流化床反應(yīng)器的設(shè)計(jì)

1、一、前言1.1甲醇制烯烴介紹乙烯和丙烯是現(xiàn)代化學(xué)工業(yè)的重要基礎(chǔ)原料現(xiàn)有低碳烯烴生產(chǎn)技術(shù)嚴(yán)重依賴 石油資源，其中乙烯主要來源于石腦油蒸汽裂解， 而丙烯則主要來源于石腦油裂 解副產(chǎn)和煉油廠催化裂解副產(chǎn)由于石油資源的有限性和昂貴的價(jià)格，世界各國(guó) 開始致力于非石油路線制乙烯和丙烯等低碳烯烴的技術(shù)開發(fā)，其中以天然氣或煤為原料經(jīng)甲醇制取低碳烯烴技術(shù)逐漸成為研究開發(fā)的熱點(diǎn)甲醇制烴類（MTH過程的研究已有30年，根據(jù)最終產(chǎn)品種類分為MTH藝和MTP工藝。流化床反應(yīng)器比較適用于強(qiáng)烈放熱、催化劑易于失活的甲醇制烯烴反應(yīng)過 程。在流化床反應(yīng)器中工業(yè)催化劑除具有良好的活性、產(chǎn)品選擇性和穩(wěn)定性外， 還必須滿足一定的粒度

2、分布要求并具有良好的流化性能和耐磨性。Keil對(duì)固定床和流化床反應(yīng)器進(jìn)行了對(duì)比分析，認(rèn)為在甲醇轉(zhuǎn)化制烴類反應(yīng)中流化床與固定 床相比，由于甲醇制烯烴反應(yīng)屬于強(qiáng)放熱反應(yīng)， 流化床反應(yīng)器的傳質(zhì)、傳熱效果 好，升溫降溫時(shí)溫度分布穩(wěn)定，催化劑可以連續(xù)再生，反應(yīng)器單位產(chǎn)能大，單位 投資低、在MTO反應(yīng)過程中適宜采用流化床反應(yīng)器形式更具優(yōu)勢(shì)。Bos從反應(yīng)動(dòng)力學(xué)的角度比較了常見的反應(yīng)器形式，認(rèn)為在甲醇制烯烴反應(yīng)（MTO中快速循環(huán)流化床和湍床是較為適合生產(chǎn)乙烯的反應(yīng)器。1.2生產(chǎn)方法我們采用的是以低級(jí)烯烴為主體的混合氣體系。甲醇制低碳烯烴的反應(yīng)產(chǎn)物 大致有 CH3OH H2O CH3OCH 3H2、CO C02

3、 CH4 C2H4 C2H6 C3H6 C3H8 C4H8 C4H10和 C5及以上組分，反應(yīng)體系相當(dāng)復(fù)雜，存在著多個(gè)副反應(yīng)。而在 化學(xué)反應(yīng)中，催化劑只能改變達(dá)到（或接近）平衡狀態(tài)所需要的時(shí)間。不能改變平 衡狀態(tài)的組成?；诖呋瘎┑倪@一特性，為了使計(jì)算簡(jiǎn)化，更好地討論目標(biāo)產(chǎn)物 的平衡組成在對(duì)計(jì)算結(jié)果影響不大的前提下，提出如下假設(shè)：1、二甲醚作為中間產(chǎn)物能夠迅速轉(zhuǎn)化生成烴， 體系中二甲醚濃度可近似認(rèn)為曰疋零；2、因反應(yīng)器中，壓力接近常壓，溫度比較高，故反應(yīng)混合物按照理想氣體處理；3、在MTC研究初期，主要以ZSM-5為催化劑時(shí)，產(chǎn)物中C5及以上組分的含 量是不容忽視的，然而目前SAPO-34已成

