固定床流化床設計計算講義

1、炔烴液相選擇加氫固定床床反應器設計計算由于固定床反應器具有結構簡單、操作方便、操作彈性大、建設投資低等優(yōu)點，而廣泛應用于各類油品催化加氫裂化及精制、 低碳烴類選擇加氫精制等領 域。將碳四餾分液相加氫新工藝就是采用單臺固定床絕熱反應器進行催化選擇加 氫脫除碳四餾分中的乙基乙炔和乙烯基乙炔等。 在工業(yè)裝置中，由于實際所采用 的流速足夠咼，流體與催化劑顆粒間的溫差和濃差， 除少數(shù)強放熱反應外，都可 忽略。對于固定床反應器來講最重要的是處理好床層中的傳熱和催化劑粒子內擴 散傳質的影響。一、固定床反應器設計碳四餾分選擇性加氫 反應器一般采用絕熱固定床反應器。在工程上要確定反應器的幾何尺寸，首先得確定出一

2、定生產能力下所需的催化劑容積，再根據(jù)高徑比確定反應器幾何尺寸。反應器的設計主要依據(jù)試驗結果和技術要求確定的參數(shù)，對反應器的大小及 高徑比、催化劑床層和液體分布板等進行計算和設計。1.設計參數(shù)反應器進口溫度：20 C進口壓力：O.IMPa進料量（含氫氣進料組分）體積流量：197.8m3/h質量流量：3951kg/h液相體積空速：400h-12.催化劑床層設計計算正常狀態(tài)下反應器總進料量為2040nVh液體體積空速400h-1貝U催化劑用量 VR =V總/SV =2040/400=5.1m3催化劑堆密度 = 850kg/m3催化劑質量 mB = :?B VR =850 5.1kg = 4335kg

3、求取最適宜的反應器直徑 D:設不同D時，其中高徑比一般取 2-10，設計反應器時，為了盡可能避免徑向的影響， 取反應器的長徑比 5,則算出反應器的直徑和高度為：按正常進料量2040m h及液體空速400h-1，計算反應器的諸參數(shù)：取床層高度L=5m則截面積S = VR/L =5.1/5 =1.02m2床層直徑 D h：；4忘=確4 1.02/3.14 = 1.140m因此，圓整可得反應器內徑可以選擇 1200mm此時，床層高度Lo4VR: D4 5.123.14 1.22= 4.512m反應器選型表4-1和表4-2為反應器類型。表4-1固定床反應器類型比較反應器優(yōu)點缺點備注1絕熱固定床反應器結

4、構簡單，反應 器單位體積內催化劑量 大，生產能力大。反應過程中溫度 變化大。主要用于熱效應不大 的反應。自熱式固定床以原料氣作為冷卻劑來 冷卻床層，易維持床層 在一定的溫度分布。反應器結構復雜 造價高，只適合用 于放熱反應。主要用于熱效應不咼 的高壓反應過程。多段絕熱式固定床床層之間設置氣體的冷 卻裝置，有效的減小了 床內的溫度變化，有較 高的反應速率。反應器 結構簡單，能容納較多 的催化劑，溫度分布合 理，能是反應接近最佳 溫度曲線進行，產能大， 轉化率咼。傳熱較差。適合各種寬熱效應反 應?？偨Y1-比較三種固定床的優(yōu)缺點以及結合本工藝特點選用絕熱固定床反應 器。、流化床反應器設計1.1反應器

5、設計原則(1)具有適宜的流體力學條件，流動性能好，有利于熱量傳遞和質量傳遞;(2)合理的結構，能有效的加速反應和水的脫除；(3)保證壓力和溫度符合操作條件；(4)操作穩(wěn)定，調節(jié)方便，能適應各種操作條件的變化。1.2流化床反應器的設計以Superflex工藝為依托，以C4為原料,以ZSM-5分子篩為催化劑活性組分, 通過流化床反應器，將C4轉換為乙烯、丙烯產品。其特點是在2個獨立的流化床反應器（區(qū)）中分別進行（乙烯和丁烯歧化反應）過程,產物匯總后進入分離系 統(tǒng),乙烯、丙烯產品出裝置,C4及G以上組分循環(huán)返回反應器繼續(xù)轉化G及以上組分兩股物流在返回烯烴轉化反應區(qū)之前有少量馳放，以免惰性組分積累。催

6、化 劑順次通過反應器，經汽提后進入再生器燒焦，再生催化劑連續(xù)返回反應器以實 現(xiàn)連續(xù)反應-再生。1.3流化床反應器計算說明1基本參數(shù)：催化劑顆粒密度： -1500kg / m3催化劑堆密度：訂二700kg /m3催化劑平均粒徑：dp = 0.12m =1.2 10m （屬于B區(qū)粒子）混合氣體粘度：J =2.0 10-5Pa.s反應溫度：T=550 C反應壓力：P= 0.2MPaC4 處理流量：m0 = 30584m3 / hV0 = 17505kg / h混合氣體密度：二 mo/V0 =30584/17505 = 1.75 kg/m3流化床出口流量：y = 29667m3 / h422工藝計算當

