4-反应器设计说明书

山东齐鲁石化年产3万吨C4改制MMA项目反应器设计说明书 2018“东华科技-陕鼓杯”第十三届全国大学生化工设计竞赛齐鲁石化年产3万吨C4改制MMA生产项目反应器设计明书团队名称： 安徽工程大学 敦复无悔 指导老师： 唐定兴 李兴扬 任一鸣 李芳 张荣莉 团队成员： 许甄 余栋梁 赵庆仁 汪皓 秦承佳 完成时间：2018年7月目录 第一章 概述61.1序言61.2反应器类型61.2.1 固定床反应器71.2.2流化床反应器91.2.3移动床反应器10 第二章 反应器设计示例142.1异丁烯一级氧化反应器R0301142.1.1催化剂的选择142.1.2反应动力学研究152.1.3反应器敏感性分析163.1.反应物料衡算203.1.2物料衡算表204.1工艺设计及计算214.1.1催化剂床层体积214.1.2反应空时224.1.3反应床层高度234.1.4反应器直径244.2反应器的床层压降核算254.2.1床层压降计算254.3热量衡算与换热面积核算264.3.1 热量衡算264.3.2换热面积衡算265.1反应器的结构参数设计285.1.1反应器设计温度和设计压力285.1.2反应器筒体厚度计算285.1.3反应器封头厚度计算306.1机械设计及强度校核316.1.1水压试验校核316.1.2反应器接管尺寸及方位326.1.3折流挡板的设计336.1.4耳式支座设计346.1.5拉杆、定距管356.1.6 管板设计366.1.7 反应器总高度376.1.8地震载荷、风载荷及耐压试验校核376.1.9法兰设计与复核377.1反应器设计结果汇总437.1.1设计条件一览表437.1.2反应器参数设计结果汇总表437.1.3接管尺寸及方位图458.1 SW6强度校核488.1.1强度计算说明书489.1设备条件图849.1.1设备条件图实例84 第三章 反应器内部流场模拟853.1 模拟目的853.2 模拟对象863.3 反应器简化863.3 网格划分883.4 控制方程组883.4.1连续性方程：883.4.2动量方程：893.4.3组分方程：893.4.4能量方程：893.5模型选择893.6 结果及分析903.6.1床层压降903.6.2速度分布903.7 单管传热模拟923.7.1 温度分布923.7.2 反应速率分布953.8总结96第一章 概述1.1序言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。因此，化学反应器的选型、设计计算和选择最优化的操作条件是化工生产中极为重要的课题。反应器设计的主要任务首先是选择反应器的型式和操作方法，然后根据反应和物料的特点，计算所需的加料速度、操作条件（温度、压力、组成等）及反应器体积，并以此确定反应器主要构件的尺寸，同时还应考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。在反应器设计时，除了通常说的要符合“合理、先进、安全、经济”的原则，在落实到具体问题时，要考虑到下列的设计要点：（1）反应器有良好的传热能力；（2）反应器内温度分布均匀；（3）反应器有足够的壁厚，能承受反应压力；（4）反应器结构满足反应发生的要求，保证反应充分；（5）反应器材料满足反应物腐蚀要求；（6）保证原料有较高的转化率，反应有理想的收率；（7）降低反应过程中副反应发生的水平。1.2反应器类型化学反应是反应过程的主体，而反应装置是实现这种反应的客观环境。化学反应过程和反应器作为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地位。而在工业中，运用最广泛的有固定床、流化床和移动床反应器。1.2.1 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。固定床反应器可分类为三种基本形式：（1）轴向绝热式固定床反应器(如下图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（如下图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）管式固定床反应器（如下图1-3）。