1、反應器設計概述反應器概述反應器是化工生產過一系列設備中的設備?；ぜ夹g過程開發(fā)的成功與否很大程度上取決于反應器內流體的溫度、濃度、停留時間及溫度分布、停留時間分布的控制水平和控制能力?；どa的工藝過程決定了反應器的結構型式，反應器的結構型式對工藝過程又有一個促進和完善的作用，同時反應器的結構型式在某種程度上也決定著產品的質量和性能。因此，化學反應器的選型、設計計算和選擇最優(yōu)化的操作條件是化工生產中極為重要的課題。工業(yè)反應器設計是要在特定的條件下對特定的目標提出解決方案。設計反應器之間首先要確定生產能力、反應產物的最終要求；根據(jù)反應器的過程特性及化學動力學特征，選擇合適的反應器形式和工藝條件；

2、確定實現(xiàn)這些工藝條件所需的技術措施；確定反應器的結構尺寸；確定必要的控制。本項目為葡萄糖催化轉化對乙二醇項目，以葡萄糖的水溶液和氫氣為反應物在一定條件下生成乙二醇。此工藝涉及到的反應器為葡萄糖催化轉化反應器，下面對其進行結構選型和較為詳細的結構設計計算，并對反應器的制造工藝進行詳細的說明，對反應器的制造、組裝、檢驗及使用進行說明。最終確定的反應器設備在滿足結構合理性的基礎上，實現(xiàn)了溫度分布、濃度分布及反應時間等化工工藝參數(shù)的控制要求，使得產品質量和性能得以保證。本設計是氣液相在固體催化劑表面的反應，反應為微吸熱反應。反應器選型反應器可以分為間歇反應器和連續(xù)反應器，也可以分為釜式反應器、管式反應

3、器、固定床反應器、流化床反應器等。下面簡要分析釜式反應器、管式反應器、固定床反應器、流化床反應器四種反應器的優(yōu)劣。釜式反應器反應器中物料濃度和溫度處處相等，且等于反應器出口物料的濃度和溫度。物料質點在反應器內停留時間有長有短，存在不同停留時間物料的混合，返混程度最大。反應器內物料所有參數(shù)，如濃度、溫度等都不隨時間變化。優(yōu)點：適用范圍廣泛，投資少，投產容易，可以方便地改變反應內容。缺點：換熱面積小，反應溫度不易控制，停留時間不一致。絕大多數(shù)用于有液相參與的反應，如：液液、液固、氣液、氣液固等。管式反應器反應物的分子在反應器內停留時間相等，在反應器內任何一點上的反應物濃度和化學反應速度都不隨時間而

4、變化，只隨變化。具有、比表面大、容積的傳熱面積大，特別適用于熱效應較大的反應。反應物在管式反應器中反應速度快、流速快，它的生產能力高。適用于大型化和連續(xù)化的化工生產。和釜式反應器相比較，其返混較小，在流速較低的情況下，其管內流體流型接近與理想流體。管式反應器既適用于液相反應，又適用于氣相反應。用于加壓反應尤為合適。流化床反應器可采用細粉顆粒，并在懸浮狀態(tài)下與流體接觸，流固相界面積大（可高達），有利于非均相反應的進行，提高了催化劑的利用率。顆粒在床內混合激烈，使顆粒在全床內的溫度和濃度均勻一致，床層與內浸換熱表面間的傳熱系數(shù)很高，全床的熱容量大，熱穩(wěn)定性高，這些都有利于強放熱反應的等溫操作。流化

5、床內的顆粒群有類似流體的性質，可以大量地從裝置中移出、引入，并可以在兩個流化床之間大量循環(huán)。這使得一些反應再生、吸熱放熱、正反應逆反應等反應耦合過程和反應分離耦合過程得以實現(xiàn)。使得易失活催化劑能在工使用。但是氣體狀態(tài)與活塞流偏離較大，氣流與床層顆粒發(fā)生返混，以致在床層軸向沒有溫度差及濃度差。加之氣體可能成大氣泡狀態(tài)通過床層，使氣固接觸不良，使反應的轉化率降低。因此一般流化床達不到固定床的轉化率。催化劑顆粒間相互劇烈碰撞，造成催化劑的損失和除塵的。由于固體顆粒的磨蝕作用，管子和容器的磨損嚴重。雖然流化床反應器存在著上述缺點，但優(yōu)點是主要的。流態(tài)化操作的經濟效果是有利的，特別是傳熱和傳質速率快、床

