30万吨年丙烷脱氢制丙烯生产项目4-反应器设计说明书.docx

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1、30万吨PDH项目反应器设计说明书30万吨年丙烷脱氢制丙烯生产项目反应器设计说明书目录第一章 脱氢反应器的设计31.1 反应器类型的选择31.2 反应器结构的选择41.2.1 反应器流型的确定41.2.2 反应器结构简介71.3 催化剂的选择71.4 反应动力学分析91.4.1 反应方程式91.4.2 反应历程91.4.3 反应动力学方程91.5 反应热力学分析101.5.1 气体热容101.5.2 反应热111.6 反应条件的选择111.6.1 温度111.6.2 压力121.6.3 空速121.6.4 氢烃比131.7 基于Comsol的反应器尺寸设计161.7.1 反应体积的确定161.

2、7.2 反应器尺寸的设计181.7.3 分析总结251.8 反应器结构设计251.8.1 扇形筒设计251.8.2 壳体壁厚设计261.8.3 中心管设计271.8.4 催化剂管道设计271.8.5 封头设计271.8.6 使流体均匀分布的结构设计281.8.7 催化剂封的设计281.8.8 防止催化剂颗粒吹入分流、集流流道的措施281.9 反应器结构校核291.10 催化剂再生391.10.1 催化剂失活机理391.10.2 催化剂烧焦再生401.11 反应器尺寸和工艺参数41第二章 选择加氢反应器422.1 反应方程式422.2 反应器类型的选定422.3 催化剂的选择432.4 动力学分

3、析432.5 反应热力学分析442.6 反应体积的确定442.7 反应器结构设计472.8 反应器结构校核48参考文献67第一章 脱氢反应器的设计1.1 反应器类型的选择丙烷脱氢反应是常见的气固催化反应，工业上一般选用的气固催化反应器有固定床和移动床、流化床三大类，气体流经固定不动的催化剂床层进行反应装置称为固定床反应器；催化剂可以在反应器内移动，连续进出反应器，反应气体以近似于平推流的方式连续与固体催化剂接触反应的称为移动床反应器；流体以较高速通过催化剂床层，带动床内固体颗粒运动，使之悬浮在流动的主体流中进行反应的装置称为流化床反应器。表 1-1 各反应器的优缺点优点缺点移动床反应器催化剂可

4、连续补充，解决丙烷脱氢反应中催化剂结焦失活的问题；反应均匀稳定，催化剂的活性和反应温度不随反应时间的推移而改变，保证产品组成始终恒定温度难以控制，影响转化率，级间加热的方式如果控制不好，对选择性影响很大。固定床反应器催化剂用量少且无磨损返混小，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。结构简单。操作过程中催化剂不能更换，反应器成本较高。流化床反应器流固相界面积大，有利于非均相反应的进行，提高了催化剂的利用率。由于颗粒在床内混合激烈，使颗粒在全床内的温度和浓度均匀一致，床层与内浸换热表面间的传热系数很高，全床热容量大，热稳定性高，这些都有利于强放热反应的等温操作。气体流动

5、状态与活塞流偏离较大，气流与床层颗粒发生返混，以致在床层轴向没有温度差及浓度差。加之气体可能成大气泡状态通过床层，使气固接触不良，使反应的转化率降低。催化剂颗粒间相互剧烈碰撞，造成催化剂的损失和除尘的困难。由于固体颗粒的磨蚀作用，管子和容器的磨损严重。丙烷脱氢这一技术面临的主要问题之一就是催化剂的结焦失活：该反应在热力学上是一个分子数增加、强吸热（124.27 kJ/mol）的可逆反应。为了使反应向脱氢方向进行，需要提高反应温度和降低反应器中的压力。但是在高温下，C-C键裂解反应在热力学上比C-H键裂解更有利，从而加剧了碳在催化剂表面沉积导致催化剂失活。若采用固定床反应器就不得不频繁切换，这既

6、降低了热利用率又使系统复杂化；而且固定床反应器属于间歇式操作，从安全角度上讲，间歇式操作必须周期性地进行反应器的切换，对装置设计的安全系数要求比较高，否则难以经受中间催化剂反应一再生系统的切换操作中产生的应力变化。而移动床反应器反应部分以完全连续化方式运行，反应均匀稳定，催化剂可以在反应器内移动,连续进出反应器，活性和反应温度不随反应时间的推移而改变，这样可以保证产品组成始终恒定。从装置结构上，连续式操作省去了周期性切换操作所必需的大型阀门和相关的自动化控制系统，只需要将一些小型控制阀门安装在再生器管路上，极大程度上减少了操作人员和维修人员的工作量。与同属连续性操作的流化床相比其催化剂的循环速

