流化床反应器的设计定稿版
流化床反应器的设计25
精心整理mf U R =1000p d ep ρμ>mf U R =20p d ep ρμ<吨烯烃流化床反应器设计年产3.5万1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 -1MTO 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，其计算公式如下式所示： 对于的小颗粒()2U 1650p p mf d gρρμ-=（1）对于的大颗粒()1/2d U 24.5p p mfg 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 =0.4d p tepρμ<时，2U 18d g p p t ρρμ⎛⎫- ⎪⎝⎭=（3）当U 0.4<R=500d p tepρμ<时，221/34U d225g p t p ρρρμ⎡⎤⎛⎫- ⎪⎢⎥⎝⎭⎢⎥=⎢⎥⎢⎥⎣⎦（4）当U R=500d p tepρμ>时，1/23.1d U g p p t ρρρ⎡⎤⎛⎫- ⎪⎢⎥⎝⎭=⎢⎥⎢⎥⎢⎥⎣⎦（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。
流化床反应器的设计.共33页文档
பைடு நூலகம்
流化床反应器的设计.
6、纪律是自由的第一条件。——黑格 尔 7、纪律是集体的面貌，集体的声音， 集体的 动作， 集体的 表情， 集体的 信念。 ——马 卡连柯
8、我们现在必须完全保持党的纪律， 否则一 切都会 陷入污 泥中。 ——马 克思 9、学校没有纪律便如磨坊没有水。— —夸美 纽斯
10、一个人应该：活泼而守纪律，天 真而不 幼稚， 勇敢而 鲁莽， 倔强而 有原则 ，热情 而不冲 动，乐 观而不 盲目。 ——马 克思
6、最大的骄傲于最大的自卑都表示心灵的最软弱无力。——斯宾诺莎 7、自知之明是最难得的知识。——西班牙 8、勇气通往天堂，怯懦通往地狱。——塞内加 9、有时候读书是一种巧妙地避开思考的方法。——赫尔普斯 10、阅读一切好书如同和过去最杰出的人谈话。——笛卡儿
最终版流化床反应器.ppt
精选
精选
流态化的形成
1.流速较小，流体从颗粒 缝隙通过，床层静止。 u↑→P↑,固定床阶段。
2.流速增加，颗粒吹起， △P u↑→ε↑→P不变。
3.流速继续增加，颗粒被 带出床层，空隙率增加， u↑→P↓,输送床阶段。
U
精选
临界流化速度U临
特征： 因为
所以
U操<U临 固定床阶段 U操>U临 流化床阶段 U临 时， P固 = P流
流化速度umf 、ut、u、k
异常现象：大气泡、腾涌
影响因素、确定开孔率 型式、直径、高度
影响因素 换热器形式 换热面积的确定 计算umf、ut 膨胀比、空隙率 床层压降 床层结构尺寸
高速流态化技术 高速流态化与传统流态化比较 高速流态化技术的应用
操作训练
流化床反应器操作指导
精选 流化床反应器操作训练
Δtm——平均传热温度差，K
精选
（三）流化床内换热器的结构型式
列管式换热器：单管式和套管式 管束式换热器：直列和横列 鼠笼式换热器 蛇管式换热器
精选
列管式换热器：单管式
精选
列管式换热器：套管式
精选
立式管束式
精选
横排管束式换热器
精选
鼠笼式换热器
精选
蛇管式换热器
精选
三、流化床反应器的计算
精选
内旋挡板
精选
外旋挡板
精选
多旋挡板
精选
精选
第三节 高速流态化技术
提高速度后的流态化现象
气固并流上行快速流化床
精选
精选
高速流态化与传统流态化的比较
比较 气速［m/s］ 颗粒直径［mm］
空隙率 气体返混
年产xxxx吨三氯氢硅流化床反应器设计
