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反应操作单元（固定床、流化床、釜式、管式、塔式反应器）机械化、自动化设计指导方案目录1反应物系的相态化学反应是指分子破裂成原子，原子重新排列组合生成新分子的过程。
按反应物系的相态来分类，化学反应分为均相反应和多相反应，其中均相反应分为气相均相、液相均相、固相均相三类；多相反应分为气-固、气-液、液-液、液-固、固-固、气-液-固等六类。
2反应器类型反应器是一种实现反应过程的设备，根据不同特性，有不同的分类，工业生产中常用的五种反应器有固定床反应器、流化床反应器、釜式反应器、管式反应器、塔式反应器。
2.1固定床反应器化学工业中最为常用的气固相反应器主要是固定床反应器。
凡是流体通过不动的固体物料所形成的床层而进行反应的装置都称作固定床反应器,其中尤以用气态的反应物料通过由固体催化剂所构成的床层进行反应的气-固相催化反应器占最主要的地位。
如炼油工业中的催化重整，异构化，基本化学工业中的氨合成、天然气转化，石油化工中的乙烯氧化制环氧乙烷、乙苯脱氢制苯乙烯等等。
此外还有不少非催化的气-固相反应，如水煤气的生产，氮与电石反应生成石灰氮(CaCN2)以及许多矿物的焙烧等，也都采用固定床反应器。
2.2流化床反应器流态化技术是一种强化流体(气体或液体)与固体颗粒间相互作用的操作，可使操作连续，生产强化，过程简化。
具有传热效率较高、床层温度分布均匀、相间接触面积很大、固体粒子输送方便等优点。
流态化的过程与流化床的结构紧密联系，要根据生产任务正确识别流化床反应器及其附属设备。
流化床反应器是将流态化技术应用于流体（通常指气体）、固相化学反应的设备。
有气-固相流化床催化反应器和气-固相流化床非催化反应器两种。
以-定的流动速率使固体催化剂颗粒呈悬浮湍动，并在催化剂作用下进行化学反应的设备称为气-固相流化床催化反应器（常简称为流化床），它是气-固相催化反应常用的一种。
流化床反应器的结构形式很多，除单器外，还有双器流化床反应器。
例2-6-1 流化床载物量估算如图为一圆形气固流化床，D ＝2m ，在中间一层L 1处测压m L kp p a 1101=='∆， 总ΔP ＝15 kPa ，求床层高度及载物量。
解：设该载物时流态化为均匀态，则单位体积颗粒重量与压降成正比。
p p A L LA g m mg '∆∆==11解得，L ＝1×15÷10＝1.5m ，如果忽略气体浮力，则据2－6－1 载物量为：15×103×3.14×12÷9.81＝4800kg)(ρρρ-=∆p p A mg p例2－6－2：流化床的计算一流化床温度为200℃，被烘干物料平均d pm ＝0.34㎜，ρp =1600 kg/m 3,干燥介质为空气。
查得ρ空气200℃＝0.746kg/m 3，μ＝2.6×10－5p a ·s 。
求流化床起始流化速度和带出速度。
解：起始流化速度u mf设Rep ＜20， 则可用式2－6－3得s m g d u p p m f /0043.01650/)(2=-=μρρ 返算 Rep ＝d p u mf ρ空气/μ＝0.042＜20 假设有效。
带出速度u t设颗粒运动在斯托克斯区，由2－1－3得s m gd u p t /88.318)(2=-=μρρ验Rep ＝38＞2 不合，舍之。
设其在牛顿区，由2－1－5得s m gd u p p t /66.4)(74.1=-=ρρρ验Rep ＝45＜500。
也不合知其必在阿伦区。
由式2－1－4得u t ＝1.66 m/s 2＜Rep＜500,计算有效。
第5章 设备计算5.1 设计条件1.物流及热量衡算见表4-102.操作条件G C =2124.127㎏/hX 1=0.042㎏HE/㎏干物料 X 2=0.002㎏HE/㎏干物料 H 1=0.330㎏HE/㎏N 2 H 2=0.378㎏HE/㎏N 2 T 1=124℃ T 2110℃1θ=75℃ 2θ=110℃ P=0.106896Mpa 3.聚丙烯级分 聚丙烯级分见表5-1。
表5-1 聚丙烯级分次序 颗粒大小（m μ）重量百分比（wt%）1 0～5 4.12 5～10 5.83 10～20 4.94 20～44 2.45 44～62 1.86 62～74 0.37 74～105 8.08 105～210 20.89 210～500 31.4 10 500～841 13.2 11841～7.3平均粒径：p d =i 111i i d X ∑=d i =[(d max )i (d min )i ]2/1 X i 为第i 种尺寸颗粒的重量百分比 d i 值如表5-2。
表5-2 颗粒重量百分比颗粒 重量百分比（wt%）d 1 d 2 d 3 d 4 5 7.07 14.14 28.28d 5 d 6 52.23 67.73d 7 d 8 88.15 148.49 d 9 d 10 324.04 648.86 d 11841算得：p =282.75m μ5.2 计算项目1.流化床直径2.流化床高度3.分布板开孔率及孔数4.停留时间5.3 计算1.流化床直径确定操作气速（u g ） u mf < u g < u t 取u g =0.4u t颗粒雷诺数 0.4<Re<500 （过渡流）u t =p g g g pp d ⨯⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯⨯-3/12)(2254μρρρ （5-1）式中PP ρ—固体颗粒的密度g ρ—混合气体的密度 g μ—流体的粘度查得110℃下，PP ρ=870㎏/m 3 由干燥阶段的物料衡算知：加热介质：L '=692.465㎏/h V=2201.168㎏/h （指湿气体）g ρ=V L '=168.2201465.692=0.315㎏/m 3查得110℃，0.106896Mpa 下 N 2的粘度：2N μ=2.1×105- Pa·s HE 的粘度：HE μ=8.3×106- Pa·s N 2所占分子数：Y 2N =0.904 HE 所占分子数：Y HE =0.09612φ=2/1HEN 24/1HE