流化床反应器的设计
mf U R =
1000
p d ep ρ
μ
> 年产3.5
万吨烯烃流化床反应器设计
1 操
作工艺参数
反应温度为：450℃ 反应压力为：0.12MPa(绝压) 操作空速为：1~5h -1
MTO 成型催化剂选用Sr-SAPO-34 催化剂粒径范围为：30～80μm 催化剂平均粒径为60μm 催化剂颗粒密度为1500kg/m 3 催化剂装填密度为 750kg/m 3
催化性能：乙烯收率，67.1wt%；丙烯收率，22.4wt%；总收率，89.5wt%。 水醇质量比为0.2
甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为24.3μPa.s 甲醇450℃下的密度根据理想气体状态方程估算为0.54kg/m 3
甲醇处理量：根据催化剂的催化性能总受率为89.5wt%，甲醇的用量=烯烃质量×（32/14）/0.895
烯烃的生产要求是35000t/a ，甲醇的量为89385/a 。
2 操作气速
2.1 最小流化速度计算
当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层中的颗粒开始流动起来，
mf U R =
20
p d ep ρ
μ
<此时
流体的流速称为起始流化速度，记作U mf 起始流化速度仅与流
体和颗粒的物性有关，其计算公式如下式所示： 对于的小颗粒
()2U 1650p p mf d g
ρρμ
-=
（1）
对于的大颗粒
()1/2
d U 24.5p p mf
g ρρρ??-=??
???? （2）
式中：d p 为颗粒的平均粒径；ρp ，ρ分别为颗粒和气体的密度；μ为气体的粘度假设颗粒的雷诺数R ep <20，将已知数据代入公式（1）， 校核雷诺数：
将U mf 带入弗鲁德准数公式作为判断流化形式的依据散式流化， F rmf ＜0.13；聚式流化，F rmf ＞0.13。 代入已知数据求得
根据判别式可知流化形式为散式流化。
2.2 颗粒的带出速度Ut
床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度（即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力）时，颗粒开始从床内带出，此时流体的速度成为颗粒的带出速度U t 其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度U t ，其计算公式如下式所示：
当U R =
0.4
d p t
ep
ρ
μ
<时，
2U 18d g p p t ρρμ??- ???= （3）
当
U
0.4 d p t ep ρ μ < 时， 2 2 1/3 4 U d 225 g p t p ρρ ρμ ?? ?? - ? ?? ?? ?? = ?? ?? ??（4） 当 U R=500 d p t ep ρ μ > 时， 1/2 3.1d U g p p t ρρ ρ ?? ?? - ? ?? ?? =?? ?? ?? ??（5） 流化床正常操作时不希望夹带，床内的最大气速不能超过床层平均粒径颗粒的带出速度U t，因此用d p=60μm计算带出速度。 代入已知数据求得 校核雷诺数： R ep=0.532（0.4 2.3 流化床操作气速 如上所述，已知颗粒的临界流化速度U mf和催化剂的小颗粒的带出U t，对于采用高流化速度，其流化数（流化数=气体表观速度/临界流化速度）可以选着300-1000，本装置设计使用流化数为1000，带入计算 故本装置的操作气速为1.3m/s 为防止副反应的进行，本流化床反应器设计密相和稀相两段，现在分别对其直径进行核算。 3 床径的确定 3.1 密相段直径确定 本流化床反应器设计处理能力为13.4t/h 。体积流量为24829.3m 3/h 甲醇气体，即6.9m 3/s 。 根据公式 T D （6） 即流化床反应器密相段的公称直径为DN=2.6m 3.2 稀相段直径的确定 在该段反应器中，扩大反应器的体积，可以减缓催化剂结焦，以及抑制副反应的生产，本厂设计稀相段流化数为700，计算过程如下： 将流速带入公式（6）中 即流化床反应器稀相段的公称直径为DN=3.1m 4流化床床高 床高分为三个部分，即反应段，扩大段，以及锥形段高度。 甲醇处理量为M=13.4t/h 取质量空速为2h -1，则催化剂的量为6.7吨。 由催化剂的装填密度为750kg/m 3，所以静床高度的确定 2 2 4 67004 1.7750 3.14 2.6mf T m H m D ρπ??= = =??催化剂， 考虑到床层内部的内部构件，取静床层高度为2.0m 。 流化时的流化比取2，因此床层高度H 1=2H mf =3.4m 。 扩大段高度取扩大段直径的三分之一，H 2=1.1m 。 反应段与扩大段之间的过渡部分过度角为120°，由三角函数，过渡段高度 锥形段取锥底角为40°，取锥高为H 4=1.2m ，其锥底直径为1.5m 。 由此可得，流化床总高H=H 1+H 2+H 3+H 4=5.92m 其长径比为5.92/2.6=2.3。 5床层的压降 流化床在正常操作时具有恒定的压降，其压降计算公式为 6流化床壁厚 流化床反应器的操作温度为450摄氏度，操作压力为0.12Mpa ，设计温度为500摄氏度，设计压力为0.2Mpa ，由于温度较高，因此选择0Cr18Ni9材料，该种材料在设计温度下的许用应力为100Mpa ，流化床体采用双面对接焊，局部无损探伤，取流化床体焊接接头系数为φ=0.85，壁厚的附加量取c=2mm 。流化床壁厚： 考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的设计壁厚为6mm ， 流化床体的有效厚度为t e =t n -c 1-c 2=3.4mm 。 筒体的应力按下式进行计算 ()() 0.22600 3.476.5722 3.4e t e p D t Mpa t σ+?+===?。 许用应力[σ]t φ=100x0.85=85Mpa>76.57Mpa,应力校核合格。 对于扩大段， []d 0.23100 t = 2 5.721000.850.2 2i t pD c mm p σφ?