固定床流化床设计计算

1、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

2、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。对反应器的大小及高径比、反应器的设计主要依据试验结果和技术要求确定的参数, 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 C 进口压力： 进料量（含氢气进料组分） 体积流量：h质量流量：3951kg/h 液相体积空速：400h-12. 催化剂床层设计计算正常状态下反应器总进料量为 2040mVh 液体体积空速400h-1则催化剂用量 VR V总/SV 2040/4005.1m3催化剂堆密度b 850kg / m3催化剂质量 mBB VR 850 5.1kg 4335kg求取最适宜的反应器直径 D:设不同D时，其

3、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2040m3/ 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S Vr/L 5.1/51.02m2床层直径 D, 4S.4一1.02/3.14 1.140m因此，圆整可得反应器内径可以选择 1200mm此时，床层高度L04Vr4 5.1D23.14 1.224.512m反应器选型表4-1和表4-2为反应器类型。表4-1固定床反应器类型比较反应器优点缺点备注绝热固定床反应器结构简单，反应过程中温主要用于热效应反应器单位体积内 催化剂量大，生产 能

4、力大。度变化大。不大的反应。自热式固定以原料气作为冷却反应器结构复主要用于热效应床剂来冷却床层，易杂造价高，只不咼的咼压反应维持床层在一定的温度分布。适合用于放热反应。过程。多段绝热式固定床层之间设置气体传热较差。适合各种宽热效床的冷却装置，有效 的减小了床内的温 度变化，有较咼的 反应速率。反应器 结构简单，能容纳 较多的催化剂，温应反应。度分布合理，能是 反应接近最佳温度 曲线进行，产能大，转化率咼。总结比较三种固定床的优缺点以及结合本工艺特点选用绝热固定床反应器。、流化床反应器设计1.1反应器设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，流动性能好，有利于热量传递和质量传递；（2）合理的结构，能

5、有效的加速反应和水的脱除；（3）保证压力和温度符合操作条件；（4）操作稳定，调节方便，能适应各种操作条件的变化。1.2流化床反应器的设计以Superflex工艺为依托，以C4为原料，以ZSM-5分子筛为催化剂活性组分，通过流 化床反应器，将C 4转换为乙烯、丙烯产品。其特点是在2个独立的流化床反应器（区） 中分别进行（乙烯和丁烯歧化反应）过程，产物汇总后进入分离系统，乙烯、丙烯产品出装 置,C4及C4以上组分循环返回反应器继续转化 G及以上组分两股物流在返回烯烃转化反应 区之前有少量驰放，以免惰性组分积累。催化剂顺次通过反应器，经汽提后进入再生器烧 焦,再生催化剂连续返回反应器以实现连续反应-

6、再生。1.3流化床反应器计算说明1.基本参数:催化剂颗粒密度：P 1500kg/m3催化剂堆密度：b 700kg / m3催化剂平均粒径：dp 0.12m 1.2 10 4 m (属于B区粒子)混合气体粘度：2.0 10-5Pa.s反应温度：T=550 °C反应压力:P=、.3C4处理流量：m°30584m / h混合气体密度：m0/V0 30584/17505 1.75 kg/m3流化床出口流量：V129667 m3/h4.2.2 工艺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Umf。起始流化速度仅与流体

7、和颗粒的物性有关，其计算公式如下式所示：对于RepdpUmf20的小颗粒mfd： p g1650(1)5pl I I对于Repp mf 1000的大颗粒由于C4裂解反应需要较长的接触时间，故流化床的操作线速不必太高4.2.2.1操作气速(1) 起始流化速度Umf的确定设 Re 20， umfd；( p )g16501650 2.0 106.41 10 3m/s复核Re值,Re1.2 10 4 6.41 10 3 1.752.0 100.067320故假设Re 20合理。将Umf带入弗鲁德准数公式Frmf2Umf作为判断流化形式的依据。散式流化, d p gFrmf0.13 ；聚式流化，Fgf0

8、.13代入已知数据求得将Umf复带入弗鲁德准数公式Fmf2Umfdpg空竺0.0351.2 109.80.13，流化形式为散式流化。(2) 逸出速度ut的确定 设 0.4 Rem 500，则复核Re值故假设0.4 Rem 500合理。Uo Ut。根据C4裂解反(3)流化床操作气速操作速度Uo表示流化床在正常操作时流体的速度， 一般Umf应流化床操作速度围为6.41 103m/s Uo 0.574m/ s，两个速度之比为，所选气速不应 太接近这一允许气速范围的任一极端。故可取u0 s。4.2.2.2 流化床反应器尺寸(1) 流化床浓相段直径的确定经计算，采用单个流化床反应器圆整为5000mm(2

9、) 催化剂装填量的确定根据反应动力学，为了确保 C4馏分在一定时间内保持较高的转化率，需控制 C4馏分质量空速为I5h1。C4馏分质量流量为30584kg/h。根据操作空速为3h1,以反应空 速计算催化剂装填量为 m cat=30584/3=10195kg(3) 静床层高度L0的确定催化剂堆密度：b 700kg / m3(4) 流化床床层高度的确定查阅资料知，对于带有挡板流化床，可采用下面的公式计算膨胀比：0.5171 0.76u0.1924适用范围0.07 u0.92式中u为流化床的操作气速，m/s在通入气体起到起始流化时，床高Lmf L0 0.74m所以浓相段床高 Lf二RLmf1.24