6、層溫度均勻、操作穩(wěn)定的突出優(yōu)點，對于熱效應很大的大規(guī)模生產過程特別有利。固定床反應器固定床反應器具有生產能力大、產物選擇性高、結構簡單、操作方便、催化劑的磨損小等優(yōu)點。但是，由于催化劑顆粒較差的導熱性能，使反應器的傳熱效果較差，造成床層內具有較大的溫度梯度，從而影響反應的效果及反應器的穩(wěn)定性等，尤其對于放熱反應來說影響更為嚴重，所以說在固定床反應器中如何解決傳熱和控制溫度是比較的。另外，在固定床反應器中，通常會出現(xiàn)壓力降，可能會導致對某些反應造成一定的影響。固定床反應器的優(yōu)點是：返混小，流體同催化劑可進行有效接觸，當反應伴有串聯(lián)副反應時較高選擇性。催化劑機械損耗小。結構簡單。固定床反應器的缺點

7、是：傳熱差，反應放熱量很大時，即使是列管式反應器也可能出現(xiàn)飛溫（反應溫度失去控制，急劇上升，超過允許范圍）。操作過催化劑不能更換，催化劑需要頻繁再生的反應一般不宜使用，常代之以流化床反應器或移動床反應器。固定床反應器中的催化劑不限于顆粒狀，網狀催化劑早已應用于工業(yè)上。目前，蜂窩狀、狀催化劑也已被廣泛使用。固定床反應器根據(jù)反應的不同特性及操作方式等，主要有三種基本形式:絕熱式固定床反應器、多段絕熱式固定床反應器和列管式固定床反應器。1）絕熱固定床反應器反應在絕熱情況下進行，反應物料和催化床層在反應的過與外界并無熱量交換。這種單段絕熱式固定床反應器主要用于反應物料處理量不大，總的反應熱效應不大的情

8、況。2）多段絕熱固定床反應器當反應物料的處理量較大，并且反應熱效應較大，絕熱具有顯著的變化，若使用單段絕熱固定床反應器，這就有可能使反應溫度超過催化劑的耐熱溫度，這種情況下需要分段進行。多段絕熱固定床反應器是實現(xiàn)反應最佳溫度分布的一種形式，這種反應器是在每段催化床層中為絕熱反應，段間進行直接或間接的換熱。其中當段數(shù)增多時，反應溫度越趨近于最佳的溫度分布曲線，但此時設備就較為復雜，并且操作也更。3）列管式固定床反應器當反應熱效應較大，催化劑的使用較長時，一般采用列管式固定床反應器。因為這種反應器包括反應管，每個反應管的直徑較小，所以整個反應器中催化床層的換熱面積很大，有利于傳熱過程的進行。但是，

9、這種反應器催化劑的裝卸很麻煩，難以保證每個反應管具有相同的壓降，這就有可能導致每根反應管中流體的分布不同，從而造成停留時間的變化，嚴重的影響反應效果，對反應器的控制更為。綜合以上的，本工藝選用列管式固定床反應器，管內填裝固體顆粒催化劑，管外走換熱介質。催化劑選擇本工藝選擇中國研制的偏鎢酸銨 AMT 與 4%Ru/AC。將大連化學物理偏鎢酸銨溶液浸漬與活性炭載體(AC)上，經 120烘箱干燥 12h 后，將催化劑前體置于 H2 氣氛中 800進行碳熱反應 1h，得到偏鎢酸銨 AMT。三氯化釕水溶液浸制活性炭載體，經過 120干燥 12h 后，與 450氫氣氛圍中還原 1h 得到4%Ru/AC。反

10、應器工藝設計大連化學物理鄭明遠、王愛琴、等人對葡萄糖催化轉化制乙二醇反應做了實驗研究，具體如下實驗部分反應在半連續(xù)式的反應器中進行，高壓反應釜中裝入催化劑 W-M(8,9,10),20 mLH2O，之后填充 5 MPa H2 氫氣并在 1000 rpm 下進行攪拌并升溫至反應溫度, 然后由高壓泵注入 20 mL 葡萄糖溶液(10 wt%)，反應時間 40 分鐘。在間歇式反應釜中進行對比實驗。催化劑、水、葡萄糖加入反應釜，填充氫氣 5 MPa，攪拌并升溫至反應溫度，保持反應 40 分鐘。液體產物用液相色譜分析，氣相產物用氣相色譜分析。產物的收率為碳摩爾收率。結果與反應器的影響在間歇式反應器中，在