+= +=??-- 考虑到扩大段，过渡段压力略有减小，并且扩大段温度较低，因此均选取扩 大段、过渡段壁厚为6mm 。 锥形段阶段为反应气体的预分布阶段，未发生反应，温度较低直径较小，因 此壁厚更小，但为考虑选材与安装的方便性，其壁厚也选取为6mm 。 6椭圆封头 由于反应器压力较低，封头承压不大，故选用应用最为广泛的椭圆形封头，设计压力为0.15Mpa，设计温度为500摄氏度，腐蚀裕量为2mm，封头焊缝系 数为0.85。 封头高度取1m。 选择材料为0Cr18Ni9材料，在设计温度下，其许用应力为100Mpa。 形状系数为K=1.0 封头厚度按下式进行计算 考虑到便于焊接，故选取封头厚度为6mm。 7裙座 裙座的厚度按经验选取为20mm，，高度为1m。 8水压试验及其强度校核 水压试验的试验压力有p T=p+0.1=0.3Mpa, p T=1.25p=0.25Mpa,取两者中大 值，即pt=0.3Mpa。 水压试验时壁内应力 已知0Cr18Ni9材料在常温下的屈服强度为σs=137Mpa，计算 0.9σs=123.3Mpa 可以知道水压试验时筒体壁内应力小于0.9σs，水压试验安全。 9旋风分离器 在流化床顶部，为防止小粒径催化剂颗粒随气体被带出，故在流化床扩大 段设立二级旋风分离器，根据旋风分离器的规格，选用CLG型旋风分离器，其中一级旋风分离器的直径为640mm，二级旋风分离器的直径为540mm。 旋风分离器的布置和结构：一级旋风分离器的料腿下伸到床底部，下料腿 端部安装锥形堵头，使催化剂能够随自下而上的气流进入下料管内。二级旋风分 离器下料腿置入床层稀相区，下料腿端部安装挡风帽和翼阀。 10 主反应器设计结果 主反应器最终设计结果如下： 表4-1 主反应器R101设计表 目录 5.0×104t/y甲醛生产用固定床反应器设计 (1) Fixed-bed Reactor Design of 5.0×104t/y Formaldehyde (1) 1. 概述 (2) 1.1银法制甲醛生产工艺 (2) 1.2铁钼催化氧化法 (2) 2. 原料、辅助原料、产品的主要技术规格 (4) 2.1银法和铁钼法生产甲醛的技术经济指标 (4) 2.2原辅料规格及消耗配比 (4) 2.3产品质量标准 (5) 3. 反应工段工艺简介 (6) 4. 反应工段工艺计算 (7) 4.1催化反应过程的物料衡算 (7) 4.1.1 计算用原始数据 (7) 4.1.2 化学反应 (7) 4.2合成甲醛过程的热量衡算 (9) 4.2.1 各物质比热容的计算 (9) 4.2.2 各物质焓值的计算 (10) 5．反应器工艺尺寸计算 (12) 5.1反应器型式的确定 (12) 5.2合成甲醛反应器几何尺寸的确定 (12) 5.2.1 设计依据 (12) 5.2.3 列管根数的确定 (15) 5.2.4 列管式固定床反应器壳体内径的确定 (15) 6. 设计体会 (18) 参考文献 (19) 3.6×104t/y甲醛生产用固定床反应器设计 根据自己的产量确定题目 摘要：本文选用铁钼法，以甲醇、空气和水蒸气为原料，经预热、反应、换热后得甲醛产品。设计规模为3.6万吨/年的工业级甲醛。根据反应特征，采用等温固定床列管式反应器，通过物料衡算，确定了反应器的工艺参数、类型及特征尺寸，容器内径1500 mm、列管根数为1805根、三角形排列、管长6000mm。 关键词：甲醛；甲醇；设计；固定床反应器（根据自己的设计选用的路线确定关键词） Fixed-bed Reactor Design of 5.0×104t/y Formaldehyde Abstract:Industrial grade formaldehyde of 50, 000 ton per year was designed via iron molybdenum process, methanol, air, and water vapor as raw material by preheating, the reaction, and heat transfer. According to the reaction characteristics, isothermal packed-bed reactor tube was chose, and at same time according to material balance, process parameters, type and feature size determine. The reactor diameter is 1, 500 mm, the number of tubes is 1805, equilateral triangle arranged and the length of tube is 6000mm. Key words: Formaldehyde; Methanol; Design; Fixed-bed reactor 请根据自己的设计进行润色修改完善！ 流化床反应器的设计 HUA system office room 【HUA16H-TTMS2A-HUAS8Q8-HUAH1688】 丙烯腈流化床反应器的设计 学院：化工与药学院 班级: 2012化学工程与工艺1、2班 学生姓名：翟鹏飞肖畅裴一歌 徐嘉星廖鹏飞田仪长 指导教师: 张丽丽 完成日期： 2015年12月10日 指导教师评语： _______________________________________________ ________________________________________________ ________________________________________________ 成绩: 教师签名: 目录 1 设计生产能力及操作条件 (1) 2 操作气速的选择 (1) 3 流化床床径的确定 (1) 3.1 密相段直径的确定 (1) 3.2 稀相段直径的确定 (2) 3.3 扩大段直径的确定 (2) 4 流化床床高 (2) 4.1 流化床的基本结构 (2) 4.2 催化剂用量及床高 (3) 5 床层的压降 (4) 6 选材及筒体的设计 (4) 7 封头的设计 (5) 8 裙座的选取 (5) 9 水压试验及其强度校核 (5) 10 旋风分离器的计算 (5) 11 主反应器设计结果 (6) 丙烯腈流化床反应器的设计 1 设计生产能力及操作条件 反应温度为：440℃ 反应压力为：1atm 丙烯腈氨氧化法催化剂选用：sac-2000 催化剂粒径范围为：44～88μm 催化剂平均粒径为：50μm 催化剂平均密度为：1200kg/m3 催化剂装填密度为：640kg/m3 催化性能：丙烯腈单收>78.0%；乙腈单收<4.0%；氢氰酸单收<7.0% 耐磨强度<4.0wt% 接触时间：10s 流化床反应器设计处理能力：420.5kmol/h 2 操作气速的选择 流化床的操作气速U =0.6m/s，为防止副反应的进行，本流化床反应器设计 密相和稀相两段，现在分别对其直径进行核算。 