633.826异壬醇 C9H20O0532.604一氧化碳 CO5602.08938.158氢气 H2403.17641.469正丁烯 C4H8-100正丁烷 C4H10-100异丁烷 C4H10-2001，3-丁二烯 C4H6002-丁烯 C4H8-200异辛烷 C8H18-1301054.364三聚异丁烯 C12H240.0040.0042-异辛烯 C8H16-D517.8517.85二缩醛 C18H34O0491.895水 H2O033.257二缩醇 C18H38O00总计26738.2526738.252.8反应器设计(R0201)2.8.1冷热流体物性参数根据化工工艺设计手册，查取锅炉水的相关参数，见下表。表2-4 冷热流体物性参数锅炉水反应流体进口温度25100出口温度40107热导率0.2590.054密度2.591.428粘度25.933.163流速1.32.7热容10051659.777普朗特数0.7032.8.2反应器设备参数计算R0201氢甲酰化反应器进口流率为268.8835m3/h 。停留时间为225s即0.0626363787h则反应体积为268.88350.0626363787=16.84188873m3 。该体积为催化剂的体积，取催化剂的填装空隙率为0.2，由此可得催化剂装填体积V0=16.84188873/(1-0.2)=21.05m3 。故最终选用直径为1.8m，高度为8.6米的涓流式反应器。2.8.3床层压降计算H=8.6m，u=2.7m/s，=0.2，=1.428kg/m3，=3.316310-5Pas，=510-3m。计算出雷诺数计算出压降2.8.4换热面积校核根据表2-4的数据，结合上述两式，可得，。当忽略管壁热阻及污垢热阻的影响，当时，为管壁外侧对流传热控制，总传热系数。平均对数传热温差为锅炉水移取反应热的总传热速率为。所以所需传热的面积为实际面积，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不随温度而变化，则有：式中，-流体的定压比热容，取流体进、出口算数平均温度下的比热值； T1，T2-热流体进出、口温度；t1， t2-冷流体进出、口温度。则所用锅炉水的质量流量为2.8.5反应器接管设计（1）反应原料进口管设计根据基础数据可知进料流量为13.3m3/s，参考相关文献克制常见原料气体管内常用的流速范围见表2-5。表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（1105Pa1106Pa)1.53.0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由于进料组成类似液体，且压力为50bar，所以取流速为15m/s，有公式知对于计算出来的管径为1.06m，我们采用DN1100的钢管作为进料管。（2）反应产物出口管设计，根据基础数据可知出料流量为17.27m3/s，再根据所以我们采取DN1200的钢管作为出料管。（3）冷却介质进口管设计，根据基础数据可知出料流量为0.029m3/s，再根据所以我们采取DN125的钢管作为出料管。（3）冷却介质出口管设计，根据基础数据可知出料流量为0.03m3/s，再根据所以我们采取DN125的钢管作为出料管。2.8.6人孔设计对于筒体设备来说，都需要开设人孔，方便检修，故对于直径1.8m反应器来说，选择公称直径为500mm的人孔，且在进料口上方和出料口下方设置1个，然后每隔3m开设一个人孔，故反应器一共开设3个人孔。根据标准JB/T4736-2002补强圈，该人孔可用补强圈补强。采用内坡口型式、全焊透焊接，补强圈放在器壁外单面补强。2.8.7材质选择反应气体走管程，冷却介质锅炉水走壳程。锅炉水在高温下工作时，设备受热会产生较大的热变形，必须考虑由此带来的设计问题。此外，许多锅炉水具有不同程度的腐蚀性，在选材及结构设计方面需加以考虑。根据化工工艺设计手册并结合相关文献，表明 Q345R 和F304# 不锈钢表面腐蚀膜更为致密且牢固附着于基底上，失重数据也表明Q345R质量损失最小。2.9反应器强度校核设计初步完成后，使用SW6-2011对反应器进行强度校核，形成设计说明书。由于该反应器为涓流式固定床反应器，其中输入数据见表2-6：表2-6输入数据值项目设计压力/MPa设计温度/设备直径/mm计算长度/mm输入数据510718008600由SW6-2011计算结果如下：立式搅拌容器校核计算单位青岛科技大学Gems Quest团队筒体设计条件内 筒夹 套设计压力 pMPa56设计温度 t C107160内径 Dimm18002000名义厚度 dnmm110110材料名称Q345RQ345R许用应力s 137.571137.571 s tMPa136.02129.2压力试验温度下的屈服点 s 206206钢材厚度负偏差 C1mm00腐蚀裕量 C2mm33厚度附加量 CC1C2mm33焊接接头系数 f0.850.85压力试验类型液压液压试验压力 pTMPa1111筒体长度 Lwmm86001600内筒外压计算长度 Lmm1600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椭圆形名义厚度 dnmm606060材料名称Q345RQ345RQ345R设计温度下的许用应力 s tMPa111132.16111钢材厚度负偏差 C1mm00.30腐蚀裕量 C2mm333厚度附加量 CC1C2mm33.33焊接接头系数 f0.850.850.85主 要 计 算 结 果内圆筒体夹套筒体内筒上封头内筒下封头夹套封头校核结果校核合格校核合格校核合格校核合格校核合格质 量 m kg44558.69158.032239.32239.33089.6搅拌轴计算轴径mm 