课程设计说明书武汉工程大学化工与制药学院课程设计说明书课题名称年产xxxx吨三氯氢硅流化床反应器设计专业班级15级化工7班学生学号12学生姓名吴元欣学生成绩指导教师戢峻课题工作时间12月28日～1月12日武汉工程大学化工与制药学院课程设计任务书专业化学工程与工艺班级15级化工7班学生姓名吴元欣发题时间：20158年12 月28日一、课题名称年产xxxxx吨三氯氢硅流化床反应器设计二、课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）本设计所需的三氯氢硅资料和计算所用相关手册、工具书，及计算机、打印机设备等具备；指导教师具有多年的课程设计指导经历。
设计任务根据设计条件，通过物料衡算、热量衡算，反应器的选型、催化剂的用量等，设计出符合生产要求的反应器，并绘制出氯乙烯反应工段的流程图与反应器设备的工艺条件图。
四、设计所需技术参数年产量：xxxx吨/年，年工作日：330天（即年工作8000小时），,一年内的约35天用于固定的停车设备检修及紧急情况处理；工艺：自定，建议硅氢氯化法；原料组成（wt%）3103级金属硅，主要成分：Si含量：%，H2O含量：%，杂质%，硅粉的粒径dp：100~150μm，计算中取dp=125μm。
氯化氢气体。
主要成分：HCl含量：%，Cl2含量：1%，H2O含量：%，黏度μ=×10-5m/s，氯化氢气体在反应温度和压力下的密度算法示例如下：氯化氢气体在反应温度和压力下的导热系数λ=反应器设计条件：流化数K=28，,反应器带出的尘粒粒径不大于80μm，，流化床坠底锥角为90°，流化床过渡段锥角度为a=158º，本设计中流化床换热分别采用半圆管夹套换热器和列管换热器。
五、设计说明书内容1. 概述2. 三氯氢硅的生产工艺3. 工艺方案和反应器型式的确定4. 物料衡算与热量衡算5. 流化床反应器设计6. 安全与环保设计说明7. 结论8. 参考文献9. 附图附图1. 三氯氢硅合成工段流程图附图2. 流化床反应器装配图六、进度计划第一阶段：12月28日～1月4日工艺计算与设备计算第二阶段：1月5日～1月12日绘图、撰写设计报告，答辩摘要该课程设计为三氯氢硅流化床反应器设计，设计流程为：首先通过物料衡算计算得出年产xxxx吨所需的原料量。
流化床反应器的设计
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：翟鹏飞肖畅裴一歌徐嘉星廖鹏飞田仪长指导教师: 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/h2操作气速的选择流化床的操作气速U0=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。
3 流化床床径的确定3.1 密相段直径的确定本流化床反应器设计处理能力为420.5kmol/h 原料气体,根据公式:pt n V U V D T 1013.02732734.2240⨯+⨯⨯==πV-气体体积流量，m 3/s U 0-流化床操作气速，m/ss m h m V /83.6/33.246001013.01013.027********.225.42033==⨯+⨯⨯=m U V D T 81.36.014.383.64401=⨯⨯==π 即流化床反应器浓相段的公称直径为DN=3.9m3.2 稀相段直径的确定稀相段直径和密相段直径一样，即D T1=3.81m 即流化床反应器稀相段的公称直径为DN=3.9m3.3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。
流化床反应器的设计说明书模板
2、流化床床反应器的工艺计算
首先选型 再确定床高床径，内部构件 最后计算压力降
①选型： 主要应根据工艺过程特点来考虑，即化学 反应特点、颗粒或催化剂的特性、对产品的要 求即生成规模
②
流化床的直径
1 2 273 p Q DR u 3600 4 T 1.013 10 5
DR 4 1.013105 TQ 273 3600 up 4.132 TQ 982800 up
2、流化床反应器中的传热
