固定床流化床设计计算汇编

1、快炫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、低碳姓类选择加氢精制等领域。将碳四储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储分中的乙基乙烘和乙烯基乙快等。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储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

2、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：20c进口压力：0.1MPa进料量（含氢气进料组分）体积流量：197.8m3/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2040n3/h液体体积空速400h-1贝U催化齐I用量Vr=Y息/Sv=2040/400=5.1m3催化剂堆密度；B=850kg/m3催化齐J质量mB=：BVR=8505.1kg=4335kg求取最适宜的反应器直径D:设不同D时

3、，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S=Vr/L-5.1/5-1.02m2床层直径D=；4§7孩=.41.02/3.14=1.140m因此，圆整可得反应器内径可以选择1200mm此时，床层高度L4Vr4 5.1-_ 23.14 1.22= 4.512m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1绝热固定床反应器结构简单，反应器单位体积内催化剂量大，生产能力大。反应过

4、程中温度变化大。主要附十热效应小大的反应。自热式固定床以原料气作为冷却剂来冷却床层，易维持床层在一定的温度分布。反应器结构复杂造价高，只适合用于放热反应。主要附十热效应小局的高压反应过程。多段绝热式固定床床层之间设置气体的冷却装置，有效的减小了床内的温度变化，后较高的反应速率。反应器结构简单，能容纳较多的催化剂，温度分布合理，能是反应接近最佳温度曲线进行，产能大，转化率局。传热较差。适合各种宽热效应反应。总结1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

5、，能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Supeflex工艺为依托，以C4为原料，以ZSM-砌子筛为催化剂活性组分,通过流化床反应器，将C4转换为乙烯、丙烯产品。具特点是在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姓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-再生。1.3

6、 流化床反应器计算说明1.基本参数：催化剂颗粒密度：=1500kg/m3催化剂堆密度：，=700kg/m3催化剂平均粒径：dp=0.12m=1.2M10"m（属于B区粒子）混合气体粘度：=2.010-5Pa.s反应温度：T=550oC反应压力：P=0.2MPaC4处理流量：m0=30584m3/hV0=17505kg/h混合气体密度：=m0/V0=30584/17505=1.75kg/m3流化床出口流量：V1=29667m3/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Umfo起始流化速度仅与流体和颗粒

7、的物性有关，其计算公式如下式所示:对于q处之<20的小颗粒p.(1)dpgmf1650对于%=$>1000的大颗粒1”;dp(pp-pgI2！24.5P一由于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 ,Umfd2(Pp - ：)g 一二工” 2.；00 -.；1650-1650 2.0 10，= 6.41 10'm/s复核Re值，Re = 5f1.2 104 6.41 103 1.752.0 100.0673 二 20故假设Rec20合理。2将Umf带入弗鲁德准数公式Frmf=3作

8、为判断流化形式的依据。散式流化,dpgFrmf<0.13；聚式流化，Frmf>0.13。代入已知数据求得U232将Umf复带入弗鲁德准数公式Fmf=f=(6.41I0)=0.035<0.13,流化形式dpg1.2109.8为散式流化。(2)逸出速度Ut的确定id设0.4<Rem<500,则0.574m/s(30N)11.2X10-2252.010复核Re值RemdpUt ：1.2 10 1 0.574 1.752.0 10= 6.03 "。故彳贸设0.4<Rem<500合理。(3)流化床操作气速操作速度明表示流化床在正常操作时流体的速度，一般

9、Umf<4<5。根据C4裂解反应流化床操作速度围为6.4K10J3m/s<Uo<0.574m/s,两个速度之比为89.5,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Uq=0.25m/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获'4I；。；D4.97m：Uq36003.140.25圆整为5000mm(2)催化剂装填量的确定根据反应动力学，为了确保C4储分在一定时间内保持较高的转化率，需控制C4储分质量空速为l511。C4微分质量流量为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

10、cat=30584/3=10195kg(3)静床层高度Lq的确定催化剂堆密度：b=700kg/m3Vcat=mcat/；B=10195/700=14.56m34Vcat二D2423,14x5 2= 0.74m(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:适用范围0.517,crc0.19241-0.76u式中u为流化床的操作气速,m/so0.5170.517R二c ctc1 0 . 7j6-1 0.7 6 0 0222 4在通入气体起到起始流化时，床高 Lmf定L0 = 0.74m所以浓相段床高 Lf=RLmf =1.24 0.74 = 0.92m稀相段

11、床高Repdp"：1.2 104 0.25 1.752.0 105= 2.625由阿基米德数,Ar 二dp3：g(：p - ：) (1.2 10-)3 1.75 9.82(2.0 103)2= 111有挡板时，由经验方程估算,L2V0.73103L0Rep1.45ArJ.1-1.21030.742.6251.45111=12.32m(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

12、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。(6)扩大段的计算最小颗粒的带出速度：dpmin2(1P)g=(0.8M*2M(1500?5尸9.8=Q3m/s2，1.010扩大段直径D2D2牝二 4二h7二ut - ' 3600 3.14 0.26=6.3m圆整后取

13、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0.6m,由此可以推出:D-0.6,“5-0.6/tan45=1=2.2m综上，流化床反应器反应器高度L=LFL2L3L4=0.9212.3262.2=22.44m(8)各段壁厚的计算设计压力0.25MPa,设计温度550C,材料为0CU8Ni9,则其许用应力为100MPa,根据壁厚公式计算，浓稀相段厚度y=PcD-C2=土二-1=8.36mm2司-P21，！0.85-0.25考虑钢板负偏差C1圆整后，C1=0.8mm

14、(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2.02.22.52.83.03.23.53.84.04.55.5负偏差Ci0.180.190.200.220.250.300.50钢板厚度6.07.08.02526303234364042505260负偏差Ci0.60.80.91.01.11.21.3故取6n=10mm过渡段半锥角为60C,取R/Di=0.5,WJf=0.5台二fPcDi二"：，-0.5PcC1 = 0.8mm-0$5000”.25,+C2=+1=8.36mm,.1，'：0.85-0.50.25圆整后去，、n=10mm密相段与过渡段连接部分的厚

15、度K=0.5:KPcDi。，二"。，二；6d=t-+C2=+1=3.68mm<10mm,2二：,-0.5Pc:"0.85-0.50.25故取、n=10mm扩大段厚度8d=PcD+C2="=+i=9.84mm,C1=0.8mm2司t：，Pc:0.85-0.25取、n=11mm上部封头壁厚5广PcD+C2=0*父6000+i=8.83mm,C1=0.8mm2Gti-0.5Pc11"0.85-0.50.25故取6n=11mm；根据JB/T4737-95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

16、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：P”黑(10)49式中：己为阻力系数，其取值范围为1.52.5;小为开孔率；u为空塔气速2,_P =2.5= 781.25Pa0.2519.8229.80.012(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

17、，从而提高了反应转化率。其一般厚度为26mm(12)内旋风分离器到广泛采用。它能将经过床层反应后气体中夹带的固体颗粒分离出来, 化剂的浪费，降低生产成本。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以减少催内旋风分离器的圆筒直径取2ml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CLlffi切线直入0.40.80.622.52.50.4(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

18、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小80小80小100排气孔中心线至裙座壳顶端的距离(mm140180220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(mm89X489X4108X4排气孔中心线至裙座壳顶端的距离(mrm140180220(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100mmj排气管，而反应器反应温度为550C,故在裙座上部靠近封头处设置隔气圈。(16)裙座人孔人孔裙座用于维修