7、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，催化剂磨损较小。据此，本工艺采用移动床反应器。1.2 反应器结构的选择1.2.1 反应器流型的确定在移动床中，根据固体和流体相对运动方向的不同又可分为逆流、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（图1-1）。图1-1 移动床内气固流动方式其中前两种称为轴向反应器，错流移动床称为径向移动床，理论和实践证明，与轴向流反应器相比，径向流反应器具有以下优点：（1）阻力小。由于气体径向流动，流过床层的路径比轴向反应器短得多，通气截面积大，气体线速度小。在床层体积一定时，流体流过床层的压

8、降正比于流道距离L的23次方，因此径向床层阻力很小。（2）空速大。由于阻力小可以采用高空速操作，且在高空速下仍可达到较高的转化率，提高设备的生产能力。 （3）可使用小颗粒催化剂。由于阻力小，允许使用小颗粒催化剂，减少了粒内传递过程对宏观反应速率的影响，提高催化剂粒内效率因子。对于径向移动床反应器，反应气从分流管入口进入反应器，经开孔壁面横穿床层后，从集流管出口流出。根据流体流入、流出中心管可分为向心流（CP）和离心流（CF），根据入口和出口方向又可分为z型和型，方向相同为z型，相反则为型，因而，径向移动床反应器反应物流的流动结构共可分为四种流动形式，分别为CP-z、CP-、CF-z及CF-型，

9、如图1-2所示。图1-2 径向反应器的流动结构由于气体向心流动时所允许的临界气体流量大于离心流动时所允许的临界气体流量，因此，移动床径向反应器一般采用向心流动的形式。对流体的变质量流动过程采用修正的动量方程来描述分集流流道的流体力学行为。修正的动量方程形式为： （1-1）式中，为主流道内的压力，Pa；z为与主流流道流动方向一致的轴向坐标，m；为主流道中的气体流速，m/s；De为主流道水力学直径，m；g为气体密度，kg/m3；K为动量交换系数，需实验测定；为气体流动摩擦阻力系数。式中，带“”项中“+”表示分流流动，“-”表示集流流动。布气管过孔压降关联式为： （1-2）式（1-2）中，为实验测定

10、的过孔压降系数。修正的动量方程式（1-1）说明了主流道中流体压力的沿程变化与流体速度变化之间的定量关系，即主流道中的压力变化是由流体的动压变化和摩擦阻力损失引起的。对于分流流动，流体流速因侧向分流而不断减小，使流体的动压不断转化为静压，从而造成流体压力沿流动方向不断增大；而对于集流流动，由于流体不断从侧向补进使流速不断增大，动压的不断增大需消耗体系的静压，从而造成流体压力沿流动方向不断减小。而摩擦阻力对压力的影响是单调的，即摩擦阻力损失总是使流体压力沿流动方向不断下降。对于脱氢反应器，由于主流道中流体的动压交换对压力变化的影响远大于流动摩擦阻力的影响，两者叠加的结果使变质量流的分流流动的压力沿

11、程增大，而使集流流动的压力沿流动方向下降较快（与恒质量流压力变化相比）。徐承恩等人利用式（1-1）模拟计算径向反应器向心型和向心z型两种情况，可得到图1-2的结果。由图可以看出，向心型流动时两主流道之间的压力差分布要比向心z型时均匀得多。由于两主流道之间的压差也是由催化剂床层压降及气流过孔压降组成的，均匀的两主流道压差分布即意味着均匀的反应气流轴向分布，因此对轴向均匀布气而言，向心型流动优于向心z型流动。图1-3 流型比较综上所述，本设计中，反应器选取流型为向心型。1.2.2 反应器结构简介 我们最终确定使用的反应器主体结构一般如图所示，主要由主流道、催化剂床层和气流分布孔道组成，其中主流道又

