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反应器选型与设计完结

反应器选型与设计（完结版）

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反应器选型与设计

一、反应器类型

反应器设备种类很多，按结构型式分，大致可分为釜式反应器、管式反应器、塔式反应器、固定床反应器、流化床反应器等。

1.1釜式反应器：

反应器中物料浓度和温度处处相等，并且等于反应器出口物料的浓度和温度。

物料质点在反应器内停留时间有长有短，存在不同停留时间物料的混合，即返混程度最大。

应器内物料所有参数，如浓度、温度等都不随时间变化，从而不存在时间这个自变量。

优点：

适用范围广泛，投资少，投产容易，可以方便地改变反应内容。

缺点：

换热面积小，反应温度不易控制，停留时间不一致。

绝大多数用于有液相参与的反应，如：

液液、液固、气液、气液固反应等。

1.2管式反应器

①由于反应物的分子在反应器内停留时间相等，所以在反应器内任何一点上的反应物浓度和化学反应速度都不随时间而变化，只随管长变化。

②管式反应器具有容积小、比表面大、单位容积的传热面积大，特别适用于热效应较大的反应。

③由于反应物在管式反应器中反应速度快、流速快，所以它的生产能力高。

④管式反应器适用于大型化和连续化的化工生产。

⑤和釜式反应器相比较，其返混较小，在流速较低的情况下，其管内流体流型接近与理想流体。

⑥管式反应器既适用于液相反应，又适用于气相反应。

用于加压反应尤为合适。

1.3固定床反应器

固定床反应器的优点是：

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。

固定床反应器的缺点是：

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。

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。

1.4流化床反应器

（1）流化床反应器的优点

①由于可采用细粉颗粒，并在悬浮状态下与流体接触，流固相界面积大（可高达3280~16400m2/m3），有利于非均相反应的进行，提高了催化剂的利用率。

②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[200~400𝑊/（𝑚2∙𝑘）]，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。