7、流體流過顆粒床層的阻力等于床層顆粒重量時，床層中的顆粒開始流動起來， 此時流體的流速稱為起始流化速度，記作Umf。起始流化速度僅與流體和顆粒的(1)設 Re ： 20，Umfdp(p)g _:1650一1650 2.0 10$= 6.41 10m/s復核 Re 值，Rd?L_1.2 10* 6.41 10二 1.752.0 x100.0673 ： 20d4 (1500-1.75)2 9.82225 2.0 10 :.1亍 1.2 10=0.574m/s物性有關，其計算公式如下式所示:對于R吋T :：: 20的小顆粒Amf對于 弘 /pUf io。的大顆粒1：dp(Pp-Pg2Umf24.5P

8、-由于C4裂解反應需要較長的接觸時間，故流化床的操作線速不必太高4.221操作氣速(1)起始流化速度Umf的確定故假設Re : 20合理。2將Umf帶入弗魯?shù)聹蕯?shù)公式Fgf =_U四作為判斷流化形式的依據(jù)。散式流化,dpgFrmf 1.0 10擴大段直徑D2=6.3m0.5170.517R=1-0.7A19 污-10燈6 02孕24在通入氣體起到起始流化時，床高 Lmf ：、L。= 0.74m所以濃相段床高 Lf=RLmf -1.24 0.74 = 0.92m稀相段床高dpUP 1.2d0*x0.25燈.75“廠Rep52.625p 2.0 10由阿基米德數(shù),Ar dp3Pg(Pp P)(1.

9、2x10)3x1.75x9.8 逬 1500 1,75)Arill42(2.0 漢10，)2有擋板時，由經驗方程估算,L2 =0.73 103LoRep1.45 Ar1 =1.2 103 0.74 2.6251 111.1 =12.32m(5)擴大段直徑的確定在流化過程中，小顆粒容易被流體帶到反應器的上部或外部當氣體速度較大 的操作狀態(tài)下，被氣體帶走的固體顆粒數(shù)量較大， 為了回收這部分顆粒，在流化 床中必須設有氣固分離裝置。設計采用的是在反應器上部連接一個擴大段作為自 由沉降段，氣速降低，部分顆粒自由沉降分離。由于，反應的催化劑使用壽命極 短，所以要像乙烯催化裂化裝置一樣另設一個再生器與之串聯(lián)

10、，且有研究表明催化劑床層下部的積炭程度較輕，床層內存在積碳分布，高失活區(qū)域位于催化劑床 層上部；如此必須加強床層上部催化劑顆粒與氣體的分離，可在稀相段設置一個氣固初步分離器，在擴大段設置一個串聯(lián)的二級旋風分離器，分離出來的固體， 通過一個倒錐體一部分進入再生器，一部分進入濃相段。(6)擴大段的計算最小顆粒的帶出速度：d pmin ： p P)g 二(0.8X 10冷2 x( 1500 -5尸 9.8 = 26仏圓整后取D2 =6mD24 x 29(5(573600 3.14 0.263門45 二06 仁 2.2m2 2濃稀相段厚度，20.25x5000,12 八 0.85-0.25=8.36m

11、mfPcDi于 -0.5PcG 二 0.8mm擴大段高度，取經驗值L3=D2=6m(7)錐體部分固定流化床反應器錐體角度不大于45,選取反應器錐體的角度為45。根據(jù)反應器直徑計算可知錐體段高度，下面接口管的直徑為0.6m，由此可以推出:綜上，流化床反應器反應器高度L = LF L2 L3 L4 =0.92 12.32 6 2.2 二 22.44m(8)各段壁厚的計算設計壓力0.25MPa，設計溫度550E，材料為0Cr18Ni9，則其許用應力為100MPa，根據(jù)壁厚公式計算，考慮鋼板負偏差C1圓整后，C 0.8mm (參考化工機械基礎陳國恒 P161)表4-6鋼板厚度負偏差鋼板厚度2.02.2

12、2.52.83.03.23.53.84.04.55.5負偏差C10.180.190.200.220.250.300.50鋼板厚度6.07.08.02526303234364042505260負偏差C10.60.80.91 . 01.11.21.3故取、n =10mm過渡段半錐角為60T，取R/Di =0.5，則f=0.50,5x50000.25C21 = 8.36 mm ，I ： 0.85 -0.5 0.25圓整后去，、：n = 10mm密相段與過渡段連接部分的厚度K=0.5 :弋KPcDi10.5x50000,25、d 二t - C21 = 3.68mm ： 10mm，2二：-0.5Pc：工