12、有分流流道和集流流道之分，而反应床层位于两流道之间。反应器气从分流管入口进入反应器，经扇形管进入催化剂床层反应后，从集流出口流出。催化剂颗粒由上部料斗流入，由于颗粒处于密集堆积状态，在重力作用下，催化剂颗粒呈平推流流动。达到床层底部的催化剂颗粒通过下料装置中的阀门进入再生器中再生，再生后的催化剂颗粒再次通过提升管送入反应器中形成循环，此处，通过调节下料装置中的阀门可以控制催化剂的颗粒循环量。图1-4 反应器结构示意图1.3 催化剂的选择由于丙烷分子比较稳定，丙烷脱氢反应需要使用催化剂，常用的催化剂主要有两个体系：Pt系催化剂体系和Cr系催化剂体系。目前已经工业化或者半工业化的丙烷脱氢工艺均是使

13、用的这两类催化剂。Cr2O3-Al2O3催化剂具有很好的丙烷脱氢活性，美国UOP公司于上世纪30年代在小分子烷烃脱氢工业化装置上最先使用该催化剂。20世纪40年代初，美国空气和化学品公司也开始使用铬系催化剂，与铂系列催化剂相比，国内外文献对Cr2O3-Al2O3催化剂用于丙烷催化脱氢制丙烯的报道比较少，在该催化剂的制备过程中，Cr前体不同，制得的催化剂的性能不同。在反应过程中，会涉及反应物与Cr2O3-Al2O3催化剂之间的电子转移，催化剂的活性与选择性和该催化剂中Cr离子的价态变化有很大关系。此类催化剂活性不稳定，而且催化剂中的Cr组分是重金属，对环境有污染，使此类催化剂的使用受限制。研究发

14、现少量的Pt分散到具有高比表面积的Al2O3载体上就具有较高的脱氢活性。这类催化剂的初活性高，但失活速率快，反应选择性差，氢解等副反应多。Pt失活主要由积碳和铂粒子烧结所引起。积碳对金属产生封闭作用，同时阻塞载体孔道，使催化剂失活；晶粒烧结会引起金属分散度降低，从而降低催化剂的活性和选择性。为了提高铂催化剂的稳定性和选择性，需要对催化剂进行改性，提高催化剂抗积碳和烧结的能力。目前对铂催化剂进行改性的主要途径有助剂的加入，改变催化剂载体和催化剂的制备方法等。其中Sn助剂的加入可以较大幅度地提高Pt 催化剂的脱氢性能，现在已经工业化的Pt催化剂就是Pt-Sn催化剂。对Sn助剂所起的作用，研究者曾经

15、提出了“几何效应”的观点对其进行解释。“几何效应”认为Sn助剂对催化剂性能的改善是因为Sn将催化剂表面上的大铂原子簇分割为较小的铂原子簇，这样阻断了碳氢化合物分子在铂表面发生多点吸附，从而减少了氢解和积碳反应的发生，因为氢解和积碳反应是结构敏感反应需要较大的铂原子簇。助剂的另一作用是锡的加入可以在一定程度上毒化氧化铝表面的强酸性位点，减少脱氢过程中烷烃的裂解和异构化反应。此外，锡的存在可以大幅度提高催化剂表面的化学吸附氢，主要是溢流氢。溢流氢对催化剂活性的维持和提高催化剂的消碳能力具有积极作用。本项目设计采用UOP公司提供的PtSn-Al2O3催化剂，具体参数如下：表1-2 催化剂理化性质催化

16、剂颗粒形状催化剂颗粒直径BET比表面积比孔容球形5mm56.6m2/g0.25m3/gPt分散度Pt颗粒粒径Pt质量分数Sn质量分数47.3%2.4nm0.5%1.5%1.4 反应动力学分析1.4.1 反应方程式主反应：丙烷脱氢生产丙烯： （1-1）副反应：丙烷裂解生成乙烯、甲烷： （1-2）乙烯加氢生成乙烷： （1-3） 丙烷脱氢生成丙炔、丙二烯、氢气： （1-4）1.4.2 反应历程丙院脱氢符合LHHW动力学机理，丙院在Pt表面直接解离吸附，两步脱氢生成丙稀，然后丙烯和氢气脱附至气相： *为活性吸附位。1.4.3 反应动力学方程丙烷在各种催化剂上的脱氢机理已有报道。Jackson等人用同位