化学化工学院 化工专业课程设计 设计题目：管式反应器设计 化工系 化工专业课程设计——设计文档质量评分表（100分） 评委签名: 日期： 目录 绪论 .........................................................错误!未定义书签。1设计内容与方法介绍..........................................错误!未定义书签。 反应器设计概述............................................错误!未定义书签。 设计内容..................................................错误!未定义书签。 生产方法介绍..............................................错误!未定义书签。 反应器类型特点............................................错误!未定义书签。 反应器选择及操作条件说明..................................错误!未定义书签。2工艺计算....................................................错误!未定义书签。 主要物性数据..............................................错误!未定义书签。 计算，确定管长，主副反应收率.............................错误!未定义书签。 管数计算..................................................错误!未定义书签。3压降计算公式................................................错误!未定义书签。4催化剂用量计算..............................................错误!未定义书签。5换热面积计算................................................错误!未定义书签。6反应器外径计算..............................................错误!未定义书签。7壁厚计算....................................................错误!未定义书签。 8 筒体封头计算................................................错误!未定义书签。9管板厚度计算................................................错误!未定义书签。10设计结果汇总...............................................错误!未定义书签。11设计小结...................................................错误!未定义书签。 mf U R = 1000 p d ep ρ μ > 年产3.5 万吨烯烃流化床反应器设计 1 操 作工艺参数 反应温度为：450℃ 反应压力为：0.12MPa(绝压) 操作空速为：1~5h -1 MTO 成型催化剂选用Sr-SAPO-34 催化剂粒径范围为：30～80μm 催化剂平均粒径为60μm 催化剂颗粒密度为1500kg/m 3 催化剂装填密度为 750kg/m 3 催化性能：乙烯收率，67.1wt%；丙烯收率，22.4wt%；总收率，89.5wt%。 水醇质量比为0.2 甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为24.3μPa.s 甲醇450℃下的密度根据理想气体状态方程估算为0.54kg/m 3 甲醇处理量：根据催化剂的催化性能总受率为89.5wt%，甲醇的用量=烯烃质量×（32/14）/0.895 烯烃的生产要求是35000t/a ，甲醇的量为89385/a 。 2 操作气速 2.1 最小流化速度计算 当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层中的颗粒开始流动起来，此时流体的流速称为起始流化速度，记作U mf 起始流化速度仅与流体和颗粒的物性有关， mf U R =20p d ep ρμ<其计算公式如下式所示： 对于的小颗粒 ()2 U 1650p p mf d g ρρμ -= （1） 对于的大颗粒 ()1/2 d U 24.5p p mf g ρρρ??-=?? ???? （2） 式中：d p 为颗粒的平均粒径；ρp ，ρ分别为颗粒和气体的密度；μ为气体的粘度假设颗粒的雷诺数R ep <20，将已知数据代入公式（1）， 校核雷诺数： 将U mf 带入弗鲁德准数公式作为判断流化形式的依据散式流化， F rmf ＜0.13；聚式流化，F rmf ＞0.13。 代入已知数据求得 根据判别式可知流化形式为散式流化。 