石化年產(chǎn)15萬噸腈項目反應(yīng)器設(shè)計說明書則反應(yīng)器直徑=8.975299308m由于反應(yīng)器內(nèi)存在內(nèi)構(gòu)件，計算所用氣速較大以及考慮操作應(yīng)有一定彈性，反應(yīng)器內(nèi)徑可取=9.2m。5．稀相段床層直徑的確定在該段反應(yīng)器中，擴(kuò)大反應(yīng)器的體積，可以減緩催化劑結(jié)焦，以及抑制副反應(yīng)的生產(chǎn)，本廠設(shè)計稀相段流化數(shù)為800，計算過程如下：U0=800Umf=0.584045m/s即流化床反應(yīng)器稀相段的公稱直徑為=10.4m1.7.2反應(yīng)器床層高度計算1.濃相段由質(zhì)量空速和丙烷的進(jìn)料量可以算出催化劑的需要量為134.87t由催化劑的裝填密度為900kg/m3，所以靜床高度的確定流化比公式由經(jīng)驗公式確定：則濃相段高度H2.稀相段（沉降分離高度TDH)由《流態(tài)化技術(shù)基礎(chǔ)及應(yīng)用》可以知道對于本反應(yīng)細(xì)顆粒催化劑粒子，在操作速度為0.73m/s時，由經(jīng)驗關(guān)系式：H2=TDH=1.2圖1-12徑與沉降分離度的關(guān)系3.擴(kuò)大段高度擴(kuò)大段高度取擴(kuò)大段直徑的三分之一H3=3.47m4.反應(yīng)段和擴(kuò)大段的過渡部分過度角為120℃，由三角函數(shù)可以知道，過渡段高度：H4=錐形段取錐底角為90°，則錐高為：??5=0.5??=4.6??H=H1+H2+H3+H4+??5=25.788m。加上封頭和支座，反應(yīng)器總高為30.58m1.7.3機(jī)械強(qiáng)度的計算與校核（1）流化床壁厚流化床反應(yīng)器的操作溫度為426℃，操作壓力為1.1bar，設(shè)計溫度為480℃，設(shè)計壓力為0.30Mpa，由于溫度較高，因此選擇0Cr18Ni9材料，該種材料在設(shè)計溫度下的許用應(yīng)力為100.8Mpa，流化床體采用雙面對接焊，局部無損探傷，取流化床體焊接接頭系數(shù)為φ=1，壁厚的附加量取c=2mm。流化床壁厚：考慮到流化床較高，風(fēng)載荷有一定影響，取反應(yīng)器的設(shè)計壁厚為19mm流化床體的有效厚度為te=tn-c1-c2=17.4mm。筒體的應(yīng)力按下式進(jìn)行計算許用應(yīng)力[σ]tφ=100.8×1=100.8Mpa>79.4603Mpa,應(yīng)力校核合格。對于擴(kuò)大段:考慮到擴(kuò)大段，過渡段壓力略有減小，并且擴(kuò)大段溫度較低，因此均選取擴(kuò)大段、過渡段壁厚為19mm。錐形段階段為反應(yīng)氣體的預(yù)分布階段，未發(fā)生反應(yīng)，溫度較低直徑較小，因此壁厚更小，但為考慮選材與安裝的方便性，其壁厚也選取為19mm。（2）橢圓封頭由于反應(yīng)器壓力較低，封頭承壓不大，故選用應(yīng)用最為廣泛的橢圓形封頭。設(shè)計壓力為0.30Mpa，設(shè)計溫度為480攝氏度，腐蝕裕量為2mm，封頭焊縫系數(shù)為0.85。選擇材料為0Cr18Ni9材料，在設(shè)計溫度下，其許用應(yīng)力為100.8Mpa。形狀系數(shù)為K=1.0由標(biāo)準(zhǔn)橢圓封Di=4,則hi=由GB/T25198-2010查得其標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭直邊高度h0=40mm封頭總高度為H=hi+h0=2.6+0.04=2.64m封頭厚度按下式進(jìn)行計算：故選取封頭厚度為19mm。（3）裙座反應(yīng)器的高徑比小于30，故選用圓柱形裙座。（4）水壓試驗及其強(qiáng)度校核水壓試驗的試驗壓力有Pt=p+0.1=0.40Mpa,Pt=1.25p=0.375Mpa,取兩者中最大值，即Pt=0.40Mpa。水壓試驗時壁內(nèi)應(yīng)力：已知0Cr18Ni9材料在常溫下的屈服強(qiáng)度為σs=221Mpa計算0.9σs=198.9Mpa可以知道水壓試驗時筒體壁內(nèi)應(yīng)力小于0.9σs，水壓試驗安全，所以上述設(shè)計滿足要求。