17、素示踪技术研究了Cr催化剂上的丙烷脱氢机理，发现反应的速率控制步骤是丙基上氢的脱除。Biloen等人在研究Pt和Pt-Au合金催化剂上的丙烷脱氢时也发现，丙基脱除氢生成与金属呈二键结合的丙烯这一步为反应的速率控制步骤。Suzuki等人在研究丙烷在K修饰的Cr催化剂上的脱氢时得出，反应的速率控制步骤为吸附的丙烷的脱氢过程。对于丙烷在不同催化剂上的脱氢反应，研究者普遍认为丙烷在催化剂表面的脱氢过程是反应的速率控制步骤。李庆1 李庆. Pt催化剂上丙烷脱氢反应与结焦动力学D.华东理工大学,2012.等人假设丙烷两步脱氢并同时考虑丙烷和氢气为强吸附，第一步脱氢是速率控制步骤并且忽略表面物种的覆盖度,得

18、到反应动力学方程为：主反应： 丙烯裂解： 乙烷加氢： 表1-3 丙烷脱氢动力学的模型参数参数数值置信区间（置信水平，95%） 1.5 反应热力学分析1.5.1 气体热容经过查阅文献资料2 张新平. 丙烷脱氢氧化制丙烯过程的模型化与优化D.华东理工大学,2010.，根据热容方程系数确定各气体的热容()方程如下：1.5.2 反应热丙烷脱氢及裂解反应在25时反应热为：反应热随温度的变化可由基尔霍夫公式表示：则最终得到的主要反应热表达式为：1.6 反应条件的选择1.6.1 温度丙烷脱氢反应在热力学上是一个分子数增加、强吸热（124.27kJ/mol）的可逆反应。为了使反应向脱氢方向进行，需要提高反应温

19、度和降低反应器中的压力。但是在高温下，丙烯容易发生深度脱氢，导致选择性降低，而且在高温下C-C键裂解反应在热力学上比C-H键裂解更有利，从而加剧了碳在催化剂表面沉积导致催化剂失活。图1-5所示为在一定进料条件下，丙烷脱氢平衡转化率随温度的变化。图1-5 反应转化率和选择性随温度的变化尽管在620丙烷的转化率是最高的，但是催化剂的选择性明显低于其他几个温度下的选择性，这不利于工业生产对资源高效利用的原则。因此，620反应非不是一个理想的反应温度。然而，在560反应时丙烷的初始转化率仅为32.8%，丙烷转化率偏低。为了平衡丙烷转化率和丙烯选择性，反应温度在580600是一个最优的选择。1.6.2

20、压力丙烷脱氢反应为分子数增加的反应，低压有利于提高反应的平衡转化率。由于本工艺所使用的丙烷脱氢工艺流程在UOP公司的Oleflex工艺基础上设计的，所以丙烷脱氢反应压力使用与Oleflex工艺相同的2.5bar。1.6.3 空速空速是表示单位体积的催化剂在单位时间内处理反应物料的能力。在反应温度为620的条件下实验者在微型催化剂评价空速对催化剂的反应性能的影响。从图1-4可以看出，对比1500h-1，2250h-1，3000h-1这三个空速条件下，PtSn/Al2O3催化剂的初始丙烷转化率分别为62.6%，60.1%和52.0%。在反应165 min中后丙烷的转化率最终降为53.2%，52.2

21、%和42.1%。然而，空速的不同对催化剂的丙烯选择性影响并不是很明显。当空速空速增加到3000h-1，获得了一个相对较低的转化率，从实验中发现，在此空速下反应床层压力上升，而丙烷脱氢制丙烯反应在高压力下是不利于反应，最终导致丙烷转化率下降较为明显。因此，在此微型反应器中催化剂反应的最优空速应在1500-2250h-1。图1-6 空速对反应的影响1.6.4 氢烃比在Oleflex工艺中，丙烷是用氢气经过一定比例稀释后进入反应器进行反应的。一般，原料中氢气的加入量是很大的，文献中对丙烷脱氢推荐氢烃比为1:15:1。一方面，氮气作为稀释剂能维持催化剂稳定，抑制副反应的发生，减少傕化剂积碳，从而能够使

22、得丙烷脱氢反应在合适的转化率下获得较高的选择性。然而，氢气作为丙烷脱氢反应的产物之一，加入体系会降低丙烷脱氢反应的速率和转化率，而过低的单程转化率对工艺而言是不经济的，并且大量氢气的加入会大大增加工艺的分离能耗。所以丙烷脱氢工艺中氢气的加入量需综合考虑反应与分离工艺的经济性。为了对丙烷脱氢工艺中氢气加入量进行分析，研究了不同氢气加入量对丙烷脱氢反应转化率和选择性的影响以及对丙烷脱氢体系氢气分离能耗的影响。在研究氢气对反应转化率和选择性的影响时，张琦等人模拟了了不同氢烃比下丙烷脱氢反应，计算反应转化率和选择性。而在研究氢气对体系的分离能耗的影响时，模拟了不同氢烃比进料下的反应-氢气分离过程，根据