2.2 颗粒的带出速度Ut 床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度（即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力）时，颗粒开始从床内带出，此时流体的速度成为颗粒的带出速度U t 其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度U t ，其计算公式如下式所示： 当U R = 0.4 d p t ep ρ μ <时， 2U 18d g p p t ρρμ??- ???= （3） 当 U 0.4 流化床反应器的简介及其工业应用 1 流化床反应器概述 流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克勒炉；但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。 按照床层的外形分类，可分为圆筒形和圆锥形流化床。圆筒形流化床反应器结构简单，制造容易，设备容积利用率高。圆锥形流化床反应器的结构比较复杂，制造比较困难，设备的利用率较低，但因其截面自下而上逐渐扩大，故也具有很多优点：1、适用于催化剂粒度分布较宽的体系由于床层底部速度大，较大颗粒也能流化，防止了分布板上的阻塞现象，上部速度低，减少了气流对细粒的带出，提高了小颗粒催化剂的利用率，也减轻了气固分离设备的负荷。这对于在低速下操作的工艺过程可获得较好的流化质量。2、由于底部速度大，增强了分布板的作用床层底部的速度大，孔隙率也增加，使反应不致过分集中在底部，并且加强了底部的传热过程，故可减少底部过热和烧结现象。 3、适用于气体体积增大的反应过程气泡在床层的上升过程中，随着静压的减少，体积相应增大。采用锥形床，选择一定的锥角，可适应这种气体体积增大的要求，使流化更趋平稳。 按照床层中是否设置有内部构件分类，可分为自由床和限制床。床层中设置内部构件的称为限制床，未设置内部构件的称为自由床。设置内部构件的目的在于增进气固接触，减少气体返混，改善气体停留时间分布，提高床层的稳定性，从而使高床层和高流速操作成为可能。许多流化床反应器都采用挡网、挡板等作为内部构件。对于反应速度快、延长接触时间不至于产生严重副反应或对于产品要求不严的催化反应过程，则可采用自由床，如石油炼制工业的催化裂化反应器便是典型的一例。 流化床反应器的优点 流化床内的固体粒子像流体一样运动，由于流态化的特殊运动形式，使这种反应器具有如下优点： 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。 炔烃液相选择加氢固定床床反应器设计计算 由于固定床反应器具有结构简单、操作方便、 操作弹性大、建设投资低等优点，而广泛应用于各类油品催化加氢裂化及精制、低碳烃类选择加氢精制等领域。将碳四馏分液相加氢新工艺就是采用单台固定床绝热反应器进行催化选择加氢脱除碳四馏分中的乙基乙炔和乙烯基乙炔等。在工业装置中，由于实际所采用的流速足够高，流体与催化剂颗粒间的温差和浓差，除少数强放热反应外，都可忽略。对于固定床反应器来讲最重要的是处理好床层中的传热和催化剂粒子内扩散传质的影响。 一、固定床反应器设计 碳四馏分选择性加氢反应器一般采用绝热固定床反应器。在工程上要确定反应 器的几何尺寸，首先得确定出一定生产能力下所需的催化剂容积，再根据高径比确定反 应器几何尺寸。 反应器的设计主要依据试验结果和技术要求确定的参数，对反应器的大小及高径比、催化剂床层和液体分布板等进行计算和设计。 1. 设计参数 反应器进口温度： 20℃ 进口压力：0.1MPa 进料量(含氢气进料组分) 体积流量：197.8m 3/h 质量流量：3951kg/h 液相体积空速：400h -1 2. 催化剂床层设计计算 正常状态下反应器总进料量为2040m 3/h 液体体积空速400h -1 则催化剂用量3R V V V /S 2040/400 5.1m ===总 催化剂堆密度3850/B kg m ρ= 催化剂质量850 5.14335B B R m V kg kg ρ=?=?= 求取最适宜的反应器直径D: 设不同D 时，其中高径比一般取2-10，设计反应器时，为了尽可能避免径向的影响， 取反应器的长径比5，则算出反应器的直径和高度为：按正常进料量3 2040m h ／及液体 空速400h -1，计算反应器的诸参数： 取床层高度L=5m ，则截面积2R S V /L 5.1/51.02m === 床层直径 1.140D m == 因此,圆整可得反应器内径可以选择1200mm 流化床反应器的设计 Company number：【0089WT-8898YT-W8CCB-BUUT-202108】 丙烯腈流化床反应器的设计学院：化工与药学院 班级: 2012化学工程与工艺1、2班 学生姓名：翟鹏飞肖畅裴一歌 徐嘉星廖鹏飞田仪长 指导教师: 张丽丽 完成日期： 2015年12月10日 指导教师评语： _______________________________________________ ________________________________________________ ________________________________________________ 成绩: 教师签名: 目录 丙烯腈流化床反应器的设计 1 设计生产能力及操作条件 反应温度为：440℃ 反应压力为：1atm 丙烯腈氨氧化法催化剂选用：sac-2000 催化剂粒径范围为：44～88μm 催化剂平均粒径为：50μm 催化剂平均密度为：1200kg/m3 催化剂装填密度为：640kg/m3 催化性能：丙烯腈单收>%；乙腈单收<%；氢氰酸单收<% 耐磨强度<% 接触时间：10s 流化床反应器设计处理能力：h 2 操作气速的选择 流化床的操作气速U0=s，为防止副反应的进行，本流化床反应器设计密相和稀相两段，现在分别对其直径进行核算。 3 流化床床径的确定 密相段直径的确定 本流化床反应器设计处理能力为h原料气体,根据公式: V-气体体积流量，m3/s U0-流化床操作气速，m/s 即流化床反应器浓相段的公称直径为DN= 稀相段直径的确定 稀相段直径和密相段直径一样，即D T1= 即流化床反应器稀相段的公称直径为DN= 扩大段直径的确定 在该段反应器中，扩大反应器的体积，可以减缓催化剂结焦，以及抑制副 反 应的生产，可采用经验把此段操作气速取为稀相段操作气速的一半。