流化床反应器的设计
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流化床反应器的设计 The final edition was revised on December 14th, 2020.
年产万吨烯烃流化床反应器设计
1 操作工艺参数
反应温度为:450℃
反应压力为:(绝压)
操作空速为:1~5h-1
MTO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/m3
催化剂装填密度为 750kg/m3
催化性能:乙烯收率,%;丙烯收率,%;总收率,%。
水醇质量比为
甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为μ
甲醇450℃下的密度根据理想气体状态方程估算为m3
甲醇处理量:根据催化剂的催化性能总受率为%,甲醇的用量=烯烃质量×(32/14)/烯烃的生产要求是35000t/a,甲醇的量为89385/a。
2 操作气速
最小流化速度计算
mf U R =
1000
p d ep ρ
μ
>mf U R =
20
p d ep ρ
μ
<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 g
ρρμ
-=
(1)
对于的大颗粒
()1/2
d U 24.5p p mf
g 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 <;聚式流化,F rmf >。 代入已知数据求得
根据判别式可知流化形式为散式流化。
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 =
0.4
d p t
ep
ρ
μ
<时,
2U 18d g p p t ρρμ⎛⎫- ⎪⎝⎭= (3)
当
U
0.4 d p t ep ρ μ < 时, 2 2 1/3 4 U d 225 g p t p ρρ ρμ ⎡⎤ ⎛⎫ - ⎪ ⎢⎥ ⎝⎭ ⎢⎥ = ⎢⎥ ⎢⎥ ⎣⎦(4) 当 U R=500 d p t ep ρ μ > 时, 1/2 3.1d U g p p t ρρ ρ ⎡⎤ ⎛⎫ - ⎪ ⎢⎥ ⎝⎭ =⎢⎥ ⎢⎥ ⎢⎥ ⎣⎦(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。 代入已知数据求得校核雷诺数: R ep =( ep <500) 流化床操作气速 如上所述,已知颗粒的临界流化速度U mf 和催化剂的小颗粒的带出U t ,对于采用 高流化速度,其流化数(流化数=气体表观速度/临界流化速度)可以选着300-1000,本装置设计使用流化数为1000,带入计算 故本装置的操作气速为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 床径的确定 密相段直径确定 本流化床反应器设计处理能力为h。体积流量为h甲醇气体,即s。 根据公式 T D (6) 即流化床反应器密相段的公称直径为DN= 稀相段直径的确定 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,本厂设计稀相段流化数为700,计算过程如下: 将流速带入公式(6)中 即流化床反应器稀相段的公称直径为DN= 4流化床床高 床高分为三个部分,即反应段,扩大段,以及锥形段高度。 甲醇处理量为M=h 取质量空速为2h -1,则催化剂的量为吨。 由催化剂的装填密度为750kg/m 3,所以静床高度的确定 2 2 4 67004 1.7750 3.14 2.6mf T m H m D ρπ⋅⨯= = =⨯⨯催化剂, 考虑到床层内部的内部构件,取静床层高度为。 流化时的流化比取2,因此床层高度H 1=2H mf =。 扩大段高度取扩大段直径的三分之一,H 2=。 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 锥形段取锥底角为40°,取锥高为H 4=,其锥底直径为。 由此可得,流化床总高H=H 1+H 2+H 3+H 4= 其长径比为=。