23、模拟结果对过程进行热力学分析（熵分析），计算过程的有效能损失和热力学效率，从而研究不同氮气加入量对丙烷脱氢体系氢气分离有效能损耗的影响。 氢气加入量对丙烷脱氢本身反应的影响使用前文已经确定的反应器操作参数，对进料H2/C3H8摩尔比从0.110的原料进行脱氢反应模拟，考察反应的丙烷转化率、丙烯选择性随不同H2/C3H8摩尔比的变化，结果如图1-7所示。图1-7 不同氢气比例下丙烷脱氢的选择率和转化率从上图可以看出，氢气可以促进反应丙烯的选择性，但是同时也会抑制反应转化率。在H2/C3H8摩尔比从0.1到10变化时，反应选择性均在89%以上，而反应转化率则保持在28%到40%之间，其H2/C3H

24、8摩尔比在0.13以及610时转化率保持在30%以上。以转化率在30%以上，选择性在88%90%之间来看，在不考虑催化剂在低氢烃比下稳定性因素时，氢烃比可以在一个很宽的范围内进行选择，对丙烷脱氢工艺单从反应而言都是合适的。 氢气加入量对反应能耗的影响该课题最对不同氢烃比下进行模拟计算得出的有效能损失和热力学效率如下：图1-8 不同氢烃比下反应-氢分离过程有效能损失图1-9不同氢烃比下反应-氢分离过程热力学效率从图1-8和1-9可知，随着氢气加入量的增多，工艺有效能损失逐渐增大而且热力学效率逐渐降低，说明氢气加入量越大，体系分离出氢气所消耗的有效能越多，体系能耗越大。从节约能耗的角度，丙烷脱氢体

25、系氢气的加入量越小越好。从氢气对丙烷脱氢反应转化率和选择性的影响以及氢气对丙烷脱氢体系氢气分离能耗的影响两个方面来看，丙烷脱氢体系中的氢气加入量越小对丙烷脱氢体系是越有利的。值得注意的是，在他们的讨论中，并没有考虑氢气对丙烷脱氢催化性能的作用，通常丙烷脱氢所使用的Pt催化剂在不加入氢气稀释的条件下催化丙烷脱氢反应其反应转化率很高但是选择性极低。通常要想丙烷脱氢反应获得合适的转化率和选择性，反应必须在氢气存在的条件下进行，氢气虽然降低了反应的转化率但是能提高了反应的选择性，而且氢气能减少催化剂积碳，使催化剂能长时间的保持良好的选择性和催化活性。一般来说，不同的催化剂要想保持脱氢反应稳定进行，体系

26、中所需要的氢气加入量是不同的。在以下模拟中选择1:1氢烃比（摩尔比），这是文献报道中的下限，此时过程能耗相对较小。综上所述，我们最终选择的工艺条件为600、2.5bar、H2/C3H8=1。1.7 基于Comsol的反应器尺寸设计1.7.1 反应体积的确定在进行反应器的设计之前，我们需要确定反应器的尺寸，确定反应器尺寸之前，我们需要确定催化剂床层的体积，因此在反应器选型、催化剂选择、机理分析、动力学分析、结构选择确定之后，我们选取873.15K，压力0.25MPa，与动力学方程一起运用Comsol反应工程模块进行模拟。由于第三个副反应对整个反应体积影响较小且动力学的缺失，固只选取主反应和两个副

27、反应来进行反应曲线的拟合： 在 Comsol 反应工程模块模拟出参与反应的各物质与反应器体积的关系，由于该反应的转化率为热力学控制，因此在反应工程模块添加热量传递限制条件，采用活塞流近似求解，结果如下：图1-10 各物质摩尔浓度和反应体积的关系图1-11 温度和反应体积的关系由模拟可看出，该反应吸热强烈，温度下降很快，对反应速率影响非常大。，再增加反应体积虽然转化率有所增加但是速率非常低。这也是该工艺四个反应器串联，级间加热的原因。图1-12 丙烷转化率和反应体积的关系由于该工艺为四个相同反应器串联，级间加热，固只模拟第一个反应器。由该图读取坐标数据知，当反应体积为18.5m3的时候，丙烷的转