备 注夹套压力试验时，内筒至少需保持 3.30277MPa 的内压，否则将导致内筒失稳内筒体内压计算计算单位青岛科技大学Gems Quest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 Pc10.00MPa设计温度 t107.00 C内径 Di1800.00mm材料Q345R ( 板材 )试验温度许用应力 s137.57MPa设计温度许用应力 st136.02MPa试验温度下屈服点 ss206.00MPa钢板负偏差 C10.00mm腐蚀裕量 C23.00mm焊接接头系数 f0.85厚度及重量计算计算厚度d = = 81.36mm有效厚度de =dn - C1- C2= 107.00mm名义厚度dn = 110.00mm重量44558.57Kg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 = 11.0000 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平 sTsT 0.90 ss = 185.40MPa试验压力下圆筒的应力sT = = 115.32MPa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= = 12.97433MPa设计温度下计算应力st = = 89.11MPastf115.62MPa校核条件stf st结论合格内筒体外压计算计算单位青岛科技大学Gems Quest团队计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件圆筒简图计算压力 Pc-6.00MPa设计温度 t160.00 C内径 Di1800.00mm材料名称Q345R (板材)试验温度许用应力 s137.57MPa设计温度许用应力 st129.20MPa试验温度下屈服点 ss206.00MPa钢板负偏差 C10.00mm腐蚀裕量 C23.00mm焊接接头系数 f0.85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 = 1.25Pc = 11.0000MPa压力试验允许通过的应力stsT 0.90 ss = 185.40MPa试验压力下圆筒的应力sT = = 115.32MPa校核条件sT sT校核结果合格厚度及重量计算计算厚度d = 105.75mm有效厚度de =dn - C1- C2= 107.00mm名义厚度dn = 110.00mm外压计算长度 LL= 1600.00mm筒体外径 DoDo= Di+2dn = 2020.00mmL/Do0.79Do/de18.88A 值A= 0.0225241B 值B= 109.45重量44558.57kg压力计算许用外压力P= = 6.20421MPa结论合格。夹套水压试验时，内筒需充压 3.303 MPa。内筒上封头内压计算计算单位青岛科技大学Gems Quest团队计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力 Pc10.00MPa设计温度 t107.00 C内径 Di1800.00mm曲面深度 hi665.00mm材料Q345R (板材)设计温度许用应力 st136.02MPa试验温度许用应力 s137.57MPa钢板负偏差 C10.00mm腐蚀裕量 C23.00mm焊接接头系数 f0.85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 = 1.25Pc= 11.0000 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力stsT 0.90 ss = 185.40MPa试验压力下封头的应力sT = = 133.72MPa校核条件sT sT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K = = 0.6386计算厚度dh = = 50.81mm有效厚度deh =dnh - C1- C2= 57.00mm最小厚度dmin = 2.70mm名义厚度dnh = 60.00mm结论满足最小厚度要求重量2239.30Kg压 力 计 算最大允许工作压力Pw= = 11.18880MPa结论合格内筒下封头内压计算计算单位青岛科技大学Gems Quest团队计算所依据的标准GB 150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力 Pc10.00MPa设计温度 t107.00 C内径 Di1800.00mm曲面深度 hi665.00mm材料Q245R (板材)设计温度许用应力 st132.16MPa试验温度许用应力 s148.00MPa钢板负偏差 C10.30mm腐蚀裕量 C23.00mm焊接接头系数 f0.85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 = 1.25Pc= 11.0000 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力stsT 0.90 ss = 202.50MPa试验压力下封头的应力sT = = 134.42MPa校核条件sT sT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K = = 0.6386计算厚度dh = = 52.33mm有效厚度deh =dnh - C1- C2= 56.70mm最小厚度dmin = 3