N 2/1HE N )M M 1(22)M M ()(1222+⎥⎦⎤⎢⎣⎡μ+μ+ （5-2）=2/124/12/165)178.86013.281(22)176.86013.28()103.8101.2(1+⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯+⨯+--=0.310 21φ=12φ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫⎝⎛μμHE N N HEM M 22=0.310×178.86013.28101.2103.856⨯⨯⨯--=0.0398 混合气体粘度为：g μ=211222211φμφμ⨯++⨯+HEN HEN HE NY Y Y Y（5-3）=0398.0096.0904.01103.831.0904.0096.01101.265⨯+⨯+⨯+⨯--=2.637×105- Pa·s u t =()3/152210637.2396.181.9396.18702254⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯⨯⨯-⨯-×282.75×106-=0.925 m/s校核：Re=ggt p u d μρ⨯⨯=5610637.2317.0925.01075.282--⨯⨯⨯⨯=3.124在0.4<Re<500范围内 选型合理]10[ ⇒ u g =0.4u t =0.4×0.925=0.37 m/s 在P=0.106896Pa T=110℃下，混合气体的比容为：H υ=10689610132515.27311015.2734.22M 1M 1HEN 2⨯+⨯⨯⎪⎪⎭⎫⎝⎛+=1.042m 3湿N 2/㎏绝干气 空塔截面积 A=gH L μυ3600⨯=662.137.03600127.2124028.1=⨯⨯㎡ L —绝干气量 又由A=4πD 2可得， D=πA 4=14.3662.14⨯=1.455m 2.流化床高度取静止床层高度 H 0=800㎜浓相高度 H 1=R×H 0 R 为膨胀比 R=ε-ε-110式中 0ε—静床空隙率 ε—流化床空隙率0ε=1-真密度假密度ρρ=1-87052.416=0.521 式中假密度ρ=416.52㎏/m 3真密度ρ=870㎏/m 3 110℃时混合气体运动粘度为：g γ=ggρμ=0.31510637.25-⨯=8.371㎡/s李森科准数：Ly=()g pp g g3g ρ-ργρμ=()317.087081.910371.8315.037.053⨯⨯⨯⨯⨯-=0.512阿基米德准数：Ar=gg pp 3p g ργρ=()315.010371.881.98701075.282536⨯⨯⨯⨯⨯--＝316.581 查图得：ε=0.8 膨胀比R=ε-ε-110=8.01521.01--=2.395 流化床高度H 1=RH 0=2.395×0.8=1.92m 稀相高度H 2=H 1=1.92m 总高度H=H 1+H 2=3.84m 3.分布板开孔率及孔数床层压降 ∆P=H 1（PP ρ-g ρ）（1-0ε）g=1.92×(870-0.315)×(1-0.521)×9.81=7846.351Pa 分布板压降 ∆P d =10%∆P=784.635Pa孔板气速：u d =Cg P 2ρ∆ C=31u d =31315.0351.78462⨯=74.392m/s开孔率：φ=dg u u ×100%=392.7437.0×100%=0.497%取孔径为：d 0=20㎜ 孔数目：n=2041d Aπφ⨯=2002.014.341662.1%497.0⨯⨯⨯=26314.停留时间τ=C0G A H 假密度ρ=127.21246052.416662.18.0⨯⨯⨯=15.643min。
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咼，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 C进口压力：O.IMPa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2040nVh液体体积空速400h-1贝U催化剂用量V R=V总/S V =2040/400=5.1m3催化剂堆密度 \ = 850kg/m3催化剂质量mB = :?B V R =850 5.1kg = 4335kg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=V R/L =5.1/5 =1.02m2床层直径D h：；4§忘=確4 1.02/3.14 = 1.140m因此，圆整可得反应器内径可以选择1200mm反应器选型表4-1和表4-2为反应器类型。
、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。
此时，床层高度L o4V R ■: D4 5.1 23.14 1.22= 4.512m1.2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G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-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：＞ -1500kg / m3催化剂堆密度：订二700kg /m3催化剂平均粒径：d p = 0.12m =1.2 10»m （属于B区粒子）混合气体粘度：J =2.0 10-5Pa.s反应温度：T=550 °C反应压力：P= 0.2MPaC4 处理流量：m0= 30584m3 / hV0 = 17505kg / h混合气体密度：'二m o/V0 =30584/17505 = 1.75 kg/m3流化床出口流量：y = 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U mf。