4、為公認(rèn)的MTC催化劑，以SAPO-34為催 化劑時(shí)，因SAPO-34孔徑較小，產(chǎn)物中C5及以上組分含量很少，所以忽略不計(jì)， 可認(rèn)為烴類產(chǎn)物為C1C5的低碳烴；4、 甲醇氧化制乙炔和丙炔的合適反應(yīng)溫度為650700 K,水/醇摩爾比為1.0,而MTC反應(yīng)中，反應(yīng)溫度為670770 K,且含有水，所以反應(yīng)體系生產(chǎn)的 乙炔、丙炔量極少，極少的乙炔、丙炔又與 H2生成烷烴，因此體系中乙炔、丙 炔濃度可近似認(rèn)為是零；5、反應(yīng)中，生成的醛酮等氧化物極少，因此也忽略不計(jì)；6、在合成工段，由于選擇了含水 5%勺甲醇進(jìn)料，一定程度上能減少焦炭的生成，反應(yīng)物中水的作用之一是稀釋了進(jìn)料，減少了焦炭前驅(qū)物的濃度，即一

5、定程度上有利于催化劑壽命的延長(zhǎng)，之二是由于水與焦炭前驅(qū)物在酸性位的吸附上 有一個(gè)競(jìng)爭(zhēng)關(guān)系，因此會(huì)減少焦炭前驅(qū)物進(jìn)一步生成焦炭的可能性，一定程度提高低級(jí)烯烴選擇性。所以無(wú)焦炭的產(chǎn)生。通過上述假設(shè)，甲醇制低碳烯烴反應(yīng)體系可近似由CH3OH H2OCH3OCH3H2、CO CO2 CH4 C2H4 C2H6 C3H6 C3H8 C4H8 C4H1（和 C5等 13 種組分 組成，反應(yīng)器出口由 CH3OH、H20、H2、CO、C02、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、 C4H8、C4H10和C5等12種組分組成。二流化床設(shè)計(jì)2.1操作工藝參數(shù)反應(yīng)溫度為：450C反應(yīng)壓力為：0.12MPa

6、（絕壓）操作空速為：15h-1 年工作8000小時(shí)MTO成型催化劑選用Sr-SAPO-34催化劑粒徑范圍為：3080 ym催化劑平均粒徑為60 ym催化劑顆粒密度為1500kg/m3催化劑裝填密度為750kg/m3催化性能：乙烯收率，67.1wt%;丙烯收率，22.4wt%;總收率，89.5wt%。水醇質(zhì)量比為0.2甲醇在450C下的粘度根據(jù)常壓下氣體粘度共線圖查得為24.3 y Pa.s甲醇450C下的密度根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程估算為0.54kg/m3甲醇處理量：根據(jù)催化劑的催化性能總受率為 89.5wt%,甲醇的用量=烯烴質(zhì)量X(32/14) /0.895烯烴的生產(chǎn)要求是35000t/a，甲

7、醇的量為89385t/a。2.2物料衡算及熱量衡算甲醇制烯烴反應(yīng)如下:主反應(yīng)： H= 23.1KJ/mol H= 92.9KJ/mol H= -150.0KJ/mol H= 102.5KJ/mol H=- 37.9KJ/mol H= 118.2KJ/mol H=- 168.4KJ/mol H=- 221.8KJ/mol H=- 280.5KJ/mol H=- 340.1KJ/mol 2CH aOH = C2H + 2H 2O(2) 3 CH aOH= GH + 3H 2O(3) 4CH aOH = GH8 + 4H 2O 本設(shè)計(jì)中的副反應(yīng)：(4) CH 3OH = CO + 2"(5

8、) CO + H 20 = CO2 + H 2(6) CH 3OH +H = CH 4 + H 2。(7) 2 CH 3OH + H2 = C 2氣+ 2H2O(8) 3CH 3OH + H2 = C 314 + 3H 2O(9) 4CH 3OH + H2 = C 4Hiq + 4H 2。(10) 5CHOH += C5H12 + 5H2O甲醇的處理量 89385t/a，即 349.16kmol/h ，水的量17877t/a，即反應(yīng)后各物質(zhì)的碳基收率物質(zhì)CHCOCHCHCHC3H8GH8C4HioGHo碳基收率%1.82.167.11.422.41.03.30.40.5反應(yīng)器出口原料氣的各組分