1.7.4SW6強(qiáng)度校核表1-6立式攪拌容器強(qiáng)度校核結(jié)果立式攪拌容器校核計算單位中航一集團(tuán)航空動力控制系統(tǒng)研究所筒體設(shè)計條件內(nèi)筒設(shè)計壓力pMPa0.2設(shè)計溫度tC450內(nèi)徑Dimm9200名義厚度nmm19材料名稱S30408許用應(yīng)力137tMPa103壓力試驗溫度下的屈服點EQ\s(t,s)205鋼材厚度負(fù)偏差C1mm0.3腐蝕裕量C2mm3厚度附加量C＝C1＋C2mm3.3焊接接頭系數(shù)1壓力試驗類型氣壓試驗壓力pTMPa0.2筒體長度Lwmm30300內(nèi)筒外壓計算長度Lmm封頭設(shè)計條件筒體上封頭筒體下封頭夾套封頭封頭形式橢圓形名義厚度nmm19材料名稱設(shè)計溫度下的許用應(yīng)力tMPa103鋼材厚度負(fù)偏差C1mm0.3腐蝕裕量C2mm2厚度附加量C＝C1＋C2mm2.3焊接接頭系數(shù)1主要計算結(jié)果內(nèi)圓筒體內(nèi)筒上封頭內(nèi)筒下封頭校核結(jié)果校核合格校核合格質(zhì)量mk6攪拌軸計算軸徑mm備注表1-7內(nèi)筒體強(qiáng)度校核結(jié)果內(nèi)筒體內(nèi)壓計算計算單位中航一集團(tuán)航空動力控制系統(tǒng)研究所計算所依據(jù)的標(biāo)準(zhǔn)GB150.3-2011計算條件筒體簡圖計算壓力Pc0.20MPa設(shè)計溫度t450.00C內(nèi)徑Di9200.00mm材料S30408(板材)試驗溫度許用應(yīng)力137.00MPa設(shè)計溫度許用應(yīng)力t103.00MPa試驗溫度下屈服點s205.00MPa鋼板負(fù)偏差C10.30mm腐蝕裕量C23.00mm焊接接頭系數(shù)1.00厚度及重量計算計算厚度==8.94mm有效厚度e=n-C1-C2=15.70mm名義厚度n=19.00mm重量130884.76Kg壓力試驗時應(yīng)力校核壓力試驗類型氣壓試驗試驗壓力值PT=1.10P=0.2000(或由用戶輸入)MPa壓力試驗允許通過的應(yīng)力水平TT0.80s=164.00MPa試驗壓力下圓筒的應(yīng)力T==58.70MPa校核條件TT校核結(jié)果合格壓力及應(yīng)力計算最大允許工作壓力[Pw]==0.35094MPa設(shè)計溫度下計算應(yīng)力t==58.70MPat103.00MPa校核條件t≥t結(jié)論合格表1-8內(nèi)筒上封頭強(qiáng)度校核結(jié)果內(nèi)筒上封頭內(nèi)壓計算計算單位中航一集團(tuán)航空動力控制系統(tǒng)研究所計算所依據(jù)的標(biāo)準(zhǔn)GB150.3-2011計算條件橢圓封頭簡圖計算壓力Pc0.20MPa設(shè)計溫度t450.00C內(nèi)徑Di9200.00mm曲面深度hi2600.00mm材料S30408(板材)設(shè)計溫度許用應(yīng)力t103.00MPa試驗溫度許用應(yīng)力137.00MPa鋼板負(fù)偏差C10.30mm腐蝕裕量C22.00mm焊接接頭系數(shù)1.00壓力試驗時應(yīng)力校核壓力試驗類型氣壓試驗試驗壓力值PT=1.10Pc=0.2000(或由用戶輸入)MPa壓力試驗允許通過的應(yīng)力tT0.80s=164.00MPa試驗壓力下封頭的應(yīng)力T==47.15MPa校核條件TT校核結(jié)果合格厚度及重量計算形狀系數(shù)K==0.8550計算厚度h==7.64mm有效厚度eh=nh-C1-C2=16.70mm最小厚度min=13.80mm名義厚度nh=19.00mm結(jié)論滿足最小厚度要求重量14324.61Kg壓力計算最大允許工作壓力[Pw]==0.43687MPa結(jié)論合格1.7.5氣體分布器設(shè)計氣體分布器是流化床反應(yīng)器的一個重要的構(gòu)件，氣體分布器位于流化床底部，支撐全部催化劑顆粒。其作用是將反應(yīng)氣體均勻地送入流化床，保證良好的起始流化條件和穩(wěn)定操作狀態(tài)，其引發(fā)流化，維持床層顆粒連續(xù)運(yùn)動和均勻分布?xì)怏w的作用。在本反應(yīng)中，由反應(yīng)所需的配比可知丙烷，氨和空氣三元混合物處于爆炸范圍之內(nèi)，因此若將三種氣體混合后再引入反應(yīng)器中，勢必存在爆炸的危險。從安全的角度出發(fā)，將丙烷和氨的混合氣和空氣分開，分別由兩個分布器引入反應(yīng)器中，既采用上下雙分布器系統(tǒng)，同時兩分布器之間有一定的距離，形成床層底部的催化劑再生區(qū)。分布器有各種各樣的形式，概括起來大致有密孔板，直流式，側(cè)流式，填充式分布板，管式，旋流式和分枝式等型式，工業(yè)規(guī)模流化床的氣體分部板主要型式是多孔板、泡罩、噴嘴等。