即: 将流速带入公式中: 即流化床反应器扩大段的公称直径为DN= 4 流化床床高 流化床的基本结构 床高分为三个部分，即反应段，扩大段以及锥形段高度。 流化床反应器的设计 WTD standardization office【WTD 5AB- WTDK 08- WTD 2C】 丙烯腈流化床反应器的设计学院：化工与药学院 班级: 2012化学工程与工艺1、2班 学生姓名：翟鹏飞肖畅裴一歌 徐嘉星廖鹏飞田仪长 指导教师: 张丽丽 完成日期： 2015年12月10日 指导教师评语： _______________________________________________ ________________________________________________ ________________________________________________ 成绩: 教师签名: 目录 丙烯腈流化床反应器的设计 1 设计生产能力及操作条件 反应温度为：440℃ 反应压力为：1atm 丙烯腈氨氧化法催化剂选用：sac-2000 催化剂粒径范围为：44～88μm 催化剂平均粒径为：50μm 催化剂平均密度为：1200kg/m3 催化剂装填密度为：640kg/m3 催化性能：丙烯腈单收>%；乙腈单收<%；氢氰酸单收<% 耐磨强度<% 接触时间：10s 流化床反应器设计处理能力：h 2 操作气速的选择 流化床的操作气速U0=s，为防止副反应的进行，本流化床反应器设计密相和稀相两段，现在分别对其直径进行核算。 3 流化床床径的确定 密相段直径的确定 本流化床反应器设计处理能力为h原料气体,根据公式: V-气体体积流量，m3/s U0-流化床操作气速，m/s 即流化床反应器浓相段的公称直径为DN= 稀相段直径的确定 稀相段直径和密相段直径一样，即D T1= 即流化床反应器稀相段的公称直径为DN= 扩大段直径的确定 在该段反应器中，扩大反应器的体积，可以减缓催化剂结焦，以及抑制副 反 应的生产，可采用经验把此段操作气速取为稀相段操作气速的一半。即: 将流速带入公式中: 即流化床反应器扩大段的公称直径为DN= 4 流化床床高 流化床的基本结构 床高分为三个部分，即反应段，扩大段以及锥形段高度。 催化剂用量及床高 催化剂的总体积V R （m 3）是决定反应器主要尺寸的基本依据。原料气体处理 量为V=s 。其中静床高度计算式为： 催化剂堆体积为：33.681083.6m t V V r =?=?=接触气体 催化剂质量为：kg V m r 437123.68640=?=?=堆催化剂ρ 故静床高度为： 密相段的高度：m H H mf 4.117.5221=?== 稀相段的高度：m D H T 8.79.32212=?== 流化床反应器 fluidized bed reactor(FBR) : 一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。 流态化过程： 当流体向上流过颗粒床层时，其运动状态是变化的。流速较低时，颗粒静止不动，流体只在颗粒之间的缝隙中通过。当流速增加到某一速度之后，颗粒不再由分布板所支持，而全部由流体的摩擦力所承托。此时，对于单个颗粒来讲，它不再依靠与其他邻近颗粒的接触而维持它的空间位置，相反地，在失去了以前的机械支承后，每个颗粒可在床层中自由运动；就整个床层而言，具有了许多类似流体的性质。这种状态就被称为流态化。颗粒床层从静止状态转变为流态化时的最低速度，称为临界流化速度。 流化床的性质： （1）在任一高度的静压近似于在此高度以上单位床截面内固体颗粒的重量； （2）无论床层如何倾斜，床表面总是保持水平，床层的形状也保持容器的形状； （3）床内固体颗粒可以像流体一样从底部或侧面的孔口中排出；（4）密度高于床层表观密度的物体在床内会下沉，密度小的物体会 浮在床面上； （5）床内颗粒混合良好，因此，当加热床层时，整个床层的温度基本均匀。 一般的液固流态化，颗粒均匀地分散于床层中，称之为“散式”流态化；一般的气固流态化，气体并不均匀地流过颗粒床层，一部分气体形成气泡经床层短路逸出，颗粒则被分成群体作湍流运动，床层中的空隙率随位置和时间的不同而变化，因此这种流态化称为“聚式”流态化。与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是： ①可以实现固体物料的连续输入和输出； ②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于强放热反应。但另一方面，由于返混严重，可对反应器的效率和反应的选择性带来一定影响。再加上气固流化床中气泡的存在使得气固接触变差，导致气体反应得不完全。因此，通常不宜用于要求单程转化率很高的反应。此外，固体颗粒的磨损和气流中的粉尘夹带，也使流化床的应用受到一定限制。为了限制返混，可采用多层流化床或在床内设置内部构件。这样便可在床内建立起一定的浓度差或温度差。此外，由于气体得到再分布，气固间的接触亦可有所改善。 近年来，细颗粒和高气速的湍流流化床及高速流化床均已有工业应用。在气速高于颗粒夹带速度的条件下，通过固体的循环以维持床层，由于强化了气固两相间的接触，特别有利于相际传质阻力居重要地位的情况。但另一方面由于大量的固体颗粒被气体夹带而出，需要 流化床反应器 流化床反应器 流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床 反应器。流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克 勒炉（见煤气化炉）；但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。 1产品分类 按流化床反应器的应用可分为两类：一类的加工对象主要是固体,如矿石的焙烧,称为 固相加工过程；另一类的加工对象主要是流体，如石油催化裂化、酶反应过程等催化反应 过程，称为流体相加工过程。 