10、0.74 0.92m稀相段床高由阿基米德数，有挡板时，由经验方程估算，(5) 扩大段直径的确定在流化过程中，小颗粒容易被流体带到反应器的上部或外部当气体速度较大的操作 状态下，被气体带走的固体颗粒数量较大，为了回收这部分颗粒，在流化床中必须设有 气固分离装置。设计采用的是在反应器上部连接一个扩大段作为自由沉降段，气速降低, 部分颗粒自由沉降分离。由于，反应的催化剂使用寿命极短，所以要像乙烯催化裂化装 置一样另设一个再生器与之串联，且有研究表明催化剂床层下部的积炭程度较轻，床层 内存在积碳分布，高失活区域位于催化剂床层上部；如此必须加强床层上部催化剂颗粒 与气体的分离，可在稀相段设置一个气固初步

11、分离器，在扩大段设置一个串联的二级旋 风分离器，分离出来的固体，通过一个倒锥体一部分进入再生器，一部分进入浓相段。 扩大段的计算最小颗粒的带出速度：扩大段直径D2D26.3m3600 3.14 0.26圆整后取D2 6m扩大段高度，取经验值L3=D2=6m(7) 锥体部分固定流化床反应器锥体角度不大于 45°,选取反应器锥体的角度为45°。根据反应 器直径计算可知锥体段高度，下面接口管的直径为，由此可以推出：综上，流化床反应器反应器高度(8) 各段壁厚的计算设计压力，设计温度550C，材料为0Cr18Ni9，则其许用应力为100MP©根据壁厚 公式计算，浓稀相段厚

12、度d=PtcDiC21 8.36mm2 PC20.85 0.25考虑钢板负偏差C1圆整后，C1 0.8mm （参考化工机械基础陈国恒 P161）表4-6钢板厚度负偏差钢板厚度负偏差C钢板厚度2526303234364042505260负偏差C1. 0故取n 10mm过渡段半锥角为60C,取R/Di 0.5，则f=d_fPcDi0.5PcC21 8.36mm， C10.8mm0.85 0.5 0.25圆整后去，n 10mmKPcD20.5PCC2密相段与过渡段连接部分的厚度 K=:13.68mm 10mm，0.85 0.5 0.25故取n 10mm扩大段厚度PcDiPcC219.84mm， C1

13、0.8mm0.85 0.25取 n 11mm上部封头壁厚PcDi2TT05PCC218.83mm , G 0.8mm0.85 0.5 0.25故取n 11mm；根据JB/T 4737-95 椭圆形封头深度为1500mm直边高度为50mm(9 )气体分布器气体分布器是流化床反应器的主要构件之一，具有支承催化剂、均匀分布气体、证 催化剂正常流化而不出现沟流，偏流，实现流化床稳定操作、强化传热传质等过程的重 要部件。而反应器为双层流化床反应器，其中下层采用管式分布器，上层采用板式分布 器。分布器的开孔率均为1%(10) 分布板压力降计算气体通过分布板的压力降可用下式计算：2P-u-g2( 10)2g

14、 2式中：E为阻力系数，其取值范围为；©为开孔率；u为空塔气速(11) 挡板或挡网挡板或挡网是流化床反应器的重要构件之一，床内加设挡板或挡网后，能够破坏气 泡的生成和长大，改善气体在床内的停留时间分布和两相接触，在相当程度上减轻气体 返混，从而提高了反应转化率。其一般厚度为 26mm(12) 内旋风分离器内旋风分离器是装在反应器内部的气固分离器，目前在流化床反应器中已得到广泛 采用。它能将经过床层反应后气体中夹带的固体颗粒分离出来，以减少催化剂的浪费， 降低生产成本。内旋风分离器的圆筒直径取2m选型可以参照下表进行：表1-2内旋风分离器旋风分离器型式进口形状及位置器身形状及尺寸型式进

15、口 宽度进口 高度排气管直径圆筒 高度圆锥高度排灰口直径CLT型切线直入2（13）裙座裙座结构有圆筒形和圆锥形两种形式，均由裙座筒体、基础环、地脚螺栓座、人孔、 排气孔、引出管通道、保温支承圈等组成。（14）排气孔和排气管塔设备运行过程中有可能有气体逸出，积聚在裙座与塔底封头之间。若该气体易爆、 有毒或腐蚀，对进入裙座的检修人员造成伤害。因此必须在裙座上部设置排气管或排气 孔。无保温层的裙座上部应均匀设置排气孔，排气孔规格和数量按表规定。表1-3排气孔规格参照表塔式容器内直径（mm600120014002400>2400排气孔尺寸（mm© 80© 80© 1

16、00排气孔中心线至裙座壳顶端的距离（mr）140180220有保温层的裙座上部应按图所示均匀设置排气管，排气管规格按表的规定。图1-1裙座上的排气管结构表1-4排气管规格参照表塔式容器内直径（mm600120014002400>2400排气孔尺寸（mm89 X 489X 4108X 4排气孔中心线至裙座壳顶端的距离（mr）i140180220（15）隔气圈当塔式容器下封头的设计温度大于或等于 400C时，在裙座上部靠近封头处应设置隔 气圈，隔气圈分为可拆和不可拆两种。本装置选用比较经济的碳素钢为材料，选用内径为 100mr的排气管，而反应器反应温 度为550E，故在裙座上部靠近封头处设置

17、隔气圈。（16）裙座人孔人孔裙座用于维修检查反应器锥体及甲醇进料管道，一般设计比较简单，只是在裙 座上开两个口。为了便于检修人员的进出，设计人孔的直径为1500mm4.223再生器600C下，空气密度为0.625kg/m3，黏度为4 10 5 Pa s，催化剂循环量为1000kg/h ,空气的质量流量为1000kg/h。空气进口的体积流量为1600m3/h。出口的体积流量约为2000m3/h。同上计算得:浓相段直径Di 3m静床层咼度H=0.39m浓相段高度片0.6m扩大段直径锥体段高度1224m1.2m稀相段高度为3m;设计压力，设计温度650C，材料为0Cr18Ni9,则其许用应力为42MPa根据壁厚公式，计