11、偏鎢酸銨 AMT 與 4%Ru/AC 作用下，葡萄糖主要被轉化為山梨醇（39.5%收率），乙二醇 EG 收率僅有 7.1%。而在半連續(xù)式反應器中，EG 的收率達到 50.2%，并且副反應被有效地抑制，總的多元醇收率明顯增加。不同催化劑的性能在各種貴金屬催化劑中，Ru/AC 在與 AMT的復合催化劑最好的EG 和多元醇收率。表征顯示金屬分散度并不是唯一的主要。廉價的RaneyNi-AMT 催化劑也具有很好的多元醇性能。不同的含鎢催化劑中，AMT的性能顯著優(yōu)于鎢酸、磷鎢酸、以及硅鎢酸。W-Ru 比值影響W-Ru 比值影響隨著 AMT 用量的增加，EG 收率顯著增加到 60%，同時，山梨醇收率相應地

12、由 35%下降至 5%。在 W-Ru 比值在 5-8 時 EG 收率達到最佳。反之，固定 AMT 用量而增加 Ru/AC 用量，EG 收率呈現(xiàn)火山型。過量的 Ru 導致甲烷化反應加劇從而使 EG 收率降低。反應溫度和氫氣壓力影響在 180-240C 溫度范圍內，多元醇的總收率保持在恒定的較高范圍。然而，EG 的選擇性則經歷非常顯著地變化，180C 六元醇是主要產物，而 EG 的收率很低。當升溫至 220-240C, EG 成為主產物收率達到 57.9-60.0%。動力學研究表明，生成乙二醇的反應活化能是生成山梨醇活化能 3 倍。氫氣初始壓力在 2 MPa 以下時多元醇及 EG 收率顯著下降，在

13、 3-6MPa 壓力下反應結果較為接近。轉化率隨反應溫度的變化反應轉化率隨氫氣壓力的變化葡萄糖濃度（進料速度）影響在低的進料速度下，EG 的收率達到 50 %以上，而在較高的流速下，EG 收率顯著下降至 17.7%。動力學研究表明，乙醇醛加氫生成乙二醇的反應遵循一級反應動力學，而乙醇醛的總包副反應為二級反應，因而對反應物濃度更為敏感。進料速度增加，中間產物濃度升高副反應加劇，進而導致 EG 產物收率下降。反應機理反應方程式此反應包括兩個主反應，如圖 1 所示：1）葡萄糖逆羥醛縮合生成乙醇醛，該反應為一級反應，反應活化能為 141.3 kJ/mol；2）乙醇醛加氫生成乙二醇，該反應活化能為 42

14、.6 kJ/mol。同時還了二個競爭副反應：1）葡萄糖加氫生成山梨醇，反應活化能為 49.6kJ/mol；2)乙醇醛轉化為其它副產物，反應活化能為 52.7 kJ/mol，反應級數(shù) 2.5 級。(1) 主反應葡萄糖的水溶液和氫氣在 240，5Mpa 的條件下接觸催化劑表面進行反應，反應時為氣-液-固相三相催化反應。主反應生成乙二醇，反應方程式可以表示為(k 值表示動力學常數(shù))：C6H12O6C2H4O2 k1C2H4O2+H2C2H6O2k2(2) 副反應葡萄糖催化轉化工藝中，使用的原料為氣相氫氣和液相葡萄糖水溶液。在主反應進行的同時，葡萄糖會加氫生成副產物山梨醇，中間產物乙醇醛會生成1,2-

15、丙二醇、1,2。高溫對葡萄糖逆羥醛縮合反應有利，乙醇醛的轉化副反應極易發(fā)生，并且乙醇醛濃度較高時速度很快，本模型考慮了以下四種副反應：3C2H4O2+4H22C3H8O2+2H2O2C2H4O2+3H2C4H10O2+2H2O3C2H4O2+H2C6H14O6葡萄糖催化轉化反應條件本工藝生產乙二醇規(guī)格：年產量 270kt，其中，乙二醇年產量 269kt，年總操作時間：8000h。反應溫度：240反應壓強：5MPa催化劑：偏鎢酸銨AMT 與 4%Ru/AC葡萄糖轉化率：87.2%乙二醇選擇性：68.8%(mol%)乙二醇產率：59.99%(mol%)葡萄糖與氫的摩爾比：10：1葡萄糖水溶液的質量

