固定床列管式反应器的设计 决赛国学改

目录
固定床列管式反应器1的设计：
一、反应器选择及操作条件说明 (3)
二工艺计算 (5)
2.1 催化剂用量 (5)
(6)
2.2 反应器列管数
(6)
2.3换热面积
三设备尺寸计算 (7)
3.1反应器筒体直径 (7)
3.2反应器高度 (8)
3.3筒体和封头厚度 (8)
四接管零部件尺寸计算 (9)
4.1进料管 (9)
4．2 出料管 (10)
4．3 熔盐进出口 (10)
4.4安全阀 (10)
4.5 温度计接管 (11)
4.6孔 (11)
五设计结果汇总 (12)
1
六参考文献： (13)
固定床列管式反应器1的设计:
一、反应器选择及操作条件说明 (14)
二工艺计算 (16)
2.1 催化剂用量 (16)
(17)
2.2 反应器列管数
(17)
2.3换热面积
三设备尺寸计算 (18)
3.1反应器筒体直径 (18)
3.2反应器高度 (19)
3.3筒体和封头厚度 (19)
四接管零部件尺寸计算 (20)
4.1进料管 (20)
4．2 出料 (21)
4．3 熔盐进出口 (21)
4.4安全阀 (22)
4.5 温度计接管 (22)
4.6孔 (22)
五设计结果汇总 (23)
六参考文献： (24)
2
固定床列管式反应器1的设计
一、反应器选择及操作条件说明
A反应器选择：
本工艺反应为气固相反应，返混程度不高，为了很好的控制温度，使传热的面积更大，
我们选择了列管式固定床形式。

它的优点有：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选择性；②催化剂机械损耗小；③结构简单。

它的投资和操作费用介于绝热固定床和流化床之间，气相两步氧化法生产丙烯酸比较理想的反应设备。

B操作条件说明：
1.反应方程式：CH
2CHCH
3
+O2→CH
2
CHCHO
该步骤中会有副反应发生，副反应产物为乙酸和丙酸等。

进料状态:
丙烯是液态进料，经过丙烯蒸发器后变为气体进入预混合器，空气经过空气压缩机进入预混合器，水直接以液态水形式进入预混合器。

2.工艺条件确定：使用Mo-Bi系列催化剂。

在温度为325℃时候单程的丙烯醛收率为90.2％，丙烯酸的收率为6.0％，总收率为96.2％。

原料组成反应器一的物料衡算表格可以确定。

反应温度控制在320℃左右，出料温度为250℃，该反应是放热反应，反应产生的热量要及时通过熔盐经熔盐换热器带走。

反应温度
反应温度对选择性、空时收率及出口气中各组分气体含量有一定关系。

当选择操作温度比较低时，反应的选择性较好，但空时收率较低；随着温度的升高，反应选择性略有下降，与此同时空时收率在逐渐提高。

温度继续升高，由于完全氧化副反应的加剧，使得反应选择性明显下降，而且因为大量的氧气被消耗在完全氧化副反应上，使得反应器出口气中氧气的含量大幅度地减少，并有一定量的一氧化碳生成，而一氧化碳的存在可使催化剂
3
的活性减退，这样必然使得空时收率产生明显下降。

因此，丙烯酸合成过程存在着一个最适宜的操作温度范围，并且随着使用催化剂活性的不断下降，需要相应地将操作温度逐渐提高。

反应压力
在丙烯酸地合成过程中，由于原料的单程转化率较低，丙烯的单程转化率一般较低。

因此，需要有大量的气体物料在系统内循环。

丙烯酸合成反应属于分子数减少的反应，增加压力有利于反应向生成丙烯醛和丙烯酸方向进行，同时加压使反应物的浓度提高，有助于反应速度的加快，这样就使得反应的空时收率能有所提高。

因此，提高压力不仅可使空时收率提高，而且有利于反应选择性的改善。

但是，当压力过大时容易有二聚体的出现，不利于得到所需产品。

当然压力的提高要受到设备条件的约束，设备的投资费用随着压力的升高而提高。

3.已知物性参数
由物料衡算得到如下表格：
4
5
其中进料的总质量流量为25617.8 kg/h ，摩尔流量为887.732kmol/h.
出料的总质量流量为25617.8 kg/h ，摩尔流量为88,2.834kmol/h.
二 工艺计算
2.1 催化剂用量
此工艺采用列管式固定床反应器，催化剂填充于反应器的列管当中。