下表是幾種分布器優(yōu)缺點的比較。表1-9各種分布器優(yōu)缺點分析直流型分布板側(cè)流型分布板密孔型分布板填充型分布板優(yōu)點結(jié)構(gòu)簡單，成本費(fèi)用低有效改善流化質(zhì)量；施工檢修方便氣體分布均勻，流化質(zhì)量最好結(jié)構(gòu)簡單，流化質(zhì)量較好缺點易使床層造成溝流，流化質(zhì)量差；易堵塞及漏料對風(fēng)速有嚴(yán)格要求，風(fēng)速過大或過小會導(dǎo)致流化狀態(tài)惡化；能耗較大氣體的磨損和化學(xué)腐蝕會使開孔率增大；機(jī)械強(qiáng)度較低壓差阻力損失大；填料的選取困難由以上對比可以看出，側(cè)孔型分布板能夠起到很好的流化效果，且可由經(jīng)驗公式得出適合的風(fēng)速，能夠有效的克服其的缺點，所以本次設(shè)計選用側(cè)流型分布板。本反應(yīng)過程復(fù)雜，如果反應(yīng)氣體分布不均勻，局部濃度過高，將會出現(xiàn)局部過熱和局部的副反應(yīng)強(qiáng)化，最終導(dǎo)致反應(yīng)的選擇性差，丙烯腈收率低。且由于反應(yīng)本身的機(jī)理，要求分布器的設(shè)計有利于在床層內(nèi)形成一個補(bǔ)充晶格氧的再生區(qū)和一個進(jìn)行氨氧化反應(yīng)的反應(yīng)區(qū)，以促進(jìn)催化劑的氧化和還原過程。丙烷氨氧化生成的丙烯腈會進(jìn)一步氧化生成二氧化碳和一氧化碳，故應(yīng)盡量減少反應(yīng)器中氣體的軸向返混，避免丙烯腈的深度氧化。由以上分析可知良好的氣體分布器至關(guān)重要，原有BP公司的丙烷氨混合氣體分布器為樹狀分枝結(jié)構(gòu)，空氣分布器是垂直向上噴射。其氣體分布不均勻的現(xiàn)象很嚴(yán)重。參考清華大學(xué)的相關(guān)專利，本設(shè)計對原有氣體分布器進(jìn)行改進(jìn)。丙烷氨混合氣體分布器改為多重圓環(huán)式管式結(jié)構(gòu)，噴嘴也由原來的垂直噴射改為側(cè)向噴射，最大程度上實現(xiàn)了噴嘴的空間均勻分布，且可以抑制丙烷和氨向床層底部富氧區(qū)的軸向擴(kuò)散。對于空氣分布器，通過增設(shè)帽罩，使空氣射流由垂直向上改為水平交錯噴射，改進(jìn)后一方面改善了氣體的局部不均勻分布；另一方面可以防止停車時催化劑向下泄露，防止正常操作時催化劑在孔間的堆積。對于空氣二次分布器，由于其和丙烷-氨混合氣體量接近，其形式和丙烷-氨混合氣體分布器一樣，故計算時僅以一個為例進(jìn)行計算。側(cè)流型分布板結(jié)構(gòu)較多，可分為條型側(cè)縫分布板，錐帽側(cè)縫分布板和錐帽側(cè)孔分布板等。而錐帽側(cè)縫分布板較其他形式又有很多優(yōu)點，是目前工業(yè)上公認(rèn)的一種較好的側(cè)流型分布板。錐帽側(cè)縫分布板具有以下的優(yōu)點：1）風(fēng)帽成錐形，其傾角大于物料的堆積角，固體粒子不會在風(fēng)帽頂部堆成死床，風(fēng)帽之間恰似形成一個小錐形床，有利于床層流化質(zhì)量的改善。2）氣體沿側(cè)縫緊貼花板板面流出，然后折轉(zhuǎn)向上進(jìn)入床層，可以使氣體在分布板上獲得均勻分布，可防止板面上形成死床和發(fā)生燒結(jié)現(xiàn)象。3）風(fēng)帽是澆鑄并經(jīng)車床簡單加工形成的，故施工，安裝和檢修都比較方便，又因為風(fēng)帽經(jīng)過機(jī)械加工，所以安裝后風(fēng)帽和花板之間的縫隙可以獲得較精確的尺寸。1.側(cè)縫式錐帽分布板（1）布?xì)馀R界壓降Richandson提出：代入相關(guān)數(shù)據(jù)得到ΔPD=（2）穩(wěn)定性臨界壓降

穩(wěn)定壓降由上式帶入相關(guān)參數(shù)可以算出：(ΔpD)C=0.19283.4935Pa由于布?xì)馀R界壓降小于穩(wěn)定性壓降，故取分布板壓降等于穩(wěn)定性壓降，即Δp=9.283494Pa（3）根據(jù)分布板的壓降公式進(jìn)行計算：式中ξ為阻力系數(shù)，對于錐帽側(cè)縫式分布器取ξ=2.0（《流態(tài)化技術(shù)基礎(chǔ)及應(yīng)用》吳占松，馬潤田等著86頁）又∵QUOTE取側(cè)縫錐帽小孔直徑為12.5mm，風(fēng)帽外圓直徑為50mm即風(fēng)帽數(shù)位4500個。