13、L 0.85 -0.5 0.25故取、n =10mm擴大段厚度八cC2取、n =11mm上部封頭壁厚0.25x(5000d=2皐HP C2P =2.5= 781.25Pa仁 9.84mm ,0.8mm:Q 0.85-0.25+ 1 = 8.83mm , G = 0.8mm0.85-0.5 0.25故取;.n =11mm;根據(jù)JB/T 4737-95橢圓形封頭深度為1500mm直邊高度為50mm(9)氣體分布器氣體分布器是流化床反應器的主要構件之一，具有支承催化劑、均勻分布氣 體、證催化劑正常流化而不出現(xiàn)溝流，偏流，實現(xiàn)流化床穩(wěn)定操作、強化傳熱傳 質等過程的重要部件。而反應器為雙層流化床反應器，

14、其中下層采用管式分布器， 上層采用板式分布器。分布器的開孔率均為 1%(10)分布板壓力降計算氣體通過分布板的壓力降可用下式計算：器(10)式中：E為阻力系數(shù)，其取值范圍為1.52.5 ; 為開孔率；u為空塔氣速20.251 9.822 9.8 0.012(11) 擋板或擋網(wǎng)擋板或擋網(wǎng)是流化床反應器的重要構件之一， 床內加設擋板或擋網(wǎng)后，能夠 破壞氣泡的生成和長大，改善氣體在床內的停留時間分布和兩相接觸， 在相當程 度上減輕氣體返混，從而提高了反應轉化率。其一般厚度為 26mm(12) 內旋風分離器內旋風分離器是裝在反應器內部的氣固分離器， 目前在流化床反應器中已得 到廣泛采用。它能將經過床層

15、反應后氣體中夾帶的固體顆粒分離出來， 以減少催 化劑的浪費，降低生產成本。內旋風分離器的圓筒直徑取2m選型可以參照下表進行:表1-2內旋風分離器進口形狀及位置器身形狀及尺寸旋風分離器型式型式進口寬度進口高度排氣管直徑圓筒高度圓錐高度排灰口直徑CLT型切線直入0.40.80.62 2.52.50.4（13）裙座裙座結構有圓筒形和圓錐形兩種形式，均由裙座筒體、基礎環(huán)、地腳螺栓座、 人孔、排氣孔、引出管通道、保溫支承圈等組成。（14）排氣孔和排氣管塔設備運行過程中有可能有氣體逸出，積聚在裙座與塔底封頭之間。若該氣 體易爆、有毒或腐蝕，對進入裙座的檢修人員造成傷害。因此必須在裙座上部設 置排氣管或排氣

16、孔。無保溫層的裙座上部應均勻設置排氣孔，排氣孔規(guī)格和數(shù)量按表規(guī)定。表1-3排氣孔規(guī)格參照表塔式容器內直徑（mm6001200140024002400排氣孔尺寸（mr）i 80 80 100排氣孔中心線至裙座殼頂端的距離（mr）140180220有保溫層的裙座上部應按圖所示均勻設置排氣管，排氣管規(guī)格按表的規(guī)定。圖1-1裙座上的排氣管結構表1-4排氣管規(guī)格參照表塔式容器內直徑（mm6001200140024002400排氣孔尺寸（mr）i 89 X 4 89X 4 108X 4排氣孔中心線至裙座殼頂端的距離（mr）i140180220（15）隔氣圈當塔式容器下封頭的設計溫度大于或等于 400C時，

17、在裙座上部靠近封頭處 應設置隔氣圈，隔氣圈分為可拆和不可拆兩種。本裝置選用比較經濟的碳素鋼為材料，選用內徑為100mr的排氣管，而反應器反應溫度為550C，故在裙座上部靠近封頭處設置隔氣圈。（16）裙座人孔人孔裙座用于維修檢查反應器錐體及甲醇進料管道，一般設計比較簡單，只是在裙座上開兩個口。為了便于檢修人員的進出，設計人孔的直徑為1500mm4.223再生器擴大段直徑D2JV360043； 0.044=4m600C下，空氣密度為0.625kg/m3，黏度為4 10JPa s，催化劑循環(huán)量為1000kg/h ,空氣的質量流量為1000kg/h ?？諝膺M口的體積流量為1600m3/h 。出口的體積流量約為2000m3/h。同上計算得:濃相段直徑D1 = 3m靜床層高度H=0.39m濃相段高度Hf =0.6m錐體段高度“穿6an 45寧汽1 ”. 2稀相段高度為3m;設計壓力0.25MPa,設計溫度650E，材料為0Cr18Ni9，則其許用應力為 42MPa,根據(jù)壁厚公式，計算得，