催化剂为钼-铋催化剂，圆形，粒度为Φ5.2mm ，催化剂的空速为95h -1。

下面是反应方程式：
CH 2CHCH 3+O2→CH 2CHCHO
由《物料衡算》中可得，原料进料总的质量流量为25617.8kg/h,在该条件下进料的平均密度为6.25kg/m 3
由公式：
v
V V f R
上式中:
R V 为催化剂床层体积，单位为m 3
；
6
f
V 为原料气体体积流量，单位为m 3/h ；
v 为催化剂空速，单位为h -1。

故得：
)(15.4325
.6958.256173m V R =⨯= 2.2 反应器列管数
给定管子为Φ30mm ×2.5mm ，故内径d t 为0.02m ，催化剂填充高度为3.5m 。

故列管数
)
(251285
.3)025.0(4
15
.434
22根=⨯⨯=
=
π
π
L
d V n t R 列管采用正三角形排列，实际取的管数为25200根。

2.3换热面积
2.3.1热量衡算:由aspen 模拟可得：
对于该反应，反应吸收的总热量为：10993817KJ/h;反应放出的总热量为:17299022KJ/h. 因此对于该反应实际放热量为：17299022-10993817=6305205KJ/h 反应的传热系数为K=130.5 2.3.2核算换热面积
熔盐进口温度325℃出口温度为250℃，整个床层近似地看成等温为330℃， 故传热推动力为：
C t m 5.422
)
325330()250330(=-+-=∆
7
需要传热面积为：
285.11365
.425.1306305205m t K Q A m =⨯=∆=需
实际传热面积为：
270.6923252005.3025.014.3m Ln d A t =⨯⨯⨯==π实
A 实>A 需，能满足传热要求。

三 设备尺寸计算
3.1反应器筒体直径
列管式反应器壳体直径用下式计算：
D =t(b-1)+2e
上式中:
t ——列管管间距，对于正三角形排列t=1.368d 0，d 0为列管外径； b ――最外层六边形对角线上的管数,b=2a+1,a 为六边形层数,
2
1)312(612
1--=n a , n 为列管数；
e ――最外层列管到壳体距离，e=(1~1.5)d 0。

列管为Φ30mm ×2.5mm ，共25200根。

所以
t=1.368×0.025=0.0342(m)
)(912
1
)32520012(6121层=--⨯⨯=a
b=2×91+1=183(根)
8
e=1.5×0.025=0.0375(m)
D =0.0342(183－1)+2×0.0375=6.299(m) 取反应器壳体直径 D =6.3m
3.2反应器高度
列管长度:由工艺计算中可知,列管长度L =4.55m ； 筒体顶部空间：根据《压力容器手册》，H a =1m ； 筒体底部空间：根据《压力容器手册》，H b =2m ；
封头高度：采用EHA 椭圆形封头，根据JB/T 4746—2002可得，曲面高度
H 1=1000mm ,
直边高度H 2=50mm ,则封头高度 H c =2×（1.0+0.05）=2.1m 。

由于反应器下部用于对反应出料的降温，根据西安华威公司提供的相关材料可知气用于降温部分的长度为2.2m 。

由以上可得：
反应器高度H=L+H a +H b +H c +H T
=4.5+1.0+2.0+2.1+2.2 =11.8m
3.3筒体和封头厚度
化工生产中的容器壁厚可根据下式计算：
p
pD S i
-=
ϕσ][2
式中：
S——容器计算厚度，mm；
P——设计压力，MPa；
D
i
——筒体内直径，mm；
[σ]——材料的许用压力，MPa；
ϕ
——焊缝系数。

本反应器材质选择不锈钢0Cr18Ni9，查GB150可知，材料的许用压力为82.6MPa；
采用双面焊对接焊缝，焊缝系数取0.85；
由工艺计算中可知，反应器设计压力为0.4MPa，筒体内直径为6300mm。

所以
筒体的计算厚度
mm S48
.
13
3.0
85
.0
6.
82
2
6300
3.0
=
-
⨯
⨯
⨯
=
查GB708可知，厚度负偏差C
1=0.22mm，腐蚀裕量C
2
=2mm，故
筒体的名义厚度δ=S+C
1+C
2
=13.48+0.22+2=15.7mm 取圆整后，则筒体的名义厚度为16mm。

封头厚度与筒体厚度等同。

四接管零部件尺寸计算
4.1进料管
由《物料衡算》中可知，进料流量
s
m
V
f
/
685
.33
=；
根据《常用化工单元设计》
书中P81，常压操作时，可取12~20m/s；绝对压力为6000~14000pa时，可取30~50m/s；绝对压小于6000pa时，可取50~70m/s。