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。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(如上图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。固定床反应器主要优点有：（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转化率。（2）反应速率较快，可用较少量的催化剂和较小的反应器容积来获得较大的生产能力。（3）催化剂机械损耗小；（4）结构简单；（5）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。主要缺点有：（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。1.2.2 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与固定床相比，流化床反应器的特点主要有以下几点：（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；（4）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；（5）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。1.2.3 移动床反应器移动床与固定床相似，不同的是固体颗粒自顶部连续加入，由底部卸出. 移动床离子交换树脂在交换器、再生器和清洗塔之间，周期性流动的离子交换装置。移动床与固定固定床的差别在于反应过程中催化剂从反应器入口向出口缓慢运动，新鲜催化剂(或再生好的催化剂)从反应器入口进入，失活的催化剂从反应器出口移出，进行再生。催化剂运动速度较慢，没有达到流化状态。如UOP与IFP连续重整工艺中的移动床反应器。如下图1-6所示图1-6 移动床吸附器型式型式适用的反应优缺点管式气相；液相返混小，所需反应器容积较小，比传热面大；但对慢速反应，管要很长，压降大釜式液相；液-液相；液-固相适用性大，操作弹性大，连续操作时温度、浓度容易控制，产品质量均一，但高转化率时，反应容积大固定床气-固（催化或非催化）相返混小，高转化率时催化剂用量少，催化剂不易磨损；传热控温不易，催化剂装卸麻烦流化床气-固（催化或非催化）相；特别是催化剂失活很快的反应传热好，温度均匀，易控制，催化剂有效系数大；粒子输送容易，但磨耗大；床内返混大，对高转化率不利，操作条件限制较大固定床反应器的操作原则：1. 为防止流体带出，流体一般由上向下通过床层；2. 为保证床层适宜的温度条件，床内布置各种换热元件；3. 为防止流动压降过大，催化剂粒径不能过小，为减少内扩散的影响，粒径不能过大。适宜粒径为2-6 mm。4. 为防止近壁出现沟流，催化剂的粒径应小于管径的8倍，一般范围工业中常用的固定床反应器有两种形式：绝热式反应器和换热式反应器。对于强放热反应系统，如果系统产生的热量不能及时排放掉，势必导致反应系统温度升高。当反应系统温度超过某限度时，对于转化率、选择性、催化剂活性和寿命等带来不良影响。因此，强放热反应系统温度控制是固定床反应器设计和安全操作的主要问题之一。与绝热式固定床反应器相比，列管式固定床反应器能够对外换热，便于控制反应温度，使反应达到较高的转化率，因而适应性较强，应用比较广泛。列管式固定床反应器具有以下特点:1. 当反应热不太大或单程转化率不太高时，催化床层温度易控制，整个催化床层内温度分布均匀。另一方面，由于传热面积与床层体积比大，传热迅速，床层同平面温差小，有利于延长催化剂使用寿命。2. 能准确、灵敏地控制反应温度，催化剂床层的温度可通过调节汽包蒸汽压力来控制。3. 以较高能位回收反应放出的热量，热量利用合理。4. 设备紧凑，开停车方便。5. 