2结构形式 流化床反应器的结构有两种形式：①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工 过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著 失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生。②无固体物料连续进料和出料装置，用于 固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程。 3产品优缺点 与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是：①可以实现固体物料的连续输入和输出；②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于强放热反应；③便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化剂失活速率 高的过程的进行，石油馏分催化流化床裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。然而， 由于流态化技术的固有特性以及流化过程影响因素的多样性，对于反应器来说，流化床又 存在很明显的局限性：①由于固体颗粒和气泡在连续流动过程中的剧烈循环和搅动，无论 气相或固相都存在着相当广的停留时间分布，导致不适当的产品分布，阵低了目的产物的 收率；②反应物以气泡形式通过床层，减少了气-固相之间的接触机会，降低了反应转化率；③由于固体催化剂在流动过程中的剧烈撞击和摩擦，使催化剂加速粉化，加上床层顶 部气泡的爆裂和高速运动、大量细粒催化剂的带出，造成明显的催化剂流失；④床层内的 复杂流体力学、传递现象，使过程处于非定常条件下，难以揭示其统一的规律，也难以脱 离经验放大、经验操作。近年来，细颗粒和高气速的湍流流化床及高速流化床均已有工 业应用。在气速高于颗粒夹带速度的条件下，通过固体的循环以维持床层，由于强化了气 固两相间的接触，特别有利于相际传质阻力居重要地位的情况。但另一方面由于大量的固 体颗粒被气体夹带而出，需要进行分离并再循环返回床层，因此，对气固分离的要求也就 很高了。（见流态化、流态化设备） 周波主编.反应过程与技术.高等教育出版社,2006年6月. 四、固定床反应器的设计计算 固定床反应器的设计方法主要有两种：经验法和数学模型法。 经验法的设计依据主要来自于实验室、中间试验装置或工厂实际生产装置的数据。对中间试验和实验室研究阶段提供的主要工艺参数如温度、压力、转化率、选择性、催化剂空时收率、催化剂负荷和催化剂用量等进行分析，找出其变化规律，从而可预测出工业化生产装置工艺参数和催化剂用量等。 固定床反应器的主要计算任务包括催化剂用量、床层高度和直径、床层压降和传热面积等。(一)催化剂用量的计算 经验法比较简单，常取实验或实际生产中催化剂或床层的重要操作参数作为设计依据直接计算得到。1．空间速度 空间速度Sv指单位时间内通过单位体积催化剂的原料处理量，单位为s-1。它是衡量固定床反应器生产能力的一个重要指标。 (2-36) 式中： 2．停留时间 停留时间r指在规定的反应条件下，气体反应物在反应器内停留的时间，单位为s。 式中：； 停留时间与空间速度的关系为 。(二)反应器床层高度及直径的计算 催化剂的用量确定后，催化剂床层的有效体积也就确定。很明显，床层高度增高，床层截面积将变小，操作气速、流体阻力(动力)将增大；反之，床层高度降低必然引起截面积(直径)增大，对传热不利或易产生短路等现象。因此，床层高度与直径应通过操作流速、压降(即动力消耗)、传热、床层均匀性等影响因素作综合评价来确定。 通常，床层高度或直径的计算是根据固定床反应器某一重要操作参数范围或经验选取，然后校验其他操作参数是否合理，如床层压降不超过总压力的15％。床层高度与直径的计算步骤如下。 第七章 流化床反应器 1.所谓流态化就是固体粒子像_______一样进行流动的现象。（流体） 2.对于流化床反应器，当流速达到某一限值，床层刚刚能被托动时，床内粒子就开始流化起来了，这时的流体空线速称为_______。（起始流化速度） 3.对于液—固系统的流化床，流体与粒子的密度相差不大，故起始流化速度一般很小，流速进一步提高时，床层膨胀均匀且波动很小，粒子在床内的分布也比较均匀，故称作_______。（散式流化床） 4.对于气—固系统的流化床反应器，只有细颗粒床，才有明显的膨胀，待气速达到_______后才出现气泡；而对粗颗粒系统，则一旦气速超过起始流化速度后，就出现气泡，这些通称为_______。（起始鼓泡速度、鼓泡床） 5.对于气—固系统的流化床反应器的粗颗粒系统，气速超过起始流化速度后，就出现气泡，气速愈高，气泡的聚并及造成的扰动亦愈剧烈，使床层波动频繁，这种流化床称为_______。（聚式流化床） 6.对于气—固系统的流化床反应器，气泡在上升过程中聚并并增大占据整个床层，将固体粒子一节节向上推动，直到某一位置崩落为止，这种情况叫_______。（节涌） 7.对于流化床反应器，当气速增大到某一定值时，流体对粒子的曳力与粒子的重力相等，则粒子会被气流带出，这一速度称为_______。（带出速度或终端速度） 8.对于流化床反应器，当气速增大到某一定值时，流体对粒子的_______与粒子的_______相等，则粒子会被气流带出，这一速度称为带出速度。（曳力、重力） 9.流化床反应器的mf t u u /的范围大致在10～90之间，粒子愈细，比值_______，即表示从能够流化起来到被带出为止的这一范围就愈广。（愈大） 10.流化床反应器中的操作气速0U 是根据具体情况定的，一般取流化数mf U U 0在_______范围内。（1.5～10） 11.对于气—固相流化床，部分气体是以起始流化速度流经粒子之间的空隙外，多余的气体都以气泡状态通过床层，因此人们把气泡与气泡以外的密相床部分分别称为_______与_______。（泡相、乳相） 12.气—固相反应系统的流化床中的气泡，在其尾部区域，由于压力比近傍稍低，颗粒被卷了进来，形成了局部涡流，这一区域称为_______。（尾涡） 13.