由于进料部位的气体密度较小设进料流速为30m/s。

9
10
则进料管直径m u V d f
f
396.030
14.3685
.344=⨯⨯=
=
π
由以上计算，选取公称直径400mm ，Φ426mm ×8mm 的进料管。

管法兰选用PL400(B)-0.25RF ，外加补强圈，型号为DN200
-Q235-B JB/T4736。

4．2 出料管
由《物料衡算》中可知，出料流量s m V f /775.63
=，管流速f
u 同样取30m/s,
则出料管直径
m u V d f
f
536.030
14.3775
.644=⨯⨯=
=
π
由以上计算，选取公称直径550mm ，Φ569mm ×9.5mm 的出料管。

管法兰选用PL400（B ）-0.25RF ，外加补强圈，型号为DN200×6-B-Q235-B JB/T4736。

4．3 熔盐进出口
最大撤热量为：27.22MW
同4.1、4.2，熔盐流量s m V f
/23.03
=，管流速s m u f /2=，熔盐进出口直径 m
u V d f
f
383.00
.214.323
.044=⨯⨯=
=
π
由以上计算,选取公称直径400mm,Φ426mm ×8mm 的接管。

管法兰选用PL400(B)-0.25RF ，外加补强圈，型号为DN200×6-B-Q235-B JB/T4736。

4.4安全阀
由本设计设计压力为180Kpa,额定排放压力为180KPa ，参考化工设计手册，选公称
11
直径为100mm ，Φ108mm ×4mm 的接管，接管距轴500mm 。

管法兰选用PL100（B ）-0.25RF 。

查法兰标准：D=210mm ，C=18mm 。

故
mm l 46.14518500)41000(5.020006545.0395)410020009045.0(2222=+-+⨯-⨯--++⨯=取管
长L 为150mm 。

4.5 温度计接管
采用外用接管，内用无缝钢管，参照化工设计手册，外接管为Φ45mm ×3.5mm ，L=137mm ，无缝钢管为Φ32mm ×3.5mm ，长度L=1630mm 。

4.6孔
工作压力为MPa 18.0，工作温度为
C
325，筒体内径为6300 mm ，大于900mm ，故选用人孔Ⅲ（A ·G ）A450-0.6 HG21516-95，法兰选用PL450（B ）-0.25RF ，同时采用补强圈DN450×6-B-Q235-B JB/T4736，厚度与筒体相同。

五设计结果汇总
5.2
12
六参考文献：
●常用化工单元设备的设计第2章列管式换热器的选型，陈英南、刘玉兰主编，华东理工大学出版
社。

●化工原理第三版第1章流体流动、第4章传热及换热器，化学工业出版社，管国锋、赵汝溥主
编。

●化工原理修订版上册第1章流体流动、第4章传热，天津大学出版社，夏清、陈常贵主编。

●列管式固定床反应器的设计探讨，北京石油化工学院学报，赵增慧、夏丽。

●气相氧化羰基化合成碳酸二甲酯工艺的模拟研究，南京工业大学，张宗飞。

●西安华威公司年产三万吨丙烯酸反应器制造方案。

13
固定床列管式反应器2的设计
一、反应器选择及操作条件说明
A反应器选择：
本工艺反应为气固相反应，返混程度不高，为了很好的控制温度，使传热的面积更大，我们选择了列管式固定床形式。

它的优点有：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选择性；②催化剂机械损耗小；③结构简单。

它的投资和操作费用介于绝热固定床和流化床之间，气相两步氧化法生产丙烯酸比较理想的反应设备。

B操作条件说：
1.反应方程式：2 CH
2CHCHO+O
2
CH
2
CHCOOH
该步骤中会有副反应发生，副反应产物为甲醛、乙醛、二氧化碳、一氧化碳等。

进料状态:丙烯醛液态进料，空气一部分气压缩机进入反应器，另一部分经循环进入反应器。

2.工艺条件确定：使用Mo-V列催化剂。

在温度为325℃时候单程的丙烯醛的转化率为98.65％丙烯酸的收率为88.1％原料组成反应器一的物料衡算表格可以确定。

反应温度控制在300℃，出料温度为250℃，该反应是放热反应，反应产生的热量要及时通过熔盐经熔盐换热器带走。

反应温度
反应温度对选择性、空时收率及出口气中各组分气体含量有一定关系。

当选择操作温度比较低时，反应的选择性较好，但空时收率较低；随着温度的升高，反应选择性略有下降，与此同时空时收率在逐渐提高。

温度继续升高，由于完全氧化副反应的加剧，使得反
14
应选择性明显下降，而且因为大量的氧气被消耗在完全氧化副反应上，使得反应器出口气中氧气的含量大幅度地减少，并有一定量的一氧化碳生成，而一氧化碳的存在可使催化剂的活性减退，这样必然使得空时收率产生明显下降。