合成反应过程中副反应少，杂质含量少，产品质量高。该类反应器的不足之处是对管壳结构机械设计要求高，设备复杂，制作困难，对材料及制造方面的要求较高。列管换热式固定床反应器，虽然可以通过管壁与壳程的换热介质换热但是由于热量的生成速率与移走速率之间存在差异，使得反应温度沿轴向存在分布。在一定条件下，此分布对诸如反应器入口反应物的浓度、气速、冷却温度等操作参数均十分敏感，操作条件的微小变化，将引走反应系统温度的较大变化，反应热迅速增加，如果产生的热量不能及时移走将导致反应系统温度跳跃式的增加，使反应系统失去控制，即造成飞温问题。为了增大单位床层体积所具有的传热面积，一般列管式固定床反应器有成千上万根列管并联联结。各列管的操作参数和床层的温度、浓度分布接近。因此只要根据反应条件计算出一根列管的床层温度与浓度分布，确定其所须床层高度和催化剂装填量，就可求得整个反应器所须催化剂量，并且确定其合适的操作参数，核算传热介质的流量，避免反应飞温现象的发生。第二章 反应器设计示例2.1 异丁烯一级氧化反应器R03012.1.1 催化剂的选择催化剂是实现异丁烯氧化工艺最优化的关键。异丁烯选择性氧化制的催化剂同丙烯氧化为丙烯醛的催化剂一样曾经历过Cu2O，BiAsO4，MO-U-O，Mo-Bi-O和等类型的变化。目前在实际应用上,异丁烯选择性氧化制的催化剂己多采用MO-BI-Co-Fe-O为基础的复合氧化物体系,并在其基础上进一步添加多种助剂。目前可得到的异丁烯转化率大于95%,选择性大于85%。2.1.1.1装填方式创新专利CN1029228和US5276178分别采用了粒径或活性递变的方式进行催化剂装填,这两种填方式被认为可引导反应逐步进行,防止反应剧烈、热量累积,从而提高反应的选择性和催化剂寿命。2.1.1.2一种新型催化剂装填方式异丁烯氧化反应采用的是固定床列管式反应器，将每个反应管沿轴向设定多个反应区（装填催化剂部分，催化层）。反应区个数越多，效果越好。工业上去25个反应区足够。本反应器取3个更为合适。每个反应区的合适长度随催化剂的粒径大小而变化。确定适当的反应区长度，可以获得最佳产率，取合适的反应管内径27mm。总之，选择不同粒径的催化剂或者不同占有体积的催化剂按照粒径大小的顺序装填在不同的反应区内。应为催化剂粒径所以反应区长度也会随之改变，进口段粒径大，反应区最长。选取的催化剂应是圆柱或者环形，这种形状的催化剂效果最好，直径范围为1-3mm为最优。通过大量学者的实验分析，这种填方式被认为可引导反应逐步进行,防止反应剧烈、热量累积,从而提高反应的选择性和催化剂寿命。还有另一种按照催化剂活性递变进行装填的方式，因为操作难度大，成本高，技术条件难以达到，暂不考虑。2.1.1.3反应催化剂总结该催化剂是选择性氧化。选择性氧化的优势是对有机物局部的选择性氧化,可以形成一系列不同类型的反应,得到的产品种类丰富。选择性氧化反应不可逆,反应速度快,整个工艺流程短，原料和产品不容易积聚选择性氧化。一般为强放热反应,反应热多数情况下可以用来加热原料和副产蒸汽氧化剂为纯氧或空气。综上，选择MO-BI-Co-Fe-O系催化剂，以氧化硅为载体用浸渍法制备的催化剂,催化活性高。催化剂参数如下表所示：评价项目产品指标催化剂颗粒性状圆柱或环形颗粒直径mm0.9 1.3比表面积44.6m2/g堆积密度/（Kg/L）0.931床层空隙率0.52.1.2反应动力学研究2.1.2.1反应方程式C4H8+O2=C4H6O+H2O2.1.2.2动力学方程式由动力学方程式 r=-dCIBdt=kCIBn，取对数得，lnr=lnk=nlnCIB以lnC为横坐标,lnr为纵坐标作图得一直线,根据方程,则直线在纵坐标的截距为动力学常数k，斜率为异丁烯的反应级数n。因为是选择性氧化取反应级数n=1。速率常数与反应活化能的关系为方程式1所示,两边取对数即得方程式2。以1/T为横坐标,lnk为纵坐标作图,则直线的节距为lnA,斜率为-E/R,计算即可得反应指前因子A和反应活化能E。k=Ae-E （1）lnk=lnA-ERT （2）根据以上方法得到的反应指前因子7.37e14,和反应活化能169.7kJ/mol最终得到的动力学方程即为动力学方程。