9、的流量C2H4 349.16 0.671，2=117.14kmol/h =3280kg/hC3H6 349.160.2243=26.0*mol/h = 938.54kg/hC4H8349.16 0.033 “ 4=2.88kmol / h = 138.27kg / hCH 349.16 0.018=6.28kmol/h =100kg/hC2H6 349.16 0.014=4.89 kmol / h = 146.6kg / hGf 349.16 901 *3=1.16kmol / h =51.2kg /hGHo 349.16 漢 0.004 斗 4=0.349kmol / h = 20.3kg

10、/ hGHo 349.16 0.005 亠 5=0.349kmol / h= 24.4kg / hCO 349.16 0.021=7.33kmol / h = 205.3kg / h H= 23.1 X 117.14 X 1000=- 2.706 X 106kJ/h H2= 92.9 X 26.07 X 1000= 2.422 X 106kJ/h H3= 150.0X 2.88X 1000= 0.432X106kJ/h H4= 118.2X 6.28X 1000= 0.742X106kJ/h H5= 168.4X 4.89X 1000= 0.823X106kJ/h H6= 221.8X 1.1

11、6X 1000= 0.257X106kJ/h H7= 280.5X 0.49X 1000= 0.099X106kJ/h6 H8= 102.5 X 7.33 X 1000= 0.751 X 10 kJ/h H9= 340.1 X 0.349 X 1000= 0.118 X 106kJ/h HM H+ H2+ H3+ H4+ H5+ H6+ H7+ H8+ H9=( 2.706 2.422 0.432 Rep二叮匸：20 0.742 0.823 0.257 0.099 0.751 0.118) X 106=-8.359 X 106kJ/h若熱損失取 H的5%則需由反應(yīng)段換熱裝置取出的熱量（即換熱裝

12、置的熱負(fù)荷）為：dpUmfRep=1000Q=8.359X 106x (1-0.05)=8 X 106kJ/h反應(yīng)段換熱裝置產(chǎn)生0.405Mpa的飽和蒸汽（飽和溫度為143C）,143 C飽和蒸汽焓 Hteam=2736kJ/kg143 C飽和水焓 HH2O=601.2kJ/kg則產(chǎn)生的蒸汽量 G=8.8X 106-（ 2736-601.2 ） =3747.4kg/h2.3操作氣速2.3.1最小流化速度計(jì)算當(dāng)流體流過顆粒床層的阻力等于床層顆粒重量時(shí)， 床層中的顆粒開始流動(dòng)起 來，此時(shí)流體的流速稱為起始流化速度， 記作Umf起始流化速度僅與流體和顆粒 的物性有關(guān)，其計(jì)算公式如下式所示： 對(duì)于的小

13、顆粒mf(1)對(duì)于的大顆粒1/2mfdp(Pp P)g 12 4. 6 j式中：dp為顆粒的平均粒徑；p， p分別為顆粒和氣體的密度；卩為氣體的粘度 假設(shè)顆粒的雷諾數(shù)Rep<20，將已知數(shù)據(jù)代入公式（1），mfdp(P<P)g6 10一521500 -0.549.811650 J1650 2.43 10一5校核雷諾數(shù):RepdpUmf'6 10-5 0.0013 0.542.43 10一5= 1.73 10： 20將Umf帶入弗魯?shù)聹?zhǔn)數(shù)公式作為判斷流化形式的依據(jù)散式流化FrmfV 0.13；聚式流化，F(xiàn)rmf > 0.13。代入已知數(shù)據(jù)求得mfU：fdpg20.001

14、326.0 10一5 9.81=0.0029根據(jù)判別式可知流化形式為散式流化2.3.2顆粒的帶出速度Ut床內(nèi)流體的速度等于顆粒在流體中的自由沉降速度 （即顆粒的重力等于流體 對(duì)顆粒的曳力）時(shí)，顆粒開始從床內(nèi)帶出，此時(shí)流體的速度成為顆粒的帶出速度 u其最大氣速不能超過床層最小顆粒的帶出速度 u，其計(jì)算公式如下式所示：當(dāng) Rep=pUt:0.4時(shí),mf2mfd gpg(3)18Jd UtP0.4<R= p /: 500當(dāng) ep J時(shí)1/3500時(shí),4I p - p Ip丿2g225甲t、2dp(4)3.1dP pgP( P丿1/ 2I(5)流化床正常操作時(shí)不希望夾帶，床內(nèi)的最大氣速不能超過床