因此，丙烯酸合成过程存在着一个最适宜的操作温度范围，并且随着使用催化剂活性的不断下降，需要相应地将操作温度逐渐提高。

反应压力
在丙烯酸地合成过程中，由于原料的单程转化率较低，丙烯醛的单程转化率一般较低。

因此，需要有大量的气体物料在系统内循环。

丙烯酸合成反应属于分子数减少的反应，增加压力有利于反应向生成丙烯酸方向进行，同时加压使反应物的浓度提高，有助于反应速度的加快，这样就使得反应的空时收率能有所提高。

因此，提高压力不仅可使空时收率提高，而且有利于反应选择性的改善。

但是，当压力过大时容易有二聚体的出现，不利于得到所需产品。

当然压力的提高要受到设备条件的约束，设备的投资费用随着压力的升高而提高。

3.已知物性参数
有物料衡算得到如下表格：
15
第二反应器物料平衡表
二工艺计算
2.1 催化剂用量
此工艺采用列管式固定床反应器，催化剂填充于反应器的列管当中。

催化剂为钼-钒催化剂，圆形，粒度为Φ5.2mm，催化剂的空速为114h-1。

下面是反应方程式：CH2CHCH3+O2→CH
CHCHO
2
由《物料衡算》中可得，原料进料总的质量流量为25617.8kg/h,在该条件下进料的平均密度为7.106kg/m3
16
17
由公式：
v
V V f R =
上式中:
R V 为催化剂床层体积，单位为m 3；
f
V 为原料气体体积流量，单位为m 3/h ；
v 为催化剂空速，单位为h -1。

故得：
)
(63.37106
.7114594
.304813m V R =⨯=
2.2 反应器列管数
给定管子为Φ30mm ×2.5mm ，故内径d t 为0.02m ，催化剂填充高度为3.0。

故列管数
)
(255650
.3)025.0(4
63
.374
22根=⨯⨯=
=
π
π
L
d V n t R 列管采用正三角形排列，实际取的管数为25600根。

2.3换热面积
2.3.1热量衡算:由aspen 模拟可得：
对于该反应，反应吸收的总热量为：5.88×107KJ/h 总热量为:6.92×107KJ/h 因此对于该反应实际放热量为：6.92×107-5.88×107=1.04×107KJ/h 反应的传热系数为K=200.3
18
2.3.2核算换热面积
熔盐进口温度325℃出口温度为250℃，整个床层近似地看成等温，为310℃，故传热推动力为：
C t m 352
)300310()250310(=-+-=∆
需要传热面积为：
27
49.148335
3.2000
4.110m t K Q
A m =⨯⨯=∆=需
实际传热面积为：
28.6028256000.3025.014.3m Ln d A t =⨯⨯⨯==π实
A 实>A 需，能满足传热要求。

三 设备尺寸计算
3.1反应器筒体直径
列管式反应器壳体直径用下式计算：
D =t(b-1)+2e
上式中:
t ——列管管间距，对于正三角形排列t=1.368d 0，d 0为列管外径； b ――最外层六边形对角线上的管数,b=2a+1,a 为六边形层数,
2
1
)312(6121--=n a , n 为列管数；
e ――最外层列管到壳体距离，e=(1~1.5)d 0。

19
列管为Φ30mm ×2.5mm ，共25200根。

所以
t=1.368×0.025=0.0342(m)
)(922
1
)32560012(6121层=--⨯⨯=a
b=2×921=185根) e=1.5×0.025=0.0375(m)
D =0.0342(185-1)+2×0.0375=6.3678m 取反应器壳体直径 D =6.4m
3.2反应器高度
列管长度:由工艺计算中可知,列管长度L =3.4m 筒体顶部空间：根据《压力容器手册》，H a =1m ； 筒体底部空间：根据《压力容器手册》，H b =2m ；
封头高度：采用EHA 椭圆形封头，根据JB/T 4746—2002可得，曲面高度H 1=1000mm ,
直边高度H 2=50mm ,则封头高度 H c =2×（1.0+0.05）=2.1m 。

