固定床流化床設計計算

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(jié)構(gòu)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高，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(nèi)擴散傳質(zhì)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，首先得確定出一定生產(chǎn)能

2、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。對反應器的大小及高徑比、反應器的設計主要依據(jù)試驗結(jié)果和技術(shù)要求確定的參數(shù), 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： 進料量（含氫氣進料組分） 體積流量：h質(zhì)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 2040mVh 液體體積空速400h-1則催化劑用量 VR V總/SV 2040/4005.1m3催化劑堆密度b 850kg / m3催化劑質(zhì)量 mBB VR 850 5.1kg 4335kg求取最適宜的反應器直徑 D:設不同D時，其

3、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2040m3/ 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 5.1/51.02m2床層直徑 D, 4S.4一1.02/3.14 1.140m因此，圓整可得反應器內(nèi)徑可以選擇 1200mm此時，床層高度L04Vr4 5.1D23.14 1.224.512m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)點缺點備注絕熱固定床反應器結(jié)構(gòu)簡單，反應過程中溫主要用于熱效應反應器單位體積內(nèi) 催化劑量大，生產(chǎn) 能

4、力大。度變化大。不大的反應。自熱式固定以原料氣作為冷卻反應器結(jié)構(gòu)復主要用于熱效應床劑來冷卻床層，易雜造價高，只不咼的咼壓反應維持床層在一定的溫度分布。適合用于放熱反應。過程。多段絕熱式固定床層之間設置氣體傳熱較差。適合各種寬熱效床的冷卻裝置，有效 的減小了床內(nèi)的溫 度變化，有較咼的 反應速率。反應器 結(jié)構(gòu)簡單，能容納 較多的催化劑，溫應反應。度分布合理，能是 反應接近最佳溫度 曲線進行，產(chǎn)能大，轉(zhuǎn)化率咼。總結(jié)比較三種固定床的優(yōu)缺點以及結(jié)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(zhì)量傳遞；（2）合理的結(jié)構(gòu)，能

5、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(diào)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C 4轉(zhuǎn)換為乙烯、丙烯產(chǎn)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(chǎn)物匯總后進入分離系統(tǒng)，乙烯、丙烯產(chǎn)品出裝 置,C4及C4以上組分循環(huán)返回反應器繼續(xù)轉(zhuǎn)化 G及以上組分兩股物流在返回烯烴轉(zhuǎn)化反應 區(qū)之前有少量馳放，以免惰性組分積累。催化劑順次通過反應器，經(jīng)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-

6、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：P 1500kg/m3催化劑堆密度：b 700kg / m3催化劑平均粒徑：dp 0.12m 1.2 10 4 m (屬于B區(qū)粒子)混合氣體粘度：2.0 10-5Pa.s反應溫度：T=550 °C反應壓力:P=、.3C4處理流量：m°30584m / h混合氣體密度：m0/V0 30584/17505 1.75 kg/m3流化床出口流量：V129667 m3/h4.2.2 工藝計算當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

7、和顆粒的物性有關，其計算公式如下式所示：對于RepdpUmf20的小顆粒mfd： p g1650(1)5pl I I對于Repp mf 1000的大顆粒由于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4.2.2.1操作氣速(1) 起始流化速度Umf的確定設 Re 20， umfd；( p )g16501650 2.0 106.41 10 3m/s復核Re值,Re1.2 10 4 6.41 10 3 1.752.0 100.067320故假設Re 20合理。將Umf帶入弗魯?shù)聹蕯?shù)公式Frmf2Umf作為判斷流化形式的依據(jù)。散式流化, d p gFrmf0.13 ；聚式流化，F(xiàn)gf0

8、.13代入已知數(shù)據(jù)求得將Umf復帶入弗魯?shù)聹蕯?shù)公式Fmf2Umfdpg空竺0.0351.2 109.80.13，流化形式為散式流化。(2) 逸出速度ut的確定 設 0.4 Rem 500，則復核Re值故假設0.4 Rem 500合理。Uo Ut。根據(jù)C4裂解反(3)流化床操作氣速操作速度Uo表示流化床在正常操作時流體的速度， 一般Umf應流化床操作速度圍為6.41 103m/s Uo 0.574m/ s，兩個速度之比為，所選氣速不應 太接近這一允許氣速范圍的任一極端。故可取u0 s。4.2.2.2 流化床反應器尺寸(1) 流化床濃相段直徑的確定經(jīng)計算，采用單個流化床反應器圓整為5000mm(2