具有温度分布均匀和传热速率高的特 点，特别适于产生大量反应热的化学反应， 同时换热器的传热面积可以减小，结构更 紧凑。 传热的三种基本形式： ①固体颗粒之间的传热 ②固体颗粒与流体之间的传热 ③床层与换热面之间的传热
四、流化床反应器的参数及其工艺计算
1、气体流速
临界流化速度umf （小颗粒） （大颗粒）
（2）分布板的作用 ①具有均匀分布气流的作用，同时其压降要小。 ②能使流化床有一个良好的起始流态化状态。 ③操作过程中不易被堵塞和磨蚀。 （3）分布板的压力降计算
pD 9.807 CD
u f
2
CD
2 2 g
开孔率；
阻率系数，其值在1.5-2.5
（4）设计或选择分布板的基本要求
气体分布均匀，防止积料， 结构简单，材料节省， 压降合理。
流化床反应器的设计
一、固体流态化基本概念
二、流化床反应器 三、流化床反应器中的传质 和传热
四、流化床反应器的参数 及其工艺计算
五、流化床的数学模型
一、固体流态化基本概念:
1、流态化： 固体粒子像流体一样进行流动的现象。除 重力作用外一般是依靠气体或液体的流动来带 动固体颗粒运动的。
一种高效有机硅流化床反应器的结构设计
１ ． 壳体 ２ ． 上栅 格 ３ ． 上 封头 ４ ． 安全 阀接 口 ５ ． 成 品气 出 口 ６ ． 加热 冷却 介 质出 口 ７ ． 加 热冷却 介质进 口 ８ ． 硅粉 加料 口 ９ ． 气 体分 布管 ｌ Ｏ ． 气体 分布盘 １ １ ． 原料气进 口接管 １ ２ ． 下封头 １ ３ ． 下栅格 ｌ ４ ． 换 热管
以金属 硅 和 甲醇为 主要 原料 的有 机 硅 材 料 是 一 类性能优异 、 功能独特 、 用 途 极 广 的新 材 料 ， 是 关 系 着技 术 革 新 、 国 防现代 化 、 国民经 济 发 展及 人 民生 活 水平 提 高 的新材 料 ， 在 国计 民生 中 占有重 要 地位 。
ｐ ｒ ｏ ｂ ｌ ｅ ｍｓ ｏ ｆ ｎ ｏ ｔ ｕ ｐ ｔ ｏ ｏ ｕ ｒ ｅ ｘ ｐ ｅ ｃ ｔ ｂ ｙ ｕ ｎ ｅ ｖ ｅ ｎ ｄ ｉ ｓ ｔ ｒ ｉ ｂ ｕ ｔ ｉ ｏ ｎ ｏ ｆ ｉ ｎ ｌ ｅ ｔ ｇ ａ ｓ ，ｔ ｈ ｅ ｅ ｆ ｆ ｉ ｃ ｉ ｅ ｎ ｔ ｌ ｆ ｕ ｉ ｄ ｂ ｅ ｄ ｒ ｅ ａ ｃ ｔ ｏ ｒ ｗａ ｓ ｉ ｎ ｔ ｒ ｏ ｄ ｕ ｃ ｅ ｄ ． Ｂ ｙ
２ ． Ｊ ｉ ａ ｎ ｇ ｓ ｕ Ｋｅ ｓ ｈ ｅ ｎ Ｃｈ ｅ ｍｉ ｃ ａ ｌ Ｍａ ｃ ｈ ｉ ｎ ｅ ｒ ｙ Ｃ ｏ ． ， Ｌ ｔ ｄ ． ， Ｈｕ ａ ｉ ’ ａ ｎ Ｊ ｉ ａ ｎ ｇ ｓ ｕ ２ ２ ３ ０ ０ ２， Ｃｈ ｉ ｎ ａ ；
３ ． Ｄ ｅ ｐ ａ ｒ ｔ ｍ ｅ ｎ ｔ ｏ ｆ Ｍｅ ｃ ｈ ｎｉ ａ ｃ ａ ｌ Ｅ ｎ ｇ ｉ ｎ ｅ ｅ ｉ ｒ ｎ ｇ ， Ｈｕ ａ ｉ ｙ ｉ ｎ Ｉ ｎ ｓ ｔ ｉ ｔ ｕ ｔ ｅ ｏ ｆ Ｔ ｅ ｃ ｈ ｎ ｏ ｌ ｏ ｇ ｙ， Ｈ ｕ ａ ｉ ’ ａ ｎ ， Ｊ ｉ ａ ｎ ｇ ｓ ｕ ， ２ ２ ３ ０ ０ ３ ， Ｃ ｈ ｉ ｎ ａ ）
流化床反应器的设计
二、流化床反应器（Fluidized Bed ）
流化床反应器是：利 用气体或液体自下而 上通过固体颗粒床层 而使固体颗粒处于悬 浮运动状态,并进行 气固相反应或液固相 反应的反应。在用于 气固系统时，又称沸 腾床反应器。
•1、概述
• 流化床反应器广泛应用于气固催化反应 器，由于流化床反应器具有传热性能好、温 度均匀的特点，已成为强放热反应或对温度 特别敏感的反应过程重要设备。如成功应用 于萘催化氧化制备邻苯二甲酸酐、丙烯氨氧 化制备丙烯腈等。
•（小颗粒 ）
•（大颗粒）
•由上式看出，影响临界流化速度的因素有 ：
•①颗粒直径 ②颗粒密度 ③流体黏度
➢ 带出速度ut
➢ 实际操作气速u0
•①选定依据是流化数即u0/umf，通常为1.5~10 •②还可以按照u0/ut =0.1~0.4原则选取，所用气 体流速一般在0.15~0.5 左右。
•2、流化床床反应器的工艺计算