由以上可得：
反应器高度H=L+H a +H b +H c
=3.4+1+2.0+2.1 =8.5m
3.3筒体和封头厚度
化工生产中的容器壁厚可根据下式计算：
20
p
pD S i -=ϕσ][2
式中：
S ——容器计算厚度，mm ；
P ——设计压力，MPa ；
D i ——筒体内直径，mm ；
[σ]——材料的许用压力，MPa ； ϕ——焊缝系数。

本反应器材质选择不锈钢0Cr18Ni9，查GB150可知，材料的许用压力为82.6MPa ； 采用双面焊对接焊缝，焊缝系数取0.85；
由工艺计算中可知，反应器设计压力为0.4MPa ，筒体内直径为6300mm 。

所以 筒体的计算厚度mm S 70.133
.085.06.82264003.0=-⨯⨯⨯= 查GB708可知，厚度负偏差C 1=0.22mm ，腐蚀裕量C 2=2mm ，故
筒体的名义厚度δ=S+C 1+C 2
=13.70+0.22+2=15.92mm
取圆整后，则筒体的名义厚度为16mm 。

封头厚度与筒体厚度等同。

四 接管零部件尺寸计算
4.1进料管
由《物料衡算》中可知，进料流量s m V f
/764.73=；根据《常用化工单元设备设
21
计》书中P 81，常压操作时，可取12~20m/s ；绝对压力为6000~14000pa 时，可取30~50m/s ；绝对压小于6000pa 时，可取50~70m/s 。

由于进料部位的气体密度较小设进料流速为30m/s 。

，则进料管直径m u V d f f
574.03014.3764.744=⨯⨯==π
由以上计算，选取公称直径600mm ，Φ619mm ×9.5mm 的出料管。

管法兰选用PL600-0.25RF ，外加补强圈，型号为DN200×6-B-Q235-B JB/T4736。

4．2 出料
出料管：
由《物料衡算》中可知，出料流量s m V f /181.73=，管流速f u 同样取30m/s,
则出料管直径
m u V d f f
552.030
14.3181.744=⨯⨯==π
由以上计算，选取公称直径550mm ，Φ569mm ×9.5mm 的出料管。

管法兰选用PL550-0.25RF ，外加补强圈，型号为DN200×6-B-Q235-B JB/T4736。

4．3 熔盐进出口
最大撤热量为：16.19MW
同4.1、4.2，熔盐流量s m V f
/64.03=，管流速s m u f /4=，熔盐进出口直径
m u V d f f
451.00
.414.364.044=⨯⨯==π
由以上计算,选取公称直450mm ，Φ468mm ×9mm 的接管。

管法兰选用PL450(B)-0.25RF ，
22
外加补强圈，型号为DN200×6-B-Q235-B JB/T4736。

4.4安全阀
由本设计设计压力为175Kpa,额定排放压力为175KPa ，参考化工设计手册，选公称直径为100mm ，Φ108mm ×4mm 的接管，接管距轴500mm 。

管法兰选用PL100（B ）-0.25RF 。

查法兰标准：D=210mm ，C=18mm 。

故
mm
l 46.14518
500)41000(5.020006545.0395)410020009045.0(2222=+-+⨯-⨯--++⨯=取管
长L 为150mm 。

4.5 温度计接管
采用外用接管，内用无缝钢管，参照化工设计手册，外接管为Φ45mm ×3.5mm ，L=137mm ，无缝钢管为Φ32mm ×3.5mm ，长度L=1630mm 。

4.6孔
工作压力为MPa 18.0，工作温度为
C 325，筒体内径为6300 mm ，大于900mm ，故选用人孔Ⅲ（A ·G ）A450-0.6 HG21516-95，法兰选用PL450（B ）-0.25RF ，同时采用补强圈DN450×6-B-Q235-B JB/T4736，厚度与筒体相同。

五设计结果汇总
5.2
23
六参考文献：
●常用化工单元设备的设计第2章列管式换热器的选型，陈英南、刘玉兰主编，华东理工大学出版
社。

●化工原理第三版第1章流体流动、第4章传热及换热器，化学工业出版社，管国锋、赵汝溥主
编。

●化工原理修订版上册第1章流体流动、第4章传热，天津大学出版社，夏清、陈常贵主编。

●列管式固定床反应器的设计探讨，北京石油化工学院学报，赵增慧、夏丽。

●气相氧化羰基化合成碳酸二甲酯工艺的模拟研究，南京工业大学，张宗飞。

●西安华威公司年产三万吨丙烯酸反应器制造方案。

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