（4）側(cè)縫高度計算取側(cè)縫速度∴側(cè)縫高度：（5）um的計算故能保證每個錐帽的均勻布?xì)狻Ｆ渑挪紴檎切畏植?，邊緣兩圈采用圓環(huán)分布，以消除三角形排列造成的錐帽與床壁距離不均勻的缺點。其結(jié)構(gòu)如下圖所示。圖1-13空氣分布器俯視圖與側(cè)縫錐帽剖視圖圖1-14錐帽排列圖2.管式分布器對于氣體，根據(jù)經(jīng)驗計算公式如下所示：W流體流量，kg/hC流量系數(shù)d0銳孔直徑，mP1分布板壓力，MPaP2分布板后壓力，MPaM分子量Z壓縮系數(shù)T分布板前流體溫度，Kk絕熱指數(shù)所含數(shù)據(jù)如下所示：W=22753kg/hP1=0.11MPaP2=0.1007MPaZ=1.3k=1.34M=27.6T=699KC=0.88（查圖可得）將所有數(shù)據(jù)帶入公式，得到銳孔直徑為10mm，管徑為21.5mm，丙烷，氨通過垂直的分布器主管進(jìn)入到水安放的平氣體分布十字形支管，分布器采用六重水平圓環(huán)結(jié)構(gòu)，562個噴嘴在下方和空氣互相混合后均勻的通過床層，且采用側(cè)向吹出的噴嘴結(jié)構(gòu)。圖1-15丙烷-氨混合氣體分布器與分布管詳細(xì)圖1.7.6接管設(shè)計1.7.6.1空氣進(jìn)料口設(shè)計由ASPEN中可知，空氣進(jìn)料量為39.596977m3d=所以選擇DN1700的鋼管。1.7.6.2丙烯-氨混合氣進(jìn)料口設(shè)計丙烯-氨混合氣體的物料流量為6.83m3/s。選進(jìn)入反應(yīng)器之前的管口速度為20m/s，則物料進(jìn)料管直徑為：d=所以選擇DN700鋼管。1.7.6.3反應(yīng)物出料口設(shè)計從反應(yīng)器出來的物料的體積流率為65.894546m3/s。選出反應(yīng)器的管口速度為30m/s，則物料出口管直徑為：d=所以選擇用DN1700的鋼管。1.7.6.4二次空氣進(jìn)料口設(shè)計空氣的物料流量為7.13m3/s。選進(jìn)入反應(yīng)器之前的管口速度為d=所以選擇DN700鋼管。1.7.7人孔設(shè)計為了裝卸催化劑并檢查設(shè)備的內(nèi)部空間以及安裝和拆卸設(shè)備的內(nèi)部構(gòu)件等，設(shè)置人孔。本反應(yīng)器為流化床反應(yīng)。操作壓力為0.11MPa，根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)HG/T21514-2014《鋼制人孔和手孔的類型與技術(shù)條件》，選用垂直吊蓋板式平焊法蘭人孔。1.8旋風(fēng)分離器設(shè)計原理：1含塵氣體從圓筒上部長方形切線進(jìn)口進(jìn)入，沿圓筒內(nèi)壁作旋轉(zhuǎn)流動。2顆粒的離心力較大，被甩向外層，氣體在內(nèi)層。氣固得以分離。3在圓錐部分，旋轉(zhuǎn)半徑縮小而切向速度增大，氣體與客流作下螺旋運(yùn)動。4在圓錐底部附近，氣體轉(zhuǎn)為上升旋轉(zhuǎn)運(yùn)動，最后由上部出口管排出。5固相沿內(nèi)壁落入灰斗。旋風(fēng)分離器不適用于處理粘度較大，濕含量較高及腐蝕性較大的粉塵，氣量的波動對除塵效果及設(shè)備阻力影響較大。旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡單，造價低廉，無運(yùn)動部件，操作范圍廣，不受溫度，壓力限制，分離效率高。一般用于除去直徑5um以上的粉塵，也可以分離霧沫。對于直徑在5um以下的煙塵，一般旋風(fēng)分離器效率已不高，需用袋濾器或濕法捕集。其最大的缺點是阻力大，易磨損。由于內(nèi)旋風(fēng)分離器具有不需保溫、配管量少、設(shè)備緊湊、被捕集粉塵易于返回的優(yōu)點，本反應(yīng)器采用內(nèi)旋風(fēng)分離器。丙烯腈反應(yīng)器內(nèi)催化劑粒度較細(xì)(平均為40~50m),旋風(fēng)分離器(簡稱旋分器)入口濃度高達(dá)10kg/m3以上,但丙烯腈反應(yīng)器仍要求旋分器在總壓降不超過7kPa的條件下,將丙烯腈的催化劑損耗控制在0.4kg/t以下。長期以來,除美國DuPont公司開發(fā)出一種兩級旋分器外,生產(chǎn)丙烯腈所用旋分器都是三級串聯(lián)的。1998年,國內(nèi)成功開發(fā)了一種新型兩級旋分器,這是一項國外丙烯腈生產(chǎn)領(lǐng)域還沒有的新技術(shù)。