气—固相反应系统的流化床中的气泡在上升过程中，当气泡大到其上升速度超过乳相气速时，就有部分气体穿过气泡形成环流，在泡外形成一层所谓的_______。（气泡云） 14.气—固相反应系统的流化床反应器中的气泡，_______和_______总称为气泡晕。（尾涡、气泡云） 15.气—固相反应系统的流化床中，气泡尾涡的体积W V 约为气泡体积b V 的_______。（1/3） 16.气—固相反应系统的流化床，全部气泡所占床层的体积分率b δ可根据流化床高f L 和起 始流化床高mf L 来进行计算，计算式为=b δ_______。（f mf f L L L -） 17.在气—固相反应系统的流化床中设置分布板，其宗旨是使气体_______、_______、_______和_______为宜。（分布均匀、防止积料、结构简单、材料节省） 18.在流化床中设计筛孔分布板时，可根据空床气速0u 定出分布板单位截面的开孔数 or N =_______。（or or u d u 20 4） 19.在流化床中设计筛孔分布板时，通常分布板开孔率应取约_______，以保证一定的压降。（1%） 20.在流化床中为了传热或控制气—固相间的接触，常在床内设置内部构件，以垂直管最为常用，它同时具有_______，_______并甚至_______的作用。（传热、控制气泡聚、减少颗粒 化工与制药学院 课程设计说明书 课题名称:年产?１、5万吨环氧乙烷固定床反应器设计专业班级:2011 级有机与石油化工1 班 学生学号:１10６1７0104 学生姓名:陈正飞 学生成绩: 指导教师:杨昌炎 设计时间:2０15、1、6—2015、01、20 武汉工程大学课程设计任务书 系别化工与制药学院班级有机一班?学生陈正飞 一、设计名称 年产吨环氧乙烷固定床反应器设计 二、任务 根据设计条件,通过物料衡算、热量衡算、反应器得选型及尺寸得确定,计算压降、催化剂得用量等,设计出符合设计要求得反应器，并画出设备得装配图。 三、内容 １、概述 2、环氧乙烷物化性质 3、设计方案 4、设计条件 5、工艺计算 6、设计总结 7、参考文献 四、计划进度 1、发题2０15年１月6日 ２、第一阶段:20１5年1月6日～1月12日?工艺计算与设备计算 3、第二阶段:1月13日~1月18日画图、撰写设计报告、答辩 4、第三阶段:1月19-日~1月2０日?设计答辩 指导老师?杨昌炎?教研室主任?刘生鹏 目录 摘要?I Ａbｓtrａｃt?IＩ 第一章概述1? 第二章环氧乙烷物化性质 ------------------------------------------------------------------------------- 3 2、1 物理性质3? 2、2 化学性质------------------------------------------------------------------------------------------ 4 3、1 环氧乙烷生产艺------------------------------------------------------------------------------- ７ 3、2 环氧乙烷生产得设计方案?８ ３、3、2 工艺参数 ------------------------------------------------------------------------------------ 8 3、3、３环氧乙烷生产工艺流程 ------------------------------------------------------------- 10第四章工艺计算-------------------------------------------------------------------------------------------- 13 4、１设计条件1?３ 4、1、1 反应原理1?３ 4、1、2原料组成1?４ 4、1、３反应器设计条件 --------------------------------------------------------------- 1４ 4、２物料衡算14? 4、3 热量衡算17? 第五章反应器得工艺参数优化-------------------------------------------------------------------------- 21５、１催化剂得用量------------------------------------------------------------------------------ ２1５、2 确定氧化反应器得基本尺寸 ------------------------------------------------------------- 2５ 5、3 床层压力降得计算--------------------------------------------------------------------------- ２6 5、4 传热面积得核算27? ５、４、1 床层对壁面得给热系数27? 5、4、２总传热系数得计算28? ５、4、3 传热面积得核算?２8 5、5 反应器塔径得确定29? 第六章设计参数总结 ------------------------------------------------------------------------------------- ３1第七章安全生产 ----------------------------------------------------------------------------------------- 33第八章三废治理与环境保护---------------------------------------------------------------------------- 3７第九章资金核算 ------------------------------------------------------------------------------------------- 39第十章设计体会-------------------------------------------------------------------------------------------- 41 反应器选型与设计完结版 This manuscript was revised by the office on December 10, 2020. 