9、) 催化劑裝填量的確定根據(jù)反應動力學，為了確保 C4餾分在一定時間內(nèi)保持較高的轉(zhuǎn)化率，需控制 C4餾分質(zhì)量空速為I5h1。C4餾分質(zhì)量流量為30584kg/h。根據(jù)操作空速為3h1,以反應空 速計算催化劑裝填量為 m cat=30584/3=10195kg(3) 靜床層高度L0的確定催化劑堆密度：b 700kg / m3(4) 流化床床層高度的確定查閱資料知，對于帶有擋板流化床，可采用下面的公式計算膨脹比：0.5171 0.76u0.1924適用范圍0.07 u0.92式中u為流化床的操作氣速，m/s在通入氣體起到起始流化時，床高Lmf L0 0.74m所以濃相段床高 Lf二RLmf1.24

10、0.74 0.92m稀相段床高由阿基米德數(shù)，有擋板時，由經(jīng)驗方程估算，(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)，且有研究表明催化劑床層下部的積炭程度較輕，床層 內(nèi)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

11、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。 擴大段的計算最小顆粒的帶出速度：擴大段直徑D2D26.3m3600 3.14 0.26圓整后取D2 6m擴大段高度，取經(jīng)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，由此可以推出：綜上，流化床反應器反應器高度(8) 各段壁厚的計算設計壓力，設計溫度550C，材料為0Cr18Ni9，則其許用應力為100MP©根據(jù)壁厚 公式計算，濃稀相段厚

12、度d=PtcDiC21 8.36mm2 PC20.85 0.25考慮鋼板負偏差C1圓整后，C1 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負偏差C鋼板厚度2526303234364042505260負偏差C1. 0故取n 10mm過渡段半錐角為60C,取R/Di 0.5，則f=d_fPcDi0.5PcC21 8.36mm， C10.8mm0.85 0.5 0.25圓整后去，n 10mmKPcD20.5PCC2密相段與過渡段連接部分的厚度 K=:13.68mm 10mm，0.85 0.5 0.25故取n 10mm擴大段厚度PcDiPcC219.84mm， C1

13、0.8mm0.85 0.25取 n 11mm上部封頭壁厚PcDi2TT05PCC218.83mm , 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(gòu)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(zhì)等過程的重 要部件。而反應器為雙層流化床反應器，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：2P-u-g2( 10)2g

14、 2式中：E為阻力系數(shù)，其取值范圍為；©為開孔率；u為空塔氣速(11) 擋板或擋網(wǎng)擋板或擋網(wǎng)是流化床反應器的重要構(gòu)件之一，床內(nèi)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(nèi)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(zhuǎn)化率。其一般厚度為 26mm(12) 內(nèi)旋風分離器內(nèi)旋風分離器是裝在反應器內(nèi)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(jīng)過床層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(chǎn)成本。內(nèi)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(nèi)旋風分離器旋風分離器型式進口形狀及位置器身形狀及尺寸型式進

15、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2（13）裙座裙座結(jié)構(gòu)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 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(nèi)直徑（mm600120014002400>2400排氣孔尺寸（mm© 80© 80© 1

16、00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(jié)構(gòu)表1-4排氣管規(guī)格參照表塔式容器內(nèi)直徑（mm600120014002400>2400排氣孔尺寸（mm89 X 489X 4108X 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，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(jīng)濟的碳素鋼為材料，選用內(nèi)徑為 100mr的排氣管，而反應器反應溫 度為550E，故在裙座上部靠近封頭處設置

17、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600C下，空氣密度為0.625kg/m3，黏度為4 10 5 Pa s，催化劑循環(huán)量為1000kg/h ,空氣的質(zhì)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Di 3m靜床層咼度H=0.39m濃相段高度片0.6m擴大段直徑錐體段高度1224m1.2m稀相段高度為3m;設計壓力，設計溫度650C，材料為0Cr18Ni9,則其許用應力為42MPa根據(jù)壁厚公式，計