28、化率已达到模拟出的第一个反应器的单程转化率9.2%。由于我们在进行模拟时已经考虑了催化剂床层的空隙率，故可取反应体积为18.5m3。1.7.2 反应器尺寸的设计文献研究报道指出，移动床径向反应器内开孔区两端气体过床压降差值小于10%时，可忽略气体压降变化的影响，认为气体沿反应器轴向分布较均匀，唐玥祺3 唐玥祺. 移动床甲醇制丙烯反应器流动特性研究D.浙江大学,2012.等人通过初设反应区高度h，对反应区两端气体压降值进行核算，同时参考工业移动床反应器的设计数据，认为移动床径向反应器的反应区高度与床层直径之比处于24的范围内较为合理。由于工业反应器中扇形筒厚度与反应器半径相比数值较小，因此在模拟

29、中忽略不计，认为催化剂床层的外径即为反应器内径D，催化剂床层内径即为中心管外径d，催化剂装填体积即为反应器壁与中心管之间的环隙体积。生产中，催化剂流动缓慢（一般小于1mm/s），可以近似当作固定不动。故忽略催化剂移动速度对流体流动的影响，即将原移动床当成固定床来进行处理。由于催化剂是不断再生的，该工艺可保证在催化剂在所有时间内均保持相同的活性，故在模拟时忽略催化剂失活对于反应的影响。进入该反应器的体积流量，根据文献4 高莉萍,马燮琦. 径向反应器设计软件在工业上的应用J. 石油炼制与化工,2002,01:59-63.，我们设计中心管内径为0.797m，中心管外侧与催化剂床层之间，有一层筛网（约

30、翰逊网），因其开孔率很大，且网较薄，因此忽略过网压降损失。扇形筒孔型细长，小而密，且筒体较薄，因此，计算中忽略流体过扇形筒的压力损失。初步设计该反应器的尺寸如下：表1-4 反应器体积设计编号h/D高度h反应床层内径D中心管内径d催化剂床层厚度反应体积A2.555.62.20.7970.585518.49B3.006.32.10.7970.651518.67C3.507.02.00.7970.490518.49方案一取反应器高度5.6m、反应器内径2.20m、中心管内径0.797m。提取相关设计参数，在Comsol建模，再增加Brinkman方程、流体传热、稀物质传递三个物理场模拟化工反应器的三

31、传一反。模拟结果如下：（1）温度由温度分布可看出，在物料进入反应器后，由于反应吸热，温度下降的非常之快。图1-13 温度分布（2）浓度分布三个物理场耦合后各物质的浓度变化如下所示，可以看出，丙烷在进口处就几乎反应完全，后面基本不反应，对比温度变化，说明在后半段由于温度的下降导致反应速率非常低。丙烷摩尔浓度由16.9mol/m3降到了15.2mol/m3，即丙烷的转化率达到了10.06%，丙烯浓度由0.43mol/m3升到了2.01mol/m3，即丙烯的选择性达到了92.94%。对于副反应，我们可以发现，仅丙烷裂解甲烷和乙烯发生反应。而第二个副反应，乙烯加氢基本不反应。图1-14 丙烯浓度分布图

32、1-15 丙烷浓度分布图1-16 甲烷浓度分布图1-17 氢气浓度分布图1-18 乙烯浓度分布（3）速度分布由模拟结果看出，该反应由于属于体积增大的反应，因此速率不断增大。参考工业经验，我们所选的直径0.797m的中心管完全能够满足气体的输出。若选择离心式反应器，此时便会因为流速大，集流道较窄造成较大的压降，对流体的均布十分不利。图1-19 速度分布其他方案的模拟参见comsol源文件。表1-5 三种方案模拟结果比较项目方案A（高径比=2.5）方案B(高径比=3)方案C（高径比=3.5）反应体积/m318.4918.6718.49丙烷转化率%10.0610.069.47丙烷选择性%92.949

33、3.5396.25丙烯收率%9.309.419.11压降大小/MPa0.0190.0160.014进口气速/(m/s)0.670.620.59温降/K747472由以上结果可以看出，由于三种反应器的体积非常接近，因此丙烷的转化、丙烯的收率影响不大。从收率考虑，B为最优。对于流体流动。三种反应器仅仅压降的大小和进口气速有区别，理论上反应器压降应尽量小，对于径向反应器即反应器长径比越大越好。但由于径向流反应器的特殊性，过大的长径比将明显导致流体沿轴向的不均匀流动，使得催化剂床层空间利用率下降，即高径比越大，径向分布沿轴向越不均匀。从模拟结果看过，三种不同长径比造成的压降大小差距不大，从流体流动均匀