1999年4月,新型兩級旋風(fēng)分離器成功地用于齊魯石化公司丙烯腈廠2.5萬t/a擴(kuò)能至4萬t/a的技術(shù)改造中，運(yùn)行良好。經(jīng)比較分析，故本項目也采用該種PV型—PV-E型串聯(lián)組成的丙烯腈反應(yīng)器新型兩級旋風(fēng)分離器，安裝四組，均勻分布。第一級采用在催化裂化裝置上已經(jīng)廣泛應(yīng)用的PV型旋風(fēng)分離器。圖1-16V型旋風(fēng)分離器關(guān)鍵的第二級使用的是結(jié)構(gòu)獨(dú)特的PV-E型旋風(fēng)分離器。圖1-17V-E型旋風(fēng)分離器表1-10新型兩級旋風(fēng)分離器主要尺寸級次DabKAdrdrcHS/D10.900.5600.2524.50.5—3.8520.920.4880.2206.20.20.4324.75注：a,b,HS分別為旋風(fēng)器入口高度、寬度和旋風(fēng)器分離空間高度，m1.9催化劑加料系統(tǒng)催化劑加料系統(tǒng)由催化劑儲罐、催化劑料斗、催化劑料斗噴射泵等組成。幵車時,通過催化劑料斗噴射泵,將催化劑料斗抽真空,催化劑從與催化劑料斗相連的儲罐內(nèi)被壓入催化劑料斗。反應(yīng)器投料時,催化劑由壓縮空氣從催化劑料斗輸送入反應(yīng)器。為彌補(bǔ)催化劑在反應(yīng)進(jìn)行中的消耗和在輸送過程中的損失，反應(yīng)氣體會不斷帶走反應(yīng)過程中磨損的催化劑細(xì)微粒子,并且催化劑因長期運(yùn)轉(zhuǎn)活性也會下降,所以設(shè)置催化劑補(bǔ)充加料系統(tǒng)。將催化劑補(bǔ)充料斗抽真空,補(bǔ)充催化劑自催化劑桶中被吸入料斗內(nèi)。向反應(yīng)器補(bǔ)加催化劑時,補(bǔ)充催化劑從料斗底部流出,經(jīng)自動加料閥按一定程序由儀表空氣進(jìn)行輸送,不斷地加入到反應(yīng)器內(nèi)，保證補(bǔ)充催化劑在一定壓力下能順利地加入到反應(yīng)器中。1.10撤熱方式設(shè)計本反應(yīng)體系為強(qiáng)氧化放熱反應(yīng)，反應(yīng)過程中放出大量的熱量。而由反應(yīng)的熱力學(xué)分析可知，若反應(yīng)熱不及時移出，則會造成反應(yīng)器局部溫度過高，丙烯腈的收率降低，而深度氧化產(chǎn)物量變多，這對后續(xù)的分離會造成不利的影響，且使丙烯腈的產(chǎn)量下降影響收益?；谏鲜鲈颍磻?yīng)器設(shè)計中很重要的問題就是反應(yīng)熱的及時有效移出。而若采用內(nèi)置撤熱管的方式撤熱，對反應(yīng)器中的流化狀態(tài)有很大的影響。因此，如何有效移熱且不會使流化質(zhì)量變差是反應(yīng)器設(shè)計中的關(guān)鍵問題。1.10.1撤熱方式的選擇根據(jù)反應(yīng)的反應(yīng)熱以及各生成物質(zhì)的收率，結(jié)合精料的流量計算可以得到反應(yīng)放出的熱量為81861.564kj/s，屬于強(qiáng)放熱反應(yīng)。若采用外置夾套移熱，經(jīng)過計算可知采用此種方法不能有效的移出反應(yīng)熱。而采用常溫循環(huán)水移熱，受到最高溫度60℃的限制，此時內(nèi)置移熱管將會很多，嚴(yán)重影響流化質(zhì)量。鑒于需移出的反應(yīng)熱很大且內(nèi)置排管數(shù)目有限，本設(shè)計利用脫氧水的汽化潛熱來移走熱量從而副產(chǎn)高壓蒸汽，設(shè)計采用撤熱水系統(tǒng)來實現(xiàn)反應(yīng)熱的移出。1.10.2撤熱管選擇表1-11各種形式的撤熱U型管對比直管式U型管式蛇管式鼠籠式直接噴水對流化性能的影響影響較小橫排式影響大影響大影響小無影響制造難易容易麻煩麻煩麻煩容易特點結(jié)構(gòu)簡單傳熱面積大對流化質(zhì)量要求高的場合不適用焊縫易裂熱量不能充分利用由于本反應(yīng)器的傳熱溫差大，放熱量大且反應(yīng)伴有連串副反應(yīng)，對流化質(zhì)量要求較高。綜合比較以上幾種主要撤熱管類型，本設(shè)計選用U型管式為撤熱管，移出反應(yīng)放出的大量熱量。由于橫排式對流化質(zhì)量影響大，而《流態(tài)化工程原理》中指出豎直型U型管對流化質(zhì)量有一定的改善作用，對氣泡也有破碎作用。故選用豎直型U型管為本反應(yīng)的反應(yīng)器撤熱管。本設(shè)計產(chǎn)生4.5MPa下的過熱蒸汽，其蒸汽溫度待優(yōu)化，擬產(chǎn)生在300-400℃之間的過熱蒸汽。