这是许多工艺过程的反应装置选择流化床的重要原因之一。

流化床内的颗粒群有类似流体的性质，可以大量地从装置中移出、引入，并可以在两个流化床之间大量循环。

这使得一些反应—再生、吸热—放热、正反应—逆反应等反应耦合过程和反应—分离耦合过程得以实现。

使得易失活催化剂能在工程中使用。

（2）流化床反应器的缺点

①气体流动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。

因此流化床一般达不到固定床的转化率。

②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。

③由于固体颗粒的磨蚀作用，管子和容器的磨损严重。

虽然流化床反应器存在着上述缺点，但优点是主要的。

流态化操作总的经济效果是有利的，特别是传热和传质速率快、床层温度均匀、操作稳定的突出优点，对于热效应很大的大规模生产过程特别有利。

二、反应器设计原则

反应器设计时，应遵循“合理、先进、安全、经济”的原则，具体设计时还需满足以下要求：

1．满足物料转化率和反应时间的要求

2．满足反应的热传递要求

3．满足物料流动和混合的要求，设计适当的搅拌器或类似作用的装置

4．满足防腐和机械加工要求，合理选择材质

三、反应器选型

1.参考相关文献，对于气-固相反应，反应器类型主要有固定床反应器、流化床反应器和移动床反应器，本反应的反应器类型主要为固定床反应器。

对于固定床反应器的优点是：

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。

正因为它有这么多优点，根据工艺需求，考虑到气-固相反应形式，因此最后选择气-固相绝热固定床反应器。

2.工艺确定（国外传统的甲苯歧化与烷基转移技术）

目前,世界上传统的甲苯歧化与烷基转移技术共有6种,即Xylene一Plus法、Tatoray法、LTD法、MTDP法、T2Bx法及MsTDP法。

我们采用的是与Tatoray法类似的生产工艺。

2.2反应机理

反应序号

反应方程式

1

2TOL-->BZN+PX

2

2TOL-->BZN+OX

3

2TOL-->BZN+MX

4

TOL+1,2,3TMB-->2PX

5

TOL+1,2,3TMB-->2OX

6

TOL+1,2,3TMB-->2PX

7

TOL+1,2,4TMB-->2PX

8

TOL+1,2,4TMB-->2OX

9

TOL+1,2,4TMB-->2MX

10

TOL+1,3,5TMB-->2PX

11

TOL+1,3,5TMB-->2OX

12

TOL+1,3,5TMB-->2MX

13

1,2,3TMB+H2-->BZN+C3H8

14

1,2,4TMB+H2-->BZN+C3H8

15

1,3,5TMB+H2-->BZN+C3H8

16

C3H8-->H2+C3H6

17

TOL+P-MEB-->EB+PX

18

TOL+P-MEB-->EB+OX

19

TOL+P-MEB-->EB+MX

20

TOL+O-MEB-->EB+PX

21

TOL+O-MEB-->EB+OX

22

TOL+O-MEB-->EB+MX

23

TOL+M-MEB-->EB+PX

24

TOL+M-MEB-->EB+OX

25

TOL+M-MEB-->EB+MX

26

P-MEB+H2-->TOL+C2H6

27

O-MEB+H2-->TOL+C2H6

28

M-MEB+H2-->TOL+C2H6

29

C2H6-->C2H4+H2

30

2P-MEB-->EB+C10A

31

2O-MEB-->EB+C10A

32

P-MEB+H2-->EB+CH4

33

O-MEB+H2-->EB+CH4

34

M-MEB+H2-->EB+CH4

3．物料表

反应器进料物料

反应器出料物料

TemperatureC

450

450

Pressurebar

31

31

VaporFrac

1

1

MoleFlowkmol/hr

2376.357

2376.357

MassFlowkg/hr

72796.063

72796.063

VolumeFlowcum/hr

4608.989

4608.989

EnthalpyGcal/hr

21.12

21.058

MassFlowkg/hr

H2

3499.992

3482.8

TOL

25036.04

5885.141

BZN

260.444

2545.285

OX

238.748

8132.963

MX

37.974

13734.275

PX

46.298

8159.671

EB

1.7

7236.032

P-MEB

2388.639

386.959

O-MEB

2023.336

327.78

M-MEB

7393.744

2676.535

1,3,5TMB

9358.857

6186.205

1,2,3TMB

4937.441

3856.141

1,2,4TMB

16041.986

8357.875

C10A

1530.866

1530.866

CH4

0

29.939

C2H6

0

56.116

C2H4

0

0

C3H8

0

211.478

C3H6

0

0

CO2

0

0

CH4O

0

0

H2O

0

0

C4H8--01

0

0

C5H10-01

0

0

C6H12-01

0

0

1,4-DTB

0

0

MoleFlowkmol/hr

H2

1736.21

1727.682

TOL

271.716

63.871

BZN

3.334

32.584

OX

2.249

76.605

MX

0.358

129.364

PX

0.436

76.857

EB

0.016

68.157

P-MEB

19.873

3.219

O-MEB

16.834

2.727

M-MEB

61.515

22.268

1,3,5TMB

77.864

51.468

1,2,3TMB

41.079

32.083

1,2,4TMB

133.467

69.536

C10A

11.406

11.406

CH4

0

1.866

C2H6

0

1.866

C2H4

0

0

C3H8

0

4.796

C3H6

0

0

CO2

0

0

CH4O

0

0

H2O

0

0

C4H8--01

0

0

C5H10-01

0

0

C6H12-01

0

0

1,4-DTB

0

0

***VAPORPHASE***

Enthalpykcal/kg

290.132

289.268

HeatCapcal/gm-K

0.734

0.734

Conductivitykcal-m/hr-sqm

0.139

0.14

Densitykg/cum

15.794

15.794

ViscositycP

0.018

0.018

四.固定床反应器的计算方法（甲苯歧化与C9芳烃烷基转移翻译器计算示例）

•固定床反应器工艺计算的内容有三个方面：

一是反应器的有效体积即催化剂装填量的计算，二是床高和床径的计算，三是传热面积和床层压力降的计算。

•ＶＲ的计算有经验法和数学模型法两种。

•经验法是根据空速、空时收率、催化剂负荷等数据，反推完成一定任务所需的催化剂装填量，比较简单。

•数学模型法按座标数目分有一维模型和二维模型；按相态分有拟均相模型和非均相模型。

4.1经验计算法（经验法主要用于计算催化剂床层体积、传热面积及床层压力降。

）

4.1.1催化剂的选择

本工艺采用绝热固定床反应器，与Tatoray技术类似，选用沸石催化剂，临氢操作，反应原料为甲苯和C9芳烃。

该工艺工业化后催化剂不断更新换代，转化率由原来的35.5%提升至47.0