34、性考虑，ABC方案中为A最优，C最差。对于催化剂颗粒的流动，空腔和贴壁是移动床径向反应器中两种常见的不良流动现象。空腔是指气速较大时，上流面的颗粒由于气体曳力作用脱离反应器壁面，造成气体短路的现象。贴壁同样发生在气速较大时，指下流面附近的颗粒由于气压过大，紧贴壁面不再下移的现象，该处的颗粒有可能发生深度结焦，形成反应器内的热点，严重时会导致反应器中心管的变形，造成装置停车。因此进入床层的气体的流速尽可能小。从颗粒流动均匀性方面考虑ABC方案A为最差，C为最优。综合考虑以上两方面因素我们折中选择方案B为最终反应器尺寸。即催化剂床层内径2.1m，催化剂床层高度6.3m。1.7.3 分析总结对于移动

35、床径向反应器内部流体通过催化剂床层的流场模拟，虽然有多孔介质模型对流动状况加以近似和简化，但是从结果来看，还不能完全模拟实际流动情况，具体地说，对于径向反应器的设计和模拟过程中还存在以下几个亟待改善的方面：1.网格划分质量；2.工艺参数的合理选择；3.实际的介质参数，代入欧根方程求解粘度阻力、惯性阻力，阻力降等参数；4.流场过程模拟的优化（传质过程与反应及传热、传质模型的耦合等）。5.考虑床层扰动对流动均布产生的不均匀性影响等。6.催化剂流动对于气体的具体影响。1.8 反应器结构设计1.8.1 扇形筒设计工业上径向反应器的扇形筒有两种结构形式，一是用1.2mm（或1.5mm）厚的钢板冲制而成，

36、一是用焊接条缝筛网制成。冲孔板制造较容易，用得较普遍，焊接条缝筛网制造稍难，使用较少，但刚性好、开孔率大，可减少催化剂磨损和流动阻力。我们采用1.2mm厚不锈钢板制造的焊接条缝筛网扇形筒，个数为24个，截面积为0.03m。为使扇形筒流体均匀分布分段均匀开孔，由上至下分段增加开孔率，底部开孔率是上部开孔率的100%-200%。反应器真实内径为催化剂床层内径加上扇形筒厚度，由AutoCAD绘图得反应器内径为2400mm。为防止催化剂流入扇形筒背后，要求扇形筒背部和器壁之间要贴合好。图1-20 反应器俯视图1.8.2 壳体壁厚设计由于反应器为内压容器，其厚壁的计算公式为：式中，S0壳体厚度，mm；P

37、操作时可能的最大压力，内压容器取P=(11.1)PW，MPa；材料在操作温度范围内的许用应力，Pa；焊接系数，局部无损检测单面焊取0.80，双面焊取0.85；C2腐蚀裕量，根据材料和介质的腐蚀性质在18mm之间选择；C1厚度负偏差； 为壳体内径，mm。由于本操作在温度为600，压强在2.5bar下进行操作，为了抵御高温介质的侵蚀，选用材料为耐高温的钢板S30408。根据GB 713-2011锅炉和压力容器用钢板规定，腐蚀裕量取C2=2mm，焊接方式选用双面焊接，局部无损检测，焊接系数=1。设计压力为S30408的许用压力（厚度1.580mm）带入计算得： 根据，查表得负偏差C1=0.9mm圆整

38、后取则反应器可以用厚度为10mm厚的S30408（06Cr19Ni10）高合金钢制作。则反应器外径。1.8.3 中心管设计参考工程上的经验取内径di为0.797m，壁厚0.05m，开孔长度为6m，孔径为6mm。1.8.4 催化剂管道设计按工程上的经验取总进料总管内径为48.3mm。实际操作中为使催化剂分布均匀，分为8个锥形下料管。俯视图见上1-20。1.8.5 封头设计本工艺反应器是受内压反应器，选择标准椭圆形封头（GB/T 25198-2010），内径与筒体相同，封头采用S30408材料制造。相关结构参数如下：表1-6 标准椭圆封头规格公称直径DN/mm2400总深度H/mm640内表面积A

