流化床反应器的设计

年产3.5万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：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/m3催化剂装填密度为750kg/m3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/m3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2UmfFmfdgpmfUR=1000pdepmfUR=20pdep来，此时流体的流速称为起始流化速度，记作Umf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2U1650ppmfdg（1）对于的大颗粒1/2dU24.5ppmfg（2）式中：dp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Rep20，将已知数据代入公式（1），22561015000.549.81U0.0013/5165016502.4310dgppmsmf校核雷诺数：3U56100.00130.54mf=1.73102052.4310dpRep将Umf带入弗鲁德准数公式作为判断流化形式的依据散式流化，Frmf＜0.13；聚式流化，Frmf＞0.13。代入已知数据求得220.00130.002956.0109.81UmfFmfdgp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Ut其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度Ut，其计算公式如下式所示：当UR=0.4dptep时，2U18dgppt（3）当U0.4R=500dptep时，221/34Ud225gptp（4）当UR=500dptep时，1/23.1dUgppt（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Ut，因此用dp=60μm计算带出速度。代入已知数据求得221/34Ud0.399/225gpmstp校核雷诺数：Rep=0.532（0.4Rep500）2.3流化床操作气速如上所述，已知颗粒的临界流化速度Umf和催化剂的小颗粒的带出Ut，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0U=1000U10000.00131.3/mfms故本装置的操作气速为1.3m/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3.1密相段直径确定本流化床反应器设计处理能力为13.4t/h。体积流量为24829.3m3/h甲醇气体，即6.9m3/s。根据公式T04VD=ΠU（6）46.92.63.141.3TDm即流化床反应器密相段的公称直径为DN=2.6m3.2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：07007000.00130.91/mfUUms将流速带入公式（6）中46.93.13.140.91TDm即流化床反应器稀相段的公称直径为DN=3.1m4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=13.4t/h取质量空速为2h-1，则催化剂的量为6.7吨。由催化剂的装填密度为750kg/m3，所以静床高度的确定224670041.77503.142.6mfTmHmD催化剂，考虑到床层内部的内部构件，取静床层高度为2.0m。流化时的流化比取2，因此床层高度H1=2Hmf=3.4m。扩大段高度取扩大段直径的三分之一，H2=1.1m。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3cos300.222TDDHm锥形段取锥底角为40°，取锥高为H4=1.2m，其锥底直径为1.5m。由此可得，流化床总高H=H1+H2+H3+H4=5.92m其长径比为5.92/2.6=2.3。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67009.812.38kpa27.9ppmgmgpAA6流化床壁厚流化床反应器的操作温度为450摄氏度，操作压力为0.12Mpa，设计温度为500摄氏度，设计压力为0.2Mpa，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。流化床壁厚：d0.22600t=2521000.850.22itpDcmmp考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的设计壁厚为6mm，流化床体的有效厚度为te=tn-c1-c2=3.4mm。筒体的应力按下式进行计算0.226003.476.57223.4etepDtMpat。许用应力[σ]tφ=100x0.85=85Mpa76.57Mpa,应力校核合格。对于扩大段，d0.23100t=25.721000.850.22itpDcmmp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6mm。锥形段阶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6mm。6椭圆封头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0.15Mpa，设计温度为500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0.153100t=2.721000.850.50.1520.5pntKDmmp考虑到便于焊接，故选取封头厚度为6mm。7裙座裙座的厚度按经验选取为20mm，，高度为1m。8水压试验及其强度校核水压试验的试验压力有pT=p+0.1=0.3Mpa,pT=1.25p=0.25Mpa,取两者中大值，即pt=0.3Mpa。水压试验时壁内应力0.326003.4120220.853.4TeTepDtMpat0.50.3126000.53.4120220.853.4TeTepKDtMpat已知0Cr18Ni9材料在常温下的屈服强度为σs=137Mpa，计算0.9σs=123.3Mpa可以知道水压试验时筒体壁内应力小于0.9σs，水压试验安全。9旋风分离器在流化床顶部，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，根据旋风分离器的规格，选用CLG型旋风分离器，其中一级旋风分离器的直径为640mm，二级旋风分离器的直径为540mm。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。10主反应器设计结果主反应器最终设计结果如下：表4-1主反应器R101设计表项目名称主反应流化床反应器操作介质甲醇和水混合气，Sr-SAPO-34操作流量m3/h24829.3操作压力MPa0.12操作温度℃450密相段气速m/s1.3密相段直径m2.6密相段高度m3.4稀相段气速m/s0.91稀相段直径m3.1稀相段高度m1.1过渡段高度m0.22锥形段m1.2裙座m1