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。 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。 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。 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 16400m2/m3），有利于非均相反应的进行，提高了催化剂的利用率。 3280 ~ 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 400/(2)]，全床热容量大，热稳定性高，这些都与内浸换热表面间的传热系数很高[200 ~ 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 流化床简介 按照床层的外形分类可分为圆筒形和圆锥形流化床。圆筒形流化床反应器结构简单，制造容易，设备容积利用率高。圆锥形流化床反应器的结构比较复杂，制造比较困难，设备的利用率较低，但因其截面自下而上逐渐扩大，故也具有很多优点： 1、适用于催化剂粒度分布较宽的体系由于床层底部速度大，较大颗粒也能流化，防止了分布板上的阻塞现象，上部速度低，减少了气流对细粒的带出，提高了小颗粒催化剂的利用率，也减轻了气固分离设备的负荷。这对于在低速下操作的工艺过程可获得较好的流化质量。2、由于底部速度大，增强了分布板的作用床层底部的速度大，孔隙率也增加，使反应不致过分集中在底部，并且加强了底部的传热过程，故可减少底部过热和烧结现象。 3、适用于气体体积增大的反应过程气泡在床层的上升过程中，随着静压的减少，体积相应增大。采用锥形床，选择一定的锥角，可适应这种气体体积增大的要求，使流化更趋平稳。 按照床层中是否设置有内部构件分类可分为自由床和限制床。床层中设置内部构件的称为限制床，未设置内部构件的称为自由床。设置内部构件的目的在于增进气固接触，减少气体返混，改善气体停留时间分布，提高床层的稳定性，从而使高床层和高流速操作成为可能。许多流化床反应器都采用挡网、挡板等作为内部构件。对于反应速度快、延长接触时间不至于产生严重副反应或对于产品要求不严的催化反应过程，则可采用自由床，如石油炼制工业的催化裂化反应器便是典型的一例。 按照反应器内层数的多少分类可分为单层和多层流化床。对气固相催化反应主要采用单层流化床。多层式流化床中，气流由下往上通过各段床层，流态化的固体颗粒则沿溢流管从上往下依次流过各层分布板，如用于石灰石焙烧的多层式流化床的结构。 按是否催化反应分类分为气固相流化床催化反应器和气固相流化床非催化反应器两种。以一定的流动速度使固体催化剂颗粒呈悬浮湍动，并在催化剂作用下进行化学反应的设备是气固相流化床催化反应器，它是气固相催化反应常用的一种反应器。而在气固相流化床非催化反应器中，是原料直接与悬浮湍动的固体原料发生化学反应。 流化床反应器的设计 The final edition was revised on December 14th, 2020. 年产万吨烯烃流化床反应器设计 1 操作工艺参数 反应温度为：450℃ 反应压力为：(绝压) 操作空速为：1~5h-1 MTO成型催化剂选用Sr-SAPO-34 催化剂粒径范围为：30～80μm 催化剂平均粒径为60μm 催化剂颗粒密度为1500kg/m3 催化剂装填密度为 750kg/m3 催化性能：乙烯收率，%；丙烯收率，%；总收率，%。 水醇质量比为 甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为μ 甲醇450℃下的密度根据理想气体状态方程估算为m3 甲醇处理量：根据催化剂的催化性能总受率为%，甲醇的用量=烯烃质量×（32/14）/烯烃的生产要求是35000t/a，甲醇的量为89385/a。 2 操作气速 最小流化速度计算 mf U R = 1000 p d ep ρ μ >mf U R = 20 p d ep ρ μ <当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层 中的颗粒开始流动起来，此时流体的流速称为起始流化速度，记作U mf 起始流化速度仅与 流体和颗粒的物性有关，其计算公式如下式所示： 对于 的小颗粒 ()2U 1650p p mf d g ρρμ -= （1） 对于的大颗粒 ()1/2 d U 24.5p p mf g ρρρ??-=?? ???? （2） 式中：d p 为颗粒的平均粒径；ρp ，ρ分别为颗粒和气体的密度；μ为气体的粘度假设颗粒的雷诺数R ep <20，将已知数据代入公式（1）， 校核雷诺数： 将U mf 带入弗鲁德准数公式作为判断流化形式的依据散式流化， F rmf ＜；聚式流化，F rmf ＞。 代入已知数据求得 根据判别式可知流化形式为散式流化。 颗粒的带出速度Ut 床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度（即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力）时，颗粒开始从床内带出，此时流体的速度成为颗粒的带出速度U t 其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度U t ，其计算公式如下式所示： 当U R = 0.4 d p t ep ρ μ <时， 2U 18d g p p t ρρμ??- ???= （3）5万吨每年甲醛固定床反应器课程设计参考
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