由能量衡算可以得出在不同蒸汽溫度下所需的脫氧水的量，進(jìn)而可以試差求得反應(yīng)器的換熱面積和撤熱管的根數(shù)。由《丙烯氨氧化生產(chǎn)丙烯腈工業(yè)流化床的模型化》可以知道其撤熱管之間的距離在550-750mm之間，由于其形成了一個個小的流化空間會對流化質(zhì)量有較好的影響。且撤熱管的主要作用是使反應(yīng)器的溫度得到有效控制，由相關(guān)資料給出當(dāng)汽化率為0.18左右時為核態(tài)沸騰,可以最大程度地保證熱量的移除。由于撤熱水的用量和所產(chǎn)生的高壓蒸汽的溫度有關(guān)，若采用U型管進(jìn)行換熱，基于撤熱管間距的考慮，對以上溫度進(jìn)行ASPEN模擬試差，可以得到蒸汽溫度為300℃時其撤熱管排布方式較為理想。1.10.3撤熱水系統(tǒng)簡述反應(yīng)器反應(yīng)過程中放出的熱量由垂直安裝在反應(yīng)器內(nèi)U形撤熱水管中的撤熱水引出，并產(chǎn)生一定溫度、一定壓力的過熱蒸汽，供空氣壓縮機(jī)、制冷機(jī)驅(qū)動蒸汽透平。產(chǎn)生蒸汽的脫鹽水來自界外，在降氧器中用低壓蒸汽吹出脫鹽水中溶解的氧，然后由供水泵送入反應(yīng)氣體冷卻器，與反應(yīng)氣體換熱后進(jìn)入蒸汽發(fā)生器。圖1-18撤熱水系統(tǒng)蒸汽發(fā)生器底部飽和水經(jīng)反應(yīng)器冷卻水泵大部分送至反應(yīng)器U形撤熱水管，部分汽化產(chǎn)生飽和蒸汽，然后返回蒸汽發(fā)生器。蒸汽發(fā)生器頂部出來的飽和蒸汽去反應(yīng)器過熱盤管過熱，然后與未過熱的一部分飽和蒸汽混合成為一定溫度、一定壓力的過熱蒸汽。反應(yīng)器出口換熱器冷物流出口溫度不宜過低，過低可能影響蒸汽發(fā)生器的操作穩(wěn)定。但由ASPEN模擬結(jié)果可以得到冷物流出口溫度226.4℃，以往在此處設(shè)置部分飽和液態(tài)水與脫氧水混合進(jìn)入反應(yīng)器出口換熱器中，以升高出口換熱器中冷物流出口溫度，保持蒸汽發(fā)生器的操作穩(wěn)定。但是由于需要不斷將該部分飽和液態(tài)水通過泵打循環(huán)，使得動力消耗增加。而且因為這股水的的存在，使得反應(yīng)出口換熱器的傳熱推動力下降，換熱面積也增大。故在本撤熱水系統(tǒng)中，單獨(dú)脫氧水移熱其出口溫度可以達(dá)到226.4℃，結(jié)合工業(yè)經(jīng)驗，在溫度達(dá)到210℃即可認(rèn)為其對蒸汽發(fā)生器的影響較小，故在此反應(yīng)中出口換熱器殼程中冷物流采用由除氧器出去的脫氧水進(jìn)行換熱，在其冷物流和反應(yīng)氣體出口溫度低于正常值時，由控制系統(tǒng)將蒸汽發(fā)生器和脫氧水之間的閥門打開，此時加入部分4.5MPa下的飽和液態(tài)水用以提高出口溫度，保持系統(tǒng)的穩(wěn)定操作。而在正常操作情況下，該閥門是關(guān)閉的。1.10.4撤熱水系統(tǒng)的模擬撤熱水系統(tǒng)的設(shè)計目標(biāo)為移走反應(yīng)器中的反應(yīng)熱，使反應(yīng)器維持在適宜溫度下，同時產(chǎn)生一定壓力、一定溫度的過熱蒸汽。采用aspenplus模擬確定相關(guān)參數(shù)。圖1-19撤熱水系統(tǒng)模擬圖已知反應(yīng)器內(nèi)溫度在426℃，考慮壓縮機(jī)所需過熱蒸汽的壓力及溫度以及撤熱管跟數(shù)對于流化床流化質(zhì)量的影響，本撤熱水系統(tǒng)擬產(chǎn)生壓力為4.5Mpa，溫度為300℃的過熱蒸汽。為避免氣相中氨存在下低溫聚合堵塞管路，反應(yīng)氣體產(chǎn)物經(jīng)熱交換后溫度不宜太低，結(jié)合工廠經(jīng)驗，反應(yīng)器出口換熱器中熱物流出口溫度定為210℃。過熱段蒸汽流量對于管程數(shù)有較大影響，同時考慮到高溫下，較大的傳熱溫差有利于節(jié)省耐高溫材料費(fèi)用，由試差求換熱U型管程數(shù)，結(jié)合換熱管數(shù)排布對于床內(nèi)流型的影響，試差過熱盤管末端蒸汽溫度可定為307.5℃。界外脫鹽水（40℃）首先在脫氧器中進(jìn)行熱脫氧，一般大氣式降氧器壓力為1.2bar，給水加熱至104℃。由aspen簡單模擬可知，所需蒸汽量約為脫鹽水量的11.559%。由反應(yīng)器的模擬，我們已經(jīng)知道反應(yīng)器放熱量為40930.782kj/s，反應(yīng)器出口換熱器的放熱量為17085.78kj/s，由于丙烷氨混合氣體由進(jìn)口66℃加熱至床層內(nèi)溫度426℃，可以求出其吸收的熱量為6667.7192kj/s。