流化床反应器的设计

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。

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。

流化床反应器设计计算
流化床反应器是一种用于化学反应的设备，其特点是固体催化剂以流化床的方式悬浮在气相反应物中。

该反应器具有高的传质和传热能力，可以有效地控制反应温度和催化剂的失活，因此在化工领域具有广泛的应用。

流化床反应器的设计计算需要考虑以下几个方面：
1. 反应器的尺寸与气体流速的关系。

反应器的体积和气体流速是反应器设计的两个重要参数，通过计算可以确定反应器的大小和气体流速的选择。

这可以通过Bernoulli方程进行计算。

2. 反应器温度的计算。

流化床反应器中反应温度对于反应速率和催化剂寿命有很大影响。

通过热平衡方程可以计算反应器中温度的变化情况，在确定反应器尺寸和气体流速的同时，需要考虑反应器的冷却方式和催化剂的热容。

3. 反应器化学反应动力学参数的计算。

化学反应动力学参数可以用于描述反应速率和反应的数量关系，例如反应速率常数和反应级数。

这些参数可以通过实验获得，也可以通过计算机模拟获得。

4. 催化剂性能的计算。

催化剂的性能可以用各种方法来描述，例如活性、选择性和稳定性。

这些参数可以通过实验获得，也可以通过计算机模拟来获得。

催化剂的物理化学性质对反应器设计、传质作用和催化剂寿命等方面都有影响。

综上所述，流化床反应器设计需要综合考虑反应器尺寸、气体流速、反应温度、化学反应动力学参数和催化剂性能等多个方面。

这涉及到热力学、动力学和传质传热等多个学科。

在实际应用中，需要根据具体情况进行设计和计算，以实现反应器的最佳性能和稳定性。

流化床反响器结构尺寸及反响器压力降的计算流化床的床径与床高是工业流化床反响器的两个主要结构尺寸。

对于工业中的化学反响，尤其是催化反响所用的流化装置，首先要用实验来确定主要反响的本征速率，然后才可选择反响器，结合传递效应建立数学模型。

鉴于模型本身存在不确切性，因此还需要进行中间试验。

这里就非催化气固流化床反响器的直径与床高确实定作简要介绍，有关催化流化床可查阅有关资料。

1. 流化床直径当生产规模确定后，通过物料衡算得出通过床层的总气量Q[m 3〔标〕/h]。

用前面介绍的方法，根据反响要求的温度、压力和气固物性，确定操作气速u ，那么有：5210013.1273360041⨯⨯⨯⨯=P T u D Q R π P u TQ P u Q T D R ⋅⋅=⋅⋅⨯⨯⨯⨯⨯=ππ828.9132.4360027310013.145 〔2-30〕式中 Q ——气体的体积流量，m 3/h ；D R ——反响器直径，m ；T ，P ——反响时的绝对温度〔K 〕和绝对压力〔Pa 〕； u ——以T 、P 计的表观气速，m/s ，一般取1/2床高处的P 进行计算。

为了尽量减少气体中带出的颗粒，一般流化床反响器上部设置扩大段，扩大段直径由不允许吹出粒子的最小颗粒直径来确定。

首先根据物料的物性参数与操作条件计算出此颗粒的自由沉降速度，然后按下式计算出扩大段直径L D 。

013.12733600412P T u D Q t L ⋅⋅⋅⋅=π P u TQD t L ⨯⨯⨯=π828.9013.14〔2-31〕2.流化床床高一台完整的流化床反响器高度包括流化床高度、扩大段高度和别离高度。

而流化床高又包括临界流化床高mf L ，流化床高f L 与别离段高度D L 。

临界流化床高mf L ，也称静止床高D L 。

对于一定的流化床直径和操作气速，必须有一定的静止床高。

对于生产过程，可根据产量要求算出固体颗粒的进料量W P 〔kg/h 〕，然后根据要求的接触时间τ〔h 〕，求出固体物料在反响器内的装载量M 〔kg 〕，继而求出临界流化床时的床高mf L 。

mf U R =1000p d ep ρμ>mf U R =20p d ep ρμ<应器设计流化床反1 操作工艺参数反应温度为：450℃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 33×（32/14）烯烃的生产要求是35000t/a ，甲醇的量为89385/a 。

2 操作气速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 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 rmfrmf代入已知数据求得根据判别式可知流化形式为散式流化。

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UR=0.4dp tepρμ<时，2U18d gp ptρρμ⎛⎫-⎪⎝⎭=（3）当U0.4<R=500dp tepρμ<时，221/34U d225gpt pρρρμ⎡⎤⎛⎫-⎪⎢⎥⎝⎭⎢⎥=⎢⎥⎢⎥⎣⎦（4）当UR=500dp tepρμ>时，1/23.1dUgp ptρρρ⎡⎤⎛⎫-⎪⎢⎥⎝⎭=⎢⎥⎢⎥⎢⎥⎣⎦（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。

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。

流化床反应器设计计算
流化床反应器是一种常见的化工反应器，其设计计算对于反应过程的安全和效率具有重要作用。

在流化床反应器的设计计算中，需要考虑反应器的尺寸、流体动力学、传热传质等多个因素，以确保反应器能够满足反应条件和产量要求。

首先，流化床反应器的尺寸设计需要考虑反应物料的特性和反应条件，如反应温度、压力、反应物料的粒度分布等。

根据这些因素，可以选择合适的反应器容积、高度和截面积等参数。

其次，流体动力学是流化床反应器设计计算的重要部分。

流化床反应器中的反应物料通常被气体流体化，形成气固两相流。

在反应过程中，需要控制气体流速、气固两相流的压降和流化床的液化等问题，以确保反应物料的均匀分布和传递效率。

最后，传热传质是流化床反应器设计计算中的另一个关键因素。

在反应过程中，需要通过床层和气体流动实现反应物料的传热传质。

设计合理的流化床反应器结构和操作条件，可以实现反应物料的高效传递和转化。

总之，流化床反应器的设计计算需要综合考虑反应条件、流体动力学和传热传质等多个因素，以实现反应过程的高效、稳定和安全。

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