15、層平均粒徑顆粒的 帶出速度Ut，因此用dp=60m計(jì)算帶出速度。代入已知數(shù)據(jù)求得Utf '4 P -PI P 225甲21/3(g2'=0.399m / s校核雷諾數(shù):Rep=0.532 (0.4 <Rep<500)2.3.3流化床操作氣速如上所述，已知顆粒的臨界流化速度Umf和催化劑的小顆粒的帶出Ut，對(duì)于 采用高流化速度，其流化數(shù)（流化數(shù)=氣體表觀速度/臨界流化速度）可以選著300-1000,本裝置設(shè)計(jì)使用流化數(shù)為1000,帶入計(jì)算U0=1000Umf =1000 0.0013=1.3m/s故本裝置的操作氣速為1.3m/s為防止副反應(yīng)的進(jìn)行，本流化床反應(yīng)器設(shè)計(jì)密

16、相和稀相兩段，現(xiàn)在分別對(duì)其直徑進(jìn)行核算。2.4床徑的確定2.4.1密相段直徑的確定即 6.9m3/s。根據(jù)公式DP 4VY nuo(6)Dt4 6.93.14x1.3=2.6m即流化床反應(yīng)器密相段的公稱直徑為 DN=2.6m2.4.2稀相段直徑的確定在該段反應(yīng)器中，擴(kuò)大反應(yīng)器的體積，可以減緩催化劑結(jié)焦, 應(yīng)的生產(chǎn)，本廠設(shè)計(jì)稀相段流化數(shù)為 700,計(jì)算過程如下：以及抑制副反U0=7OQUmf =700 0.0013 = 0.91m/s將流速帶入公式（6）中、4 &9=3.1m:3.14 0.91即流化床反應(yīng)器稀相段的公稱直徑為 DN=3.1m2.5流化床床高床高分為三個(gè)部分，即反應(yīng)段，擴(kuò)

17、大段，以及錐形段高度甲醇處理量為M=13.4t/h取質(zhì)量空速為2h-1，則催化劑的量為6.7噸。由催化劑的裝填密度為750kg/m3,所以靜床高度的確定Hmfm催化劑46700 4廠二2 二 1.7m考慮到床層內(nèi)部的內(nèi)部構(gòu)件，取靜床層高度為2.0m流化時(shí)的流化比取2,因此床層高度Hi=3Hmf=5.1m。擴(kuò)大段高度取擴(kuò)大段直徑的二分之一，H2=1.6m。反應(yīng)段與擴(kuò)大段之間的過渡部分過度角為120°由三角函數(shù)，過渡段高度(D -Dt tan30H3-0.22m2錐形段取錐底角為40°取錐高為H4=0.6m,其錐底直徑為1.2m。由此可得，流化床總高H=Hi+H2+H3+H4=

18、7.52m其長(zhǎng)徑比為7.52/2.6=3。2.6床層的壓降流化床在正常操作時(shí)具有恒定的壓降，其壓降計(jì)算公式為mgA6700 9.8127.9=2.38kpa2.7流化床壁厚流化床反應(yīng)器的操作溫度為 450攝氏度，操作壓力為0.12Mpa，設(shè)計(jì)溫度為 500攝氏度，設(shè)計(jì)壓力為0.2Mpa,由于溫度較高，因此選擇 0Cr18Ni9材料，該 種材料在設(shè)計(jì)溫度下的許用應(yīng)力為 100Mpa，流化床體采用雙面對(duì)接焊，局部無(wú) 損探傷，取流化床體焊接接頭系數(shù)為© =0.85壁厚的附加量取c=2mm。流化床td =pDi2 f ' - p0.2 滅 2600c 二2 100 0.85 0.22