撤熱水系統(tǒng)撤出的熱量總計51348.8428kj/s。撤熱水的溫度為104℃，在4.5Mpa下，由此溫度加熱汽化、過熱至300℃，由能量守恒可以計算得到所產(chǎn)生蒸汽量為93708.464kg/hr。進(jìn)一步計算可知所需脫鹽水量為83998.728kg/hr，所需0.4Mpa蒸汽量為9709.7364kg/hr。反應(yīng)器內(nèi)U形撤熱管分為汽化段和過熱段，由于所產(chǎn)蒸汽由307.5℃過熱蒸汽與飽和蒸汽（258℃）調(diào)和而成，因此可以計算出所需過熱的飽和蒸汽比例為85%，質(zhì)量流量為79652.194kg/hr。亦可知過熱段換熱量為2200.5444kJ/s，由此可知汽化段換熱量為49148.2984kJ/s。汽化段為強(qiáng)化傳熱效果，參考文獻(xiàn)值，汽化率取0.18，保證核態(tài)沸騰。同時結(jié)合其移熱管的管程數(shù)，可知汽化段出去的蒸汽率為0.20。計算可知所需撤熱水流量為529603.452kg/hr。1.10.5撤熱管及其排布設(shè)計由ASPEN中可以得出以下的參數(shù)：表1-12撤熱U型管參數(shù)一撤熱量(kj/s)撤熱介質(zhì)流量(kg/s)入口溫度(℃）出口溫度（℃）汽化段49148.2984147.11207257.5257.5過熱段2200.544422.125609257.5307.5本設(shè)計中取汽化段液體流速為us=3m/s,過熱段氣體流速為ut=20m/s?！读鲬B(tài)化工程原理》中指出對于大型的內(nèi)部有垂直撤熱管的流化床其放大效應(yīng)較好，結(jié)合本反應(yīng)體系的汽化段和過熱段的流速和流量，可以得出對于本廠丙烷氨氧化制取丙烯腈反應(yīng)器中U型管排布方式。這將在下面介紹。汽化段流速us=3m/s，體積流量為Vs=0.186265m3/s過熱段流速ut=20m/s，體積流量為Vt=0.9943478m3/s為了使U型管在床層內(nèi)均勻排布，即采用相同直徑的U型管。其高度為6m。由試差可得汽化段為22段u型管，過熱段為8段U型管。以汽化段為基準(zhǔn)計算管徑可以得到管徑Dt=0.05993m,驗證對于過熱段，氣體在該直徑下流速在規(guī)定的范圍之內(nèi)。其單管換熱面積為St2.315775m2.。由撤熱量Q=給熱系數(shù)K?所需傳熱面積S?傳熱溫差△tm，換熱管數(shù)=所需傳熱面積S/單管換熱面積可以計算出一下結(jié)果：表1-13撤熱U型管參數(shù)二撤熱量(kj/s)傳熱溫差℃給熱系數(shù)W/(m2?k)所需傳熱面積m2所需換熱管數(shù)汽化段49148.2984168300097.516480過熱段2200.544414230051.6559740其中U型管排管間距為0.65m，其中五程8段，四程18段，兩程4段。過熱段為8段五程，其余均為汽化段。由于換熱管對于溫度的控制有至關(guān)重要的作用，故換熱管的實際個數(shù)比上述計算出來的要多，在反應(yīng)器溫度上升時，可通過加大投入換熱管的根數(shù)來達(dá)到更好的移除反應(yīng)熱的目的。在本反應(yīng)器中設(shè)置了四程6段的U型管，為了使得控制溫度更加靈活有效，同時盡量減少不投入的換熱管對流化質(zhì)量的影響，采用了直型換熱管8根，其靈活性較大。而直型管的水擊現(xiàn)象較為嚴(yán)重，從而使床內(nèi)換熱構(gòu)件易發(fā)生強(qiáng)烈的振動，影響換熱管的使用壽命。而一旦換熱管泄露，將直接影響價格昂貴的催化劑，使之失活。為了解決此問題，我們應(yīng)用了專利CN2901210Y中所述的方法來解決。其有操作平穩(wěn)，流化質(zhì)量好，維修方便的優(yōu)點。下面介紹其應(yīng)用。換熱構(gòu)件為上端帶補(bǔ)償圈的換熱管，換熱構(gòu)件的兩端與反應(yīng)器的筒體的連接處采用整體套管過渡。其作用有撤去反應(yīng)熱，二是作為垂直內(nèi)構(gòu)件，達(dá)到強(qiáng)化流化質(zhì)量的作用。該換熱構(gòu)件以一根較細(xì)的無縫鋼管從反應(yīng)器下部進(jìn)入，通過一異徑管放大成計算所需的換熱管，在換熱管上端同樣駁成較細(xì)的管子，并將該管設(shè)計成一個補(bǔ)償圈，補(bǔ)償圈的半徑為換熱管公稱直徑的1.5-10倍，補(bǔ)償圈的圈數(shù)為1/4--2圈。