r=7.37x1014e-169744RTCIB 单位：mol/(Ls)2.1.3反应器敏感性分析固定床反应器的参数敏感性是指某些参数（如进料温度或浓度、反应管壁温度、冷却介质温度等）的少许变化对反应器内的温度和浓度状态及反应器结果的影响程度。在进行强放热反应的列管式固定床反应器中，反应管的热点温度往往会随操作条件的微小变化而发生显著变化，甚至影响反应器的安全操作。所以，参数敏感性对反应器的设计和操作都有重要意义。一般来说，反应器不应在敏感区及其附近操作。因此，在进行详细设计计算之前，选择合适的反应器结构尺寸和操作条件，以限制热点温度和避免其对参数变化的过度敏感很有意义许多研究者采用不同的方法导出了列管式反应器失控依据，结果如下图所示。横坐标为S=*，即量纲为一的绝热温升=-HcA0cpT0 =（-H）yA0MrcpT0和量纲为一的活化能=ERT0的乘积；纵坐标为NS，其中N=4UdtMrcpkb式中，U为总传热系数，dt为反应管直径，Mr为平均分子质量，Kb为以单位体积催化剂为基准的反应速率常数，于是NS=4URT02dtkbcA0-HE图中曲线以上的区域表示反应器的状态对操作参数不敏感，曲线以下的区域则表示可能因为操作参数的小变动导致反应器飞温。这些曲线可以方便的用于选择避免“飞温”的操作条件和反应管直径。由图和N/S的定义可见，一切使N/S增大的措施都有利于降低反应器参数敏感性。当由于结构原因不能进一步减小管径，由于工艺上的原因不能进一步减小反应初始浓度时，用惰性固体颗粒稀释催化剂减小反应体积速率常数kb，也是设计中可以采用的降低反应器敏感性的一种措施。2.1.3.1温度异丁烯选择性氧化反应为强放热反应，如图1所示，随反应温度升高，反应速率快速提升，反应转化率先上升然后逐步下降。同时，应该同步考虑温度对于反应选择性的影响，异丁烯选择性氧化反应为平行反应，温度上升对反应选择性影响较大。同时，若反应温度过高，催化剂容易出现烧结现象，导致催化活性下降。现有文献表明，异丁烯选择性氧化反应最佳温度区为290340。综合以上因素考虑，最终确定反应温度320。此时主反应转化率最佳，同时对副反应有抑制作用。图2-1 反应温度与反应转化率的关系2.1.3.2压力异丁烯选择性氧化反应为分子数不变的气相反应，压力对其转化率及选择性影响不大。由勒夏特列原理可知，反应压力的提升不能加快反应正向移动，所以也不能促使转化率得到提升。但是由文献给出的数据，异丁烯与氧气的进料比为1:3，所以压力会对转化率产生影响。由图2可知，反应压力升高后,促进了反应物的吸附和活化,催化剂的催化活性可大幅度高，所以提高了反应的转化率。由灵敏度分析，也可得到相应的结果。但反应压力不可能无限制提升，需要考虑实际反应器的操作情况，转化率不是越高越好，高的转化率往往得不到很好的选择性。通过文献可知，最佳转化率大约为68%左右，所以在达到反应要求的前提下，应尽量降低反应压力以达到节能及安全指标。最终本工艺将反应压力定为1atm。2-2 压强对反应转化率的影响图2-3 反应压力对转化率的影响综合以上分析可认为,适当增加反应压力,极为有利于提高反应转化率，降低反应温度,提高时空收率。2.1.3.3进料比异丁烯氧化反应的起始进料比对反应选择性有较大影响。研究表明，异丁烯转化率随n（氧气）n（异丁烯）的增大而减小；甲基丙烯醛选择性随n（氧气）n（异丁烯）的增大先升高后降低，本反应目标是在得到较大MAL选择性的同时得到总量最多的甲基丙烯醛。因此，对于原料进料比应选取最佳峰值。对。最终确定本工艺最佳进料比为n（氧气）n（异丁烯）=1.3，符合文献研究的最佳进料比1.22.0区间。总结：经过查阅资料，Aspen Plus模拟优化，选择性氧化最优反应温度范围为290-320 ，最优反应压强在0.1 MPa左右，接近于常压条件操作，反应进料比 1.3（O2：CH4）在此条件下，既能保证较高的转化率和选择性，又能保证合理的床层温度，保证催化剂的高效性。