19、 = 5mm考慮到流化床較高，風(fēng)載荷有一定影響，取反應(yīng)器的設(shè)計(jì)壁厚為6mm，流化床體的有效厚度為te=tn-C1-G2=3.4mm。筒體的應(yīng)力按下式進(jìn)行計(jì)算= 76.57Mpap D te0.22600 3.42te2 3.4許用應(yīng)力2 =100x0.85=85Mpa76.57Mpa應(yīng)力校核合格。td =對(duì)于擴(kuò)大段,pDj2- p0.2 31002 二 5.7mm2 100 0.85 -0.2考慮到擴(kuò)大段，過渡段壓力略有減小,并且擴(kuò)大段溫度較低，因此均選取擴(kuò)大段、過渡段壁厚為6mm錐形段階段為反應(yīng)氣體的預(yù)分布階段,未發(fā)生反應(yīng)，溫度較低直徑較小，因此壁厚更小，但為考慮選材與安裝的方便性，其壁厚也

20、選取為6mm2.8橢圓封頭由于反應(yīng)器壓力較低，封頭承壓不大，故選用應(yīng)用最為廣泛的橢圓形封頭, 設(shè)計(jì)壓力為0.15Mpa,設(shè)計(jì)溫度為500攝氏度，腐蝕裕量為2mm,封頭焊縫系數(shù)為0.85。封頭高度取1m。選擇材料為0Cr18Ni9材料，在設(shè)計(jì)溫度下，其許用應(yīng)力為 100Mpa。形狀系數(shù)為K=1.0封頭厚度按下式進(jìn)行計(jì)算丄KpD0.15X3100=2.7mmt =n0.5p2心00漢0.850.5 漢 0.15考慮到便于焊接，故選取封頭厚度為 6mm2.9裙座裙座的厚度按經(jīng)驗(yàn)選取為20mm,高度為1m。2.10水壓試驗(yàn)及其強(qiáng)度校核水壓試驗(yàn)的試驗(yàn)壓力有 pT=p+0.1=0.3Mpa, pT=1.2

21、5p=0.25Mpa,取兩者中大 值，即 pt=0.3Mpa。水壓試驗(yàn)時(shí)壁內(nèi)應(yīng)力pT ID tJ 0.32600 3.4“-120Mpa2tJ2 0.85 3.4Pt KD 0.5te 10.31 2600 0.5 3.4-120Mpa2te©2 疋 0.85 漢 3.4已知0Cr18Ni9材料在常溫下的屈服強(qiáng)度為 os=137Mpa，計(jì)算0.9 s=123.3Mpa可以知道水壓試驗(yàn)時(shí)筒體壁內(nèi)應(yīng)力小于0.9 s,水壓試驗(yàn)安全。2.11氣體分布器氣體分布器是流化床反應(yīng)器的一個(gè)重要的構(gòu)件，氣體分布器位于流化床底 部,支撐全部催化劑顆粒。其作用是將反應(yīng)氣體均勻地送入流化床，保證良好的起始流

22、化條件和穩(wěn)定操作狀態(tài)，其引發(fā)流花，維持床層顆粒連續(xù)運(yùn)動(dòng)和均勻分布 氣體的作用，主要裝置是氣體分布板。在本設(shè)計(jì)中的流化床中，氣體分布板選取側(cè)孔型，具體為側(cè)縫錐帽型，其形 式如下圖所示。(a)側(cè)縫式錐帽分布板(b)測(cè)孔式圖3-珂林連式分布坂在分布板上均勻的分布許多小孔和錐帽。 開孔率是指板上布孔的截面積與流 化床床層截面積之比，分布板的開孔率直接關(guān)系到流化質(zhì)量、床層壓降和過程操 作的穩(wěn)定性，開孔率過大， 分布板壓降就小，流化床操作穩(wěn)定性就差；但若開孔率過小，壓降過大，動(dòng)力消耗大，經(jīng)濟(jì)上不合理。因此有臨界開孔率，其計(jì)算 公式為經(jīng)驗(yàn)方法：開孔率半=0.1U口仆凹丿420 2=°01因此操作中