由于換熱管的壁厚和反應(yīng)器筒體壁厚相差較大，且溫差也較大，所以換熱管的進(jìn)出口接管和筒體的連接處存在應(yīng)力集中的現(xiàn)象，該連接處是換熱管最薄弱的部分，我們采用了整體套管過渡的技術(shù)，較好地解決了該問題。具體方法是：在反應(yīng)器筒體上焊接一段長約120-200mm的短管，短管一端和筒體內(nèi)部平齊，另一端駁成管徑比換熱管大約2mm的較小接管，并于換熱管焊接。該套管可采用整體沖壓的方法制成，制造成本低。固定換熱構(gòu)件的支架分為上下兩組，每根換熱管下端焊接一支撐板，并通過U型螺栓和支架固定，換熱管上端直接采用U型螺栓和支架固定，該U型螺栓的兩側(cè)分別連接一螺母，使管子和螺栓之間有一定的間隙，以保證換熱管有一定的自由度，使上端的補(bǔ)償圈充分發(fā)揮作用。該支架采用角鋼制作，角鋼的頂部為一扁鋼焊稱得傘形蓋，有效防止催化劑的堆積。其結(jié)構(gòu)如下圖所示。圖1-20換熱管結(jié)構(gòu)以及和器壁連接示意圖而對于移熱管，其是流化床中的重要內(nèi)部構(gòu)件之一，而其排布方式對于破除起泡，減少返混有很大的作用。參考《丙烯氨氧化生產(chǎn)丙烯腈工業(yè)流化床的模型化》可以看出傳統(tǒng)的排布方式，如下圖1-21所示。結(jié)合最新的研究進(jìn)展，本反應(yīng)器對傳統(tǒng)的排布方式進(jìn)行了改進(jìn)，采用先進(jìn)象限布置如圖1-22，相對于傳統(tǒng)的排列方式，此種方式更有利于改善流化質(zhì)量。圖1-21撤熱管傳統(tǒng)排布示意圖圖1-22撤熱管象限排布示意圖1.11危險分析與安全措施1.11.1反應(yīng)器危險性評估由于丙烷氨氧化制丙烯腈是強(qiáng)放熱反應(yīng)，因此對反應(yīng)器的控制與乙烯氧化反應(yīng)類似，反應(yīng)器需設(shè)置聯(lián)鎖系統(tǒng)以保證發(fā)現(xiàn)異常后立即停車。反應(yīng)器可能發(fā)生的事故有：反應(yīng)器泄露、反應(yīng)器內(nèi)床層飛溫、丙烯腈蒸汽泄露引發(fā)爆炸。由于反應(yīng)器是內(nèi)壓容器，若焊縫出現(xiàn)裂紋，內(nèi)部流體泄露，由于丙烯腈的毒性和易燃易爆性，可能引發(fā)中毒或爆炸；另外，若受外界干擾，冷卻劑沒能及時移走反應(yīng)熱，床層溫度迅速升高，將燒熔催化劑或引發(fā)丙烯腈的爆聚，導(dǎo)致事故的發(fā)生。詳細(xì)分析請參照HAZOP分析報表。1.11.2應(yīng)急措施1.爆破片與安全閥當(dāng)反應(yīng)器內(nèi)壓力過高，安全閥會自動動作，放出氣體以泄壓；一旦壓力增高速度過快而安全閥不能及時動作時，此時爆炸不可避免，由于爆破片是裝置最薄弱的區(qū)域，便將自動引導(dǎo)爆炸的部位，以將經(jīng)濟(jì)損失降至最低。爆破片是由爆破片和夾持器等零部件組成的非重閉時壓力泄放裝置。在設(shè)定的爆破溫度下，爆破片兩側(cè)壓力差達(dá)到預(yù)設(shè)定值時，爆破片即刻動作，壓力迅速下降。2．防爆區(qū)域由于正常情況下，車間內(nèi)可能出現(xiàn)爆炸性氣體混合物但不頻繁，因此按照國家防爆區(qū)域等級劃分為0級區(qū)域。反應(yīng)器應(yīng)被單獨(dú)設(shè)置防爆區(qū)域，范圍以爆炸中心為圓心，半徑為50m，并且設(shè)立安全標(biāo)志；四周每60m應(yīng)設(shè)置消防栓；巡檢人員必須嚴(yán)密監(jiān)控反應(yīng)器操作情況，發(fā)現(xiàn)異常立即切斷系統(tǒng)。1.12反應(yīng)器SIS控制在本項目中，丙烯腈合成反應(yīng)器是其核心設(shè)備和工藝流程的心臟，因此，處于安全保護(hù)角度出發(fā)，對丙烯腈合成反應(yīng)器設(shè)置了SIS。概念性設(shè)計圖如圖：圖1-23丙烯腈合成反應(yīng)器SIS概念設(shè)計圖如圖所示，在丙烯腈合成反應(yīng)器出塔氣體管路上設(shè)計三個壓力傳感器。正常操作中，能通過基本過程控制系統(tǒng)使出口管道壓力低于安全壓力設(shè)定值，傳感器通過電纜將信號傳遞給安全邏輯控制器，安全邏輯控制器通過1oo2D系統(tǒng)（1oo2表示2選1的表決系統(tǒng)結(jié)構(gòu)，即兩個通道有一個健康操作即能完成所需的安全功能；D代表該邏輯控制器帶有診斷功能）對信號進(jìn)行2oo3表決和診斷。完成后，輸出兩個信號，使三通電磁閥帶電，從而使進(jìn)料管道上的關(guān)斷