起始流化速度仅与流体和颗粒的(1)物性有关，其计算公式如下式所示:对于R^吋T :：: 20的小颗粒Amf对于 弘 /pUf io 。
的大颗粒1‘：dp (P p -Pg]2U mf[24.5P -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4.221操作气速(1) 起始流化速度U mf 的确定故假设Re :: 20合理。
2将U mf 带入弗鲁德准数公式Fg f =_U四作为判断流化形式的依据。
散式流化, d p gF rmf <0.13 ；聚式流化,F rmf 0.13。
代入已知数据求得2_3 2将U mf 复带入弗鲁德准数公式F mf 二Umf(6.41)0.035 ：：： 0.13,流化形式 d p g 1.2 109.8为散式流化。
(2) 逸出速度U t 的确定设 0.4 ::: Re m :: 500，则设 Re ：：： 20， U mfd p (「p 」)g _:]1650」 一1650 2.0 10$= 6.41 10‘m/s复核 Re 值，R ^d ^?L_1.2 10* 6.41 10二 1.752.0x10°0.0673 ：： 20"d4 (1500-1.75)2 9.82225 2.0 10^ :."1亍 1.2 10^=0.574m/s复核Re值故假设0.4 :：: Re m ::: 500合理。
(3) 流化床操作气速操作速度U0表示流化床在正常操作时流体的速度，一般u mf ::: u0：：: u t。
根据C4裂解反应流化床操作速度围为6.41 10"m / s ：：： U。
：：： 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。
故可取比二0.25m/s。
4.222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顾[4勺办05D 二0 4.97m^n u g \ 3600x3.14x0.25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I〜5h「10C4馏分质量流量为30584kg/h。
根据操作空速为3h“，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L。
的确定催化剂堆密度：订二700kg /m3V cat 二m eat / 订=10195/ 700 = 14.56m3(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:I 0.517R =0.19241 -0.76u 适用范围0.0 7 u岂0 . 9Re m dpW * 1.2 10° 0.574 1.752310“二6.03 ::L Q = W cat二4上述3,14x52=0.74m式中u为流化床的操作气速，m/s0.5170.517R=1-0.7A 19 污-1 0灯6 0°2孕24在通入气体起到起始流化时，床高 L mf ：、L 。
= 0.74m所以浓相段床高 L f =RL mf -1.24 0.74 = 0.92m稀相段床高‘ d p U°P 1.2>d0*x0.25灯.75 “厂Re p— 5 2.625p」 2.0 10'由阿基米德数,Ar d p 3Pg(P p —P )(1.2x10°)3x 1.75x9.8 逬 1500 —1,75)Arill42(2.0 汉10，)2有挡板时，由经验方程估算,L 2 =0.73 103L o Re p 1.45 Ar 」1 =1.2 103 0.74 2.6251" 111」.1 =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：d pmin ： p—P)g 二(0.8X 10冷2 x ( 1500 -5尸 9.8 = ° 26仏圆整后取D 2 =6m> 1.0 10^扩大段直径D 2=6.3mD 24 x 29(5(57 3600 3.14 0.26扩大段高度，取经验值L 3=D 2=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:综上，流化床反应器反应器高度L = L F L 2 L 3 L 4 =0.92 12.32 6 2.2 二 22.44m(8) 各段壁厚的计算设计压力0.25MPa ，设计温度550E ，材料为0Cr18Ni9，则其许用应力为100MPa ，根据壁厚公式计算，考虑钢板负偏差C 1圆整后，C^ 0.8mm (参考化工机械基础•陈国恒 P161)钢板厚度 2.0 2.2 2.5 2.8~3.0 3.2~3.5 3.8~4.0 4.5~5.5 负偏差C 1 0.18 0.19 0.20 0.22 0.25 0.30 0.50 钢板厚度6.0~7.08.0~25 26~30 32~34 36~40 42~50 52~60 负偏差C 10.60.80.91 . 01.11.21.3故取、n =10mm过渡段半锥角为60T ，取R/D i =0.5，则f=0.50,5x5000^0.25'C 2 1 = 8.36 mm ，I "： 0.85 -0.5 0.25圆整后去，、：n = 10mm 密相段与过渡段连接部分的厚度 K=0.5 :弋KP c D i 10.5x5000^0,25 、d 二 t — - C 21 = 3.68mm ： 10mm ，2［二］：」-0.5P c：工L 0.85 -0.5 0.25^°^3门45 二^06 仁 2.2m 2 2浓稀相段厚度，『＜20.25x5000,1 2 」八 0.85-0.25=8.36mmfP c D i ［于＞ -0.5PG 二 0.8mm故取、n=10mm仁 9.84mm , 0.8mm :Q 0.85-0.25+ 1 = 8.83mm , G = 0.8mm]0.85-0.5 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。