2.1.3.4其他条件的选择本工艺生产规模为：年产甲基丙烯酸甲酯3万吨年操作时间：8000 h取定型温度为320度，在320，0.1Mpa下反应混合物有关物性数据如下，：热导率=0.046 W/（mK）粘度=2.5810-5pas密度 = 0.785kg/m3比热容Cp=1.635KJ/(KgK)3.1.反应物料衡算3.1.2物料衡算表由Aspen Plus V8.4对物料进行模拟，结果见表，详细数据见Aspen源文件。参数进口出口摩尔流率/kmol/h279.945279.945质量流率/kg/h10681.68610681.686体积流率/m3/h13034.65213614.583温度/287320压力/MPa0.10.1013各组分质量流率/kg/hC3tracetrace丁烷0.1970.197异丁烷0.0190.019异丁烯4007.1711284.351水1.924876.181甲醇tracetrace氧气6663.9775111.12甲基丙烯醛03401.421丁烯0.0350.0354.1工艺设计及计算4.1.1催化剂床层体积先把列管式固定床反应器看成绝热式反应器，达到稳态后，反应速率随物料流动的轴向移动而变化，故可取任意时间间隔某微元体积 dVR，然后根据此微元体积对异丁烯作物料衡算，最终结果为：、 （1） r=7.37x1014e-169744RTCIB 单位mol/(Ls) （2）将CIB=Ca0(1-Xa)代入公式（2）由Aspen Plus V8.4物流数据得异丁烯摩尔流量n=71.55 kmol/h,进口总体积流量V=13034 m3/h，求异丁烯初始浓Ca0=n/V=5.49mol/ m3，即Ca0=0.00549 mol/LFa0=71554mol/hR=8.3144T=593K将中的数据代入（1）式中，求得床层体积的表达式公式：VR=00.68FA0(-r)dx=00.68715547.371014e-1697448.31445935.4910-33600 （3）因为FA0单位为mol/h，rA单位为mol/(Ls),所以rA因乘3600，变为mol/(Lh),使得最后积分单位为L，即催化剂床层体积。使用matlab编程计算得所需催化剂的体积VR=4.8739m3。运行程序及及结果如下：function jifenclear all;clc %清除以前的数据，并使光标回到左上角a=0;b=0.67; %积分限，b为反应最终转化率x=a:0.01:b; %积分步长为0.01y=f(x);y=quadl(f,a,b); %自适应Lobatto法积分disp(催化剂床层体积（L）：) %显示结果disp(y) function y=f(x)y=71554./(7.37e14.*exp(-169744./(8.3144.*593).*0.00549.*(1-x).*3600); %因为x是数组，所以用点乘符号结果：催化剂床层体积=4.8739e+03 单位：L4.1.2反应空时原料的体积流量V=13035 m3/h，则标况下该股物料的体积流量为Vs593101.325101.325=4109m3/h注：该计算公式来源反应工程（李绍芬主编）。代入公式求得，空时=4.27 s4.1.3反应床层高度为了优化反应器的床层高度，可以采用一维拟均相理想流动模型对反应器进行设计计算。一维拟均相理想流动模型是固定床反应器中最简单的模型，有三个基本假定：流体在径向温度浓度是均一的，沿轴向变化流体在床层中流动属于平推流与流动方向垂直界面的温度浓度是相同的根据两个衡算方程：动量衡算方程-dpdl=(150Rem+1.75)um2ds1-BB3物料衡算方程dVR=Stdl=4dt2dl整理各项公式得到转化率与床层高度的微分方程式：dxAdl=(-RA)(1-B)um0cA0式中，B为床层空隙率，um0为进口处空床线速度，m/s使用了专业数据处理软件polymath模拟，选用了不同的空床流速，最终取气体流速为1.3m/s时反应器的长径比，温度分布，转化率均取得将好结果，polymath运行结果如图：图3-1床层高度与转化率的关系图计算的原始数据由图可知，我们在计算催化剂装载量时，是按照文献，转化率确定为68%计算的，所以，床层高度也应该结合实际生产率，而不应该追求高的转化率，忽略了其他生产因素，当u=1.3m/s，x=0.679时，此时床层高度L=3.61m，再结合实际生产情况和圆整的效果，我们取床层高度L=4m,此时转化率XA=0.71,在合理的范围之内，满足要求。