•液固流化为散式流化
•散式流化床 •聚式流化床
•颗粒与流体之间的密度差是它们主要区别
•气固流化为聚式流化
•②特殊（压力1较、高流的气态固化系统的或形者用式较轻的液体流化
较重的颗粒）情况下两种流化床判别：
•
wilhelm和郭慕孙首先先用弗劳德数来区分两种流化态：
•研究表明：
•为散式流化 •为聚式流化
带动固体颗粒运动的。
• 固体流态化分为几种形式如下：
• （a)固定床
•
(b)临界流化床
•
(c)流化床
•
(d)气流输送床
1、流态化的形式
•2.散式流化1、床和流聚式态流化化床的形式
•（1）散式流化床:
•
①颗粒均匀地分布在整个流化床。
化工过程开发3流化床反应器设计
3 umf
rc
1 mf
0.711
mf
g db
0.5
umf
mf
Vw Vb
re
1 mf 1 b b
rb rc
b u umf / ub
ub u umf 0.711 g db 0.5
db：气泡的有效直径； Vw和Vb分别为床层内固体体积和 气泡体积；
（1） 上式积分，得
cb
c
A0
exp
Kt b
ub
L
cA0
exp
Kt b
ub
Lf
L
Lf
cA0
exp
K
f
L Lf
式中 K f
Kt b Lf ub
为量纲为一的特征数
（4）
其中Lf为操作时流化床的床层高度，可由床层的膨胀比R求出
当L＝Lf时， cb cA0 exp K f cA0 1 xA
Kt ub
b
Lf kr ub
b
1 kr
Kbc b c
1 1 kr
Kce
1
b e
（6）
Kbc
4.5 umf
b
db
5.85
D0.5 g0.25 d 1.25
b
Kce
b
6.78
mf Du b
d
3 b
0.5
rb—一般取0.01~0.001，由于气泡中固体颗粒极少，可以忽略不计
根据实验测定，流化床 中单个气泡的上升速度
ubr 0.711 gdb 0.5
气体通过气泡晕与
气体总交换量
乳化相的对流扩散 所组成的相间扩散
量
式中 q－气泡内气体通过气泡、气泡晕及尾涡的循环运动所
流化床反应器地设计
一、前言甲醇制烯烃介绍乙烯和丙烯是现代化学工业的重要基础原料现有低碳烯烃生产技术严重依赖石油资源，其中乙烯主要来源于石脑油蒸汽裂解，而丙烯则主要来源于石脑油裂解副产和炼油厂催化裂解副产由于石油资源的有限性和昂贵的价格，世界各国开始致力于非石油路线制乙烯和丙烯等低碳烯烃的技术开发，其中以天然气或煤为原料经甲醇制取低碳烯烃技术逐渐成为研究开发的热点甲醇制烃类（MTH）过程的研究已有30年，根据最终产品种类分为MTO工艺和MTP工艺。
流化床反应器比较适用于强烈放热、催化剂易于失活的甲醇制烯烃反应过程。
在流化床反应器中工业催化剂除具有良好的活性、产品选择性和稳定性外，还必须满足一定的粒度分布要求并具有良好的流化性能和耐磨性。
Keil对固定床和流化床反应器进行了对比分析，认为在甲醇转化制烃类反应中流化床与固定床相比，由于甲醇制烯烃反应属于强放热反应，流化床反应器的传质、传热效果好，升温降温时温度分布稳定，催化剂可以连续再生，反应器单位产能大，单位投资低、在 MTO反应过程中适宜采用流化床反应器形式更具优势。
Bos从反应动力学的角度比较了常见的反应器形式，认为在甲醇制烯烃反应（MTO）中快速循环流化床和湍床是较为适合生产乙烯的反应器。
生产方法我们采用的是以低级烯烃为主体的混合气体系。
甲醇制低碳烯烃的反应产物大致有CH3OH、H2O、CH3OCH3、H2、CO、CO2、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H8、C4H10和C5及以上组分，反应体系相当复杂，存在着多个副反应。
而在化学反应中，催化剂只能改变达到(或接近)平衡状态所需要的时间。
不能改变平衡状态的组成。
