固定床流化床设计计算

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。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：20℃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2040m3/h液体体积空速400h-1则催化剂用量3RVVV/S2040/4005.1m总催化剂堆密度3850/Bkgm催化剂质量8505.14335BBRmVkgkg求取最适宜的反应器直径D:设不同D时，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32040mh／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2RSV/L5.1/51.02m床层直径4/41.02/3.141.140DSm因此,圆整可得反应器内径可以选择1200mm此时，床层高度022445.1L4.5123.141.2RVmD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，反应器单位体积内催化剂量大，生产能力大。反应过程中温度变化大。主要用于热效应不大的反应。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。主要用于热效应不高的高压反应过程。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，有较高的反应速率。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，转化率高。传热较差。适合各种宽热效应反应。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。二、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C4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C4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-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:3P 1500kg/m催化剂堆密度:3700kg/mB催化剂平均粒径:40.121.210pdmm（属于B区粒子）混合气体粘度:-52.010Pa.s反应温度:T=550oC反应压力:P=0.2MPaC4处理流量:30m30584/mh017505/Vkgh混合气体密度:300 /30584/175051.75kg/mmV流化床出口流量:31 V29667/mh4.2.2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mfu。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20pmfepduR的小颗粒16502gdUppmf（1）对于1000mfpepUdR的大颗粒215.24gdUppmf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Re20，24235()u6.4110/165016502.010ppmfdgms复核Re值，4351.2106.41101.75Re0.0673202.010pmfdu故假设Re20合理。将umf带入弗鲁德准数公式2mfrmfpuFdg作为判断流化形式的依据。散式流化，0.13rmfF；聚式流化，0.13rmfF。代入已知数据求得将mfu复带入弗鲁德准数公式2324(6.4110)0.0350.131.2109.8mfmfpuFdg，流化形式为散式流化。(2)逸出速度tu的确定设0.4Re500m，则22112243354()4(15001.75)9.8()1.2100.574/2252252.010ptpgudms复核Re值451.2100.5741.75Re6.032.010ptmdu故假设0.4Re500m合理。(3)流化床操作气速操作速度0u表示流化床在正常操作时流体的速度，一般0mftuuu。根据C4裂解反应流化床操作速度围为36.4110/0.574/omsums，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0u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00444.9736003.140.25VDmu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l～5h－1。C4馏分质量流量为30584kg/h。根据操作空速为3h－1，以反应空速计算催化剂装填量为catm=30584/3=10195kg(3)静床层高度0L的确定催化剂堆密度:3700kg/mB3/10195/70014.56catcatBVmm0244L=0.74catVmD(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：0.19240.51710.76Ru适用范围0.070.92u式中u为流化床的操作气速，m/s。0.19240.19240.5170.5171.2410.7610.760.25Ru在通入气体起到起始流化时，床高mf0LL0.74m所以浓相段床高fmfL=RL1.240.740.92m稀相段床高4051.2100.251.75Re2.6252.010ppdu由阿基米德数，343252()(1.210)1.759.8111(2.010)ppdgAr有挡板时，由经验方程估算，31.451.131.451.1200.7310Re1.2100.742.62511112.32pLLArm(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：242min5g(0.810)15009.8=0.26m/s1.010pptdu扩大段直径D212446.336003.140.26tVDmu圆整后取26Dm扩大段高度，取经验值32=D=6mL(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：40.650.6tan4512.222DLm综上，流化床反应器反应器高度234L0.9212.3262.222.44FLLLLm(8)各段壁厚的计算设计压力0.25MPa，设计温度550℃，材料为0Cr18Ni9，则其许用应力为100MPa，根据壁厚公式计算，浓稀相段厚度d2P=18.362[]P20.850.25citcDCmm考虑钢板负偏差1C圆整后，1C0.8mm（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2.02.22.52.8~3.03.2~3.53.8~4.04.5~5.5负偏差C10.180.190.200.220.250.300.50钢板厚度6.0~7.08.0~2526~3032~3436~4042~5052~60负偏差C10.60.80.91．01.11.21.3故取10nmm过渡段半锥角为60℃，取i/0.5RD，则f=0.5d2fP=18.36[]0.5P0.850.50.25citcDCmm，1C0.8mm圆整后去，10nmm密相段与过渡段连接部分的厚度K=0.5:d2KP=13.68102[]0.5P0.850.50.25citcDCmmmm，故取10nmm。扩大段厚度d2P=19.842[]P0.850.25citcDCmm，1C0.8mm取11nmm上部封头壁厚d2P=18.832[]0.5P0.850.50.25citcDCmm，1C0.8mm故取11nmm；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：222gguP（10）式中：ξ为阻力系数，其取值范围为1.5～2.5；φ为开孔率；u为空塔气速220.2519.82.5781.2529.80.01PPa（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2～