4.1.4反应器直径由以上分析，求得了催化剂装载量，床层高度，就可以对列管式反应器直径进行设计计算。为了防止溢流，反应管的选择要满足di8dt，有上表知催化剂为规整球体，且直径在0.9-1.3 mm之间，故反应管规格选择为 322.5 mm。取反应管的长为4000mm，则每根反应管所填充的催化剂的体积v为:v=4di2L（1-）=3.1440.027240.5=0.0011445m3=1.145L故所需反应管根数N=V床v=4.87390.0011445=4259根由经验公式确定反应器直径D=tb-1+(23)d0式中：t为管心距，由经验选择t=40 mm；d0为换热管外径。选择反应管的排列方式为正三角形，中心布管数 b=1.1N=1.14259=66根图3-2 反应管排列方式则代入计算反应器的直径为D=tb-1+2d0=0.0466-1+20.032=2.66 m圆整后为3 m。4.2反应器的床层压降核算4.2.1床层压降计算由厄根方程计算流体通过床层的压降，计算公式为：-dpdl=(150Rem+1.75)um2ds1-BBu 为流体通过床层的流速u=13034.60.7850.027236004259=1.49 m/sB床层空隙率，为0.50；um表示流体通过床层的实际流速，为um=uB=1.490.50=0.745 m/s；ds为催化剂的比表面当量直径，则ds=0.003 m；为气体的密度，查Aspen Plus得到，=0.785 kg/m3；为物料的粘度，查Aspen Plus得到，=2.5810-5 PaS；Rem为修正雷诺数，Rem=dSum(1-B)=0.0030.7450.7852.5810-5（1-0.5）=136代入厄根方程，计算得-dpdl=150Rem+1.75um2ds1-BB=150136+1.750.74520.7850.0031-0.50.5=414.33 Pam-1则床层总压降为P=414.334=1657.3Pa由于1657.3101000=1.6%即压降小于入口压力的15%，设计符合压降要求4.3热量衡算与换热面积核算4.3.1 热量衡算反应器的设计采用一维拟均相理想流动模型，其基本方程有三，分别是动量衡算方程、物料衡算方程以及热量衡算方程。由于本反应为放热反应，其采用的是绝热式反应器，反应放出的热量通过管外冷却剂冷却方式达到移走反应热量的目的。采用热量衡算得到需要被移走的热量。热量衡算方程为：输入热量+反应放出热量=输出热量+移走热量由Aspen Plus 模拟可知，输入热量Q1=0.611 Gcal/h=1.46105 kJ/h输出热量Q2=3.167 Gcal/h=7.58105 kJ/h反应放出热量Q3=1197696.6966kJ/h=11.976105kJ/h由此可计算得被移走热量Q=2.936105 kJ/h4.3.2换热面积衡算床层对列管壁总传热系数可按下式计算：（1）-催化剂颗粒直径mm-反应列管内径mm-流体的质量流速，-流体的导热系数，-流体黏度 pas相关数据见下表2-7：表2-7 相关数据表（1）（mm）（mm）（kg/h）（W/（mK）（pas）127106810680.04562.5810-5带入式（1）计算得：中压水对列管壁面换热系数本工艺列管选用耐热钢管，其导热系数为则以内管表示的总传热系数K为：（2）相关数据见下表2-8：表2-8 相关数据表（2）W/(m2K)W/(m2K)kJ/(hm2K)（mm）（mm）（mm）（mm）654.36562.16107.55273229.5代入式（2）得K=21.83=78.58因管径较小，故整个反应器床层可近似看成等温，为593K。传热推动力为：=15K所需传热面积：实际传热面积：因为故，故可以满足换热需要。5.1反应器的结构参数设计5.1.1反应器设计温度和设计压力由于该反应操作在温度为300350，压强在0.1MPa下进行操作，但是反应物走管程，壳程是换热介质，选取了饱和中压水作为换热介质，壳程压力P=2.1MPa。