基于催化剂的这一特性，为了使计算简化，更好地讨论目标产物的平衡组成．在对计算结果影响不大的前提下，提出如下假设：1、二甲醚作为中间产物能够迅速转化生成烃，体系中二甲醚浓度可近似认为是零；2、因反应器中，压力接近常压，温度比较高，故反应混合物按照理想气体处理；3、在MTO研究初期，主要以ZSM-5为催化剂时，产物中C5及以上组分的含量是不容忽视的，然而目前SAPO-34已成为公认的MTO催化剂，以SAPO-34为催化剂时，因SAPO-34孔径较小，产物中C5及以上组分含量很少，所以忽略不计，可认为烃类产物为C1~C5的低碳烃；4、甲醇氧化制乙炔和丙炔的合适反应温度为650～700 K,水/ 醇摩尔比为，而MTO反应中，反应温度为670～770 K，且含有水，所以反应体系生产的乙炔、丙炔量极少，极少的乙炔、丙炔又与H2生成烷烃，因此体系中乙炔、丙炔浓度可近似认为是零；5、反应中，生成的醛酮等氧化物极少，因此也忽略不计；6、在合成工段，由于选择了含水5%的甲醇进料，一定程度上能减少焦炭的生成，反应物中水的作用之一是稀释了进料，减少了焦炭前驱物的浓度，即一定程度上有利于催化剂寿命的延长，之二是由于水与焦炭前驱物在酸性位的吸附上有一个竞争关系，因此会减少焦炭前驱物进一步生成焦炭的可能性，一定程度提高低级烯烃选择性。
甲醇制烯烃固定流化床反应器设计_邢爱华
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 。在中试和工业 流化床反应器中气固分离装置一般采用内置或外置 的高效旋风分离。在小型流化床反应器的气固分离 装置的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 （或称自由空间 ） 段， 使气速降低， 部分 颗粒自由沉降分离。扩大段直径 D 由最小颗粒的带 出速度。本文规定最小颗粒粒径为 30μm。 最小颗粒的带出速度为：
的研究已有 30 年，根据最终产品种类分为 MTO 工 艺和 MTP 工艺 。
[2]
正在工业化进程中的 UOP/Hydro 的 MTO 工艺 和大化所的 DMTO 工艺以 SAPO- 34 分子筛为活性 组分， 采用流化床反应器[3]。UOP 开发的 MTO 工艺采 用带有流化再生器的流化床反应器，反应温度由回 收热量的蒸汽发生系统来控制[4- 5]。失活的催化剂被 送到再生器中烧焦再生，然后返回流化床反应器继 续催化反应。反应出口物料经热量回收后得到冷却， 在分离器中将冷凝水排除。 DMTO 反应 - 再生工艺特 征为上行式密相床循环流化反应器 [6- 7]。原料经预热 后经气体分布器后，与催化剂在流化状态下反应生 成乙烯、 丙烯等烃类产物。从反应器出来的物料经反 应器出口处的一、二级旋风分离器使反应产物与催 化剂分离。反应过程中进行连续循环再生， 积炭失活 后的催化剂经脱气分离出烃类后，由提升空气提升 至催化剂再生器中进行再生，烧炭再生完全的催化 剂进入再生器脱气段，脱除再生烟气后的催化剂经
第８卷 第４期 ＶＯＬ．８ ＮＯ．４
２０１０ 年 ８ 月 Ａｕｇ．２０１０
பைடு நூலகம்
甲醇制烯烃固定流化床反应器设计
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
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 (2)
3.1 密相段直径的确定 (2)
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 (3)
4.1 流化床的基本结构 (3)
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 (6)
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。
3 流化床床径的确定
3.1 密相段直径的确定
本流化床反应器设计处理能力为420.5kmol/h原料气体,根据公式:
V-气体体积流量，m3/s
-流化床操作气速，m/s
U
即流化床反应器浓相段的公称直径为DN=3.9m