16、分數(shù)：10%反應器的進料由三股物流混合組成：氫氣新鮮進料、氫氣循環(huán)進料、葡萄糖水溶液（含循環(huán)水），7.1.2 表為未循環(huán)時兩股物料的組成：表 7.1.2 葡萄糖催化轉化反應進料反應動力學方程只 考 慮 主 反 應 的 動 力 學 的 影 響 ， 總 反 應 的 動 力 學 方 程 為反應體積選定列管式固定床反應器，達到穩(wěn)態(tài)后，隨物料的軸向而變化，故可取任意時間間隔某微元體積dVR，此微元體積葡萄糖（用A 代表）作物料。反應器處物料葡萄糖的摩爾流量為組成氫氣進料 kmol/h葡萄糖水溶液葡萄糖進料kmol/h葡萄糖水溶液水進料 kmol/h含量2912291.226208進料時葡萄糖的摩爾流量V

17、R=62.45m37.2.3 反應器的層床壓降催化劑的填充量由空速數(shù)據(jù)計算催化劑的填充量為：層床空隙率層床壓力降計算l u 2 1 B空P f d 3pB其中：殼體內徑為：P操作時可能的最大壓力，內壓容器取P=(11.1)P；t材料在操作溫度范圍內的許用應力，Pa；焊接系數(shù)，單面焊取 0.65，雙面焊取 0.85；C2腐蝕裕量，根據(jù)材料和介質的腐蝕性質在 18mm 之間選擇；D為殼體內徑，mm。由于本操作在溫度為 325，壓強在 5MPa 下進行操作，選用材料為Q345R低合金鋼，根據(jù)GB 6654壓力容器用鋼板和GB 3531低溫壓力容器用低合金鋼板規(guī)定，腐蝕裕量C2=2mm，焊接方式選面焊

18、接。操作時可能的最大壓力為P=1.1PW=1.15=5.5MPaQ345R 的許用壓力t =150MPa焊接系數(shù)壓力試驗的校核公式：Q1+Q4 =Q2+Q3(7-6)各組分的比熱通過式(7-13)來計算：通過Aspen 模擬，各組分理論進料和出料的摩爾比見表 7-18 所示：表 7-18 各組分平均熱容原料帶入的熱量Q1，以 273.15K 為基準，則組分物料進物料出XniXniCpiXniXniCpi葡萄糖0.0099112.650.0012727.482水0.891111.2970.899112.285氫氣0.0992.8310.07252.0715乙二醇000.02273.3071，2-

19、丙二醇000.0026180.7231，2-000.0010140.436山梨醇000.00071940.10396求和1126.7781126.307Q1=29411.2126.778(513-298)=801670kJ/h則產物帶走的熱量 Q2Q2=29297.363126.306(513-298)=795593kJ/h總反應熱Q3 在操作條件下，反應的熱效應為Q3=291.20.872104+291.20.8720.68834.1=233788kJ/h通過上面的計算，導熱油帶入的熱量Q4 為：Q4=Q2+Q3Q1=27711kJ/h導熱油的用量葡萄糖催化轉化反應為微吸熱反應，而且反應溫度

20、需要控制在 240，本工藝選用溫度為 250的導熱油做熱介質，出口溫度為 248，由于物料剛開始進入反應器的時候反應物的濃度比較大吸收熱量比較多，所以選擇并流換熱。單個反應器需要導熱油量為：由Aspen 模擬出來的數(shù)據(jù)，并得到表 7-19。表 7-19 相關數(shù)據(jù)帶入式(4-13)經計算得：dtdpfG45mm5mm1.7310-5Pas0.0415W/mk8.98kg/(m2s)列管外導熱油：250248導熱油的定性溫度：t=（250+248)/2=249進口溫差為殼熱流體的體積流量為：反應器拉桿設計由于反應器選擇的是圖 7-19的法蘭尺寸反應器管板、管箱、反應列管的連接結構設計1）殼體與管板

21、的連接結構殼體與管板的連接形式，分為兩類：一是不可拆式，如固定式管板換熱器管板與殼體是用焊接連接；一是可拆式，管板本身與殼體不直接焊接，而通過殼體上法蘭和管箱法蘭夾持固定。本工藝根據(jù)反應器的結構需要選擇可拆式的連接方式。2）管箱與管板的連接結構管箱與管板的連接結構形式較多，隨著壓力的大小、溫度的高低以及物料性質、耐腐蝕情況不同，連接處的密封要求，法蘭形式也不同。本工藝所用的固定式管板與管箱的連接結構較簡單，采用螺栓法蘭結構連接，考慮的管程介質的密封求以及加工制造方便性，法蘭之間采用平面密封形式。3）.反應管與管板的連接結構本工藝考慮到反應器的密封性能要求較高且管板要承受管束振動及疲勞載荷的作用，因此采用脹焊結合的連接結構，先進行強度焊后加貼