39、/m27.0891容积V/m32.2417 选择壁厚S=14mm的标准椭圆封头。1.8.6 使流体均匀分布的结构设计王金福5 王金福,景山,王铁峰,金涌,马燮琦,高丽萍. 径向移动床反应器流场特性及其数学模拟J. 高校化学工程学报,1999,05:435-441.等人通过模拟扇形筒开孔率对流体均布的影响，发现采用变开孔率设计，可以很好地消除径向移动床反应器的端效应，在床层内侧的开孔段得到完全均一的径向速度分布。因此，如此设计的反应器将比较稳定可靠，并能进一步提高反应物流的过床通量。据此我们设计扇形筒为分段均匀开孔，由上至下分段增加开孔率，底部开孔率是上部开孔率的100%200% 。1.8.7

40、催化剂封的设计由于径向流动反应器一般由内外多孔分布筒和套体组成，内外分布筒之间堆放催化剂。催化剂在还原与使用过程中，体积会收缩，因此径向流动反应器的催化剂层上部一定要设催化剂封以防气体短路。若催化剂封高度不够，气体仍会短路，造成反应器生产强度与转化率下降。若催化剂封高度过大，有相当多的催化剂成为反应的死角，造成浪费。所以要合理优化确定催化剂封的高度。催化剂封可采用挡板式，此时挡板要有足够高度，否则气体就会短路。轴径向反应器巧妙地在集流流道的上部设置一段不开孔或不设喷嘴的部分，形成催化剂封，预防气体短路，又不致于形成死角。这种催化剂自封简化了径向床的结构，充分有效地利用了自封处催化剂的活性，减少

41、（并未完全避免）死区效应。催化剂自封的高度一般应略大于触媒还原与使用的最大沉降高度与通道长度之和。1.8.8 防止催化剂颗粒吹入分流、集流流道的措施径向流动反应器床层中流体流动的速度虽然较小，催化剂颗粒不易吹出，但是由于催化剂免不了会有粉尘，有可能被吹出，进入集流流道，或倒吸（因突然降压而倒吸）进入分流流道。因此，要采取措施，防止这种现象产生。措施是在分流、集流流道内侧设置不锈钢丝网，以防催化剂吹出。1.9 反应器结构校核根据反应器结构参数与相关设计标准，分别对筒体、封头、气体进出口、催化剂进出口等主要部位进行设计及强度校核，由于该反应器物料属于段间加热，固不涉及加热夹套。立式反应容器校核计算

42、单位西南石油大学boiling筒体设计条件内 筒设计压力 pMPa0.275设计温度 t C615内径 Dimm2400名义厚度 dnmm10材料名称S30408许用应力 s 137 s tMPa56.8压力试验温度下的屈服点 s 205钢材厚度负偏差 C1mm0.3腐蚀裕量 C2mm2厚度附加量 CC1C2mm2.3焊接接头系数 f1压力试验类型液压试验压力 pTMPa0.3筒体长度 Lwmm7400内筒外压计算长度 Lmm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名义厚度 dnmm1414材料名称S30408S30408设计温度下的许用应力 s tMPa56.8

43、56.8钢材厚度负偏差 C1mm0.30.3腐蚀裕量 C2mm22厚度附加量 CC1C2mm2.32.3焊接接头系数 f11主 要 计 算 结 果内圆筒体内筒上封头内筒下封头校核结果校核合格校核合格校核合格质 量 m kg4398.02704.54704.54搅拌轴计算轴径mm 备 注内筒体内压计算计算单位西南石油大学Boiling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 Pc 0.28MPa设计温度 t 615.00 C内径 Di 2400.00mm材料 S30408 ( 板材 )试验温度许用应力 s 137.00MPa设计温度许用应力 st 56.80MPa

44、试验温度下屈服点 ss 205.00MPa钢板负偏差 C1 0.30mm腐蚀裕量 C2 2.00mm焊接接头系数 f 1.00厚度及重量计算计算厚度 d = = 5.82mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 7.70mm名义厚度 dn = 10.00mm重量 4398.02Kg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 = 0.3000 (或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力水平 sTsT 0.90 ss = 184.50MPa试验压力下圆筒的应力 sT = = 46.90 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= = 0.36330MPa设计温度下计算应力 st = = 42.99MPastf 56.80MPa校核条件stf st结论 合格内筒上封头内压计算计算单位 西南石油大学Boiling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 Pc 0.28MPa设计温度 t 615.00 C内径 Di 2400.00mm曲面深