3.2 稀相段直径的确定
=3.81m
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=3.9m
3.3 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=5.4m
4 流化床床高
4.1 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。
4.2 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=6.83m 3/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=⨯==
即反应段的高度为：m H H H 2.198.74.1121=+=+= 扩大段高度取扩大段直径的三分之一，即m H 8.13
14.53=⨯= 反应段与扩大段之间的过渡部分过度角为120°。
由三角函数，过渡段高度为：
锥形段取锥底角为40o
,取锥高为H 5=1.2m ，其锥底直径为1.5m 。
由此可
得，流化床床高： 其高径比为：
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 选材及筒体的设计
流化床反应器的操作温度为440摄氏度，操作压力为0.1Mpa ，设计温度为500摄氏度，设计压力为0.11Mpa 。
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 。
流化床的计算厚度：
考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的名义厚度为,流化床筒体的有效厚度为:mm C n e 3=-=δδ
筒体的应力按下式进行计算：
许用应力[]Mpa Mpa t
56.718585.0100>=⨯=φδ,应力校核合格。
对于扩大段：
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5mm 。
锥形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5mm。
7 封头的设计
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0.11Mpa，设计温度为440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5mm。
8 裙座的选取
裙座的厚度取20mm,高度为1m。
9 水压试验及其强度校核
水压试验的试验压力P
=1.25P=0.1375Mpa。
水压试验时壁内应力为：
T
=137Mpa，计算已知0Cr18Ni9材料在常温下的屈服强度为R
eL
0.9R
=123.3Mpa
eL
可以知道水压试验时筒体壁内应力小于0.9R
，水压试验安全。
eL
10 旋风分离器的计算
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。
已知催化剂颗粒直径范围为44μm～88μm，从反应器=23.78m/s。
出来的气体流速u
i
一级分离器直径计算：
标准旋风分离器N=5
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。
11 主反应器设计结果
主反应器最终设计结果如下：
项目名称主反应流化床反应器
操作介质丙烯、氨气、氧气
操作流量 m3/s 6.83
操作压力 MPa 0.11
操作温度℃440 密相段气速 m/s 0.6 密相段直径 m 3.9 密相段高度 m 11.4 稀相段气速 m/s 0.6 稀相段直径 m 3.9 稀相段高度 m 7.8 扩大段气速 m/s 0.3 扩大段直径 m 5.4 扩大段高度 m 1.8 过渡段高度 m 0.43 锥形段 m 1.2。