5.1.1.1设计压力Pc操作时设计压力=(11.1)Pw，所以Pc=1.1PW=1.12.1=2.3MPa5.1.1.2设计温度Tc 最大操作温度取T=350，即取设计温度Tc=370。5.1.2反应器筒体厚度计算反应器壳体为内压容器，其厚壁的计算公式为：式中壳体理论计算厚度，mm设计压力，内压容器取=(11.1)Pw，MPa；材料在操作温度范围内的许用应力，MPa；焊接系数，取=1为壳体内径，mm其中：（1）由于该列管式反应器壳体与列管间实现中压蒸汽换热，操作温度为174，设计温度为194，操作压力为2.1MPa，设计压力为2.3MPa，选用材料为Q345R；（2）对压力容器用的低合金钢板（GB713-2008）和不锈钢钢板(GB24511-2009)，它们的厚度负偏差一律为0.3mm，所以C1=0.3mm；（3）焊接方式选用双面焊接，全部无损探伤，所以焊接系数=1；（4）Q345R在设计温度下（200）的许用应力=170MPa(厚度1636mm)；（5）根据GB 713锅炉和压力容器用钢板规定，腐蚀裕量=2mm；带入计算得：理论计算厚度：设计厚度：名义厚度：有效厚度：故选取筒体厚度为23mm。5.1.3反应器封头厚度计算5.1.3.1封头材料选择本工段工艺采用列管式固定床反应器，选择标准椭圆形封头。因为物料基本无腐蚀，选择封头材料为Q345R，腐蚀余量为2mm，负偏差为0.3 mm。操作温度为320，设计温度为340，操作压力为0.1MPa，设计压力为0.3MPa，Q345R在设计温度下的许用应力=143MPa(厚度316mm)5.1.3.2封头厚度计算封头壁厚计算公式为：代入数据计算得：理论计算厚度：设计厚度：名义厚度：有效厚度：5.1.3.3标准封头选取为方便焊接，将封头厚度与筒体厚度选取一致，故选取封头厚度为23mm。而根据GT/T 25198-2010压力容器封头标准查得，选取标准椭圆封头- EHA椭圆封头,公称直径为3000mm,封头总深度H=790mm，内表面积A=10.1329m2，容积V=3.817m3 ,厚度为24mm,质量为1883.0kg。标记：EHA 300024(22.4)-Q345R因此封头不会造成失稳。5.1.3.4封头直边高度的选取最新的标准为JB/T 4746-2002.该标准规定以内径为公称直径的标准椭圆形封头(代号EHA)的直边高度只与公称直径有关：DN2000mm时，直边高度为25mm；DN2000mm时，直边高度为40mm；由于所设计的筒体公称直径DN=3000mm2000mm，所以直边高度为40mm。6.1机械设计及强度校核6.1.1水压试验校核由于该反应器操作温度为320，压强在0.1 MPa，选用列管材料为耐热钢0Cr25Ni20（S31008），根据化工机械基础（陈国恒、陈刚主编），腐蚀裕量C2=2 mm，焊接方式选用双面焊接，100%无损探伤，所以焊接系数=1.0。操作时可能的最大压力为PT=Pmax=PT=1.1Pc=1.10.1=0.11 MPaPT=P+Pc=0.1+0.1=0.2MPa故PT=0.2 MPa。在校核时，设计温度要比反应器的操作压力要大，取T=340 ；则可查表知0Cr25Ni20（S31008）的许用应力为125 Mpa，ReL=105 MPa带入计算得：T=PT(DI+e)2e=0.20(3000+20.7)220.7=14.59 MPa3006006009009001200120015001500折流板或支持板最小厚度/mm7009005681012169001500681012161615002000101216202020002600121418222426003200141822242632004000202426286.1.4耳式支座设计立式容器的支座有耳式支座（又称悬挂式支座）、支撑式支座和裙式支座三种。小型直立设备一般采用耳式支座和支撑式支座，高大的塔设备则广泛采用裙式支座。对于此列管式反应器采用耳式支座，材质为Q235A，筒体内径为3000m