23、流化床的開孔率選擇為0.01分布板的壓降主要決定于開孔率，受到氣體引入和床層兩方面的影響， 分布板 壓降的計(jì)算式為=2.2kpa工 PU 20.54 漢 22二 Pd2=222g :2 9.81 0.01在流化床中，錐帽的排列要均勻，中間的錐帽正三角形排列，最外圈的用同 心圓排列，這樣可以消除等三角形排列造成錐帽與床壁距離不均的缺點(diǎn)。2.12旋風(fēng)分離器原理：1含塵氣體從圓筒上部長(zhǎng)方形切線進(jìn)口進(jìn)入，沿圓筒內(nèi)壁作旋轉(zhuǎn)流動(dòng)。2顆粒的離心力較大，被甩向外層，氣流在內(nèi)層。氣固得以分離。3在圓錐部分，旋轉(zhuǎn)半徑縮小而切向速度增大，氣流與顆粒作下螺旋運(yùn)動(dòng)。4在圓錐的底部附近，氣流轉(zhuǎn)為上升旋轉(zhuǎn)運(yùn)動(dòng)，最后由上部出

24、口管排出；5固相沿內(nèi)壁落入灰斗。旋風(fēng)分離器不適用于處理粘度較大，濕含量較高及腐蝕性較大的粉塵，氣量 運(yùn)動(dòng)部件，操作范圍廣，不受溫度、壓力限制，分離效率高。一般用于除去直徑 5um以上的塵粒，也可分離霧沫。對(duì)于直徑在 5um以下的煙塵，一般旋風(fēng)分離 器效率已不高，需用袋濾器或濕法捕集。其最大缺點(diǎn)是阻力大、易磨損。的波動(dòng)對(duì)除塵效果及設(shè)備阻力影響較大旋風(fēng)分離器結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉，無(wú)1 旋風(fēng)分離器的坐標(biāo)系氣流在旋風(fēng)分離器內(nèi)的流動(dòng)情況和分離機(jī)理均非常復(fù)雜，因此影響旋風(fēng)分離 器性能的因素較多，其中最重要的是物系性質(zhì)及操作條件。 一般說來，顆粒密度 大、粒徑大、進(jìn)口氣速度高及粉塵濃度高等情況均有利于分離。如

25、含塵濃度高則有利于顆粒的聚結(jié)，可以提高效率，而且可以抑制氣體渦流，從而使阻力下降， 所以較高的含塵濃度對(duì)壓力降與效率兩個(gè)方面都是有利的。但有些因素對(duì)這兩方面的影響是相互矛盾的，如進(jìn)口氣速稍高有利于分離，但過高則導(dǎo)致渦流加劇， 增大壓力降也不利于分離。因此，旋風(fēng)分離器的進(jìn)口氣速在1025m/s范圍內(nèi)為 宜。氣量波動(dòng)對(duì)除塵效果及壓力降影響明顯。本設(shè)計(jì)取比=20m/s。二 30bh、Dd2 . L H 'D3DDb ,h ,d 丄二 D,H =2D55230D3D DD5 5.8.3,（與、D 2D2;得 D=0.80m由 cv=bhUj , cv =1.5 m3 / s , ui =20m

26、/s,在流化床頂部，為防止小粒徑催化劑顆粒隨氣體被帶出，故在流化床擴(kuò)大段設(shè)立二級(jí)旋風(fēng)分離器，根據(jù)旋風(fēng)分離器的規(guī)格，選用CLG型旋風(fēng)分離器，其中一級(jí)旋風(fēng)分離器的直徑為800mm二級(jí)旋風(fēng)分離器的直徑為600mm旋風(fēng)分離器的布置和結(jié)構(gòu)：一級(jí)旋風(fēng)分離器的料腿下伸到床底部，下料腿端部安裝錐形堵頭，使催化劑能夠隨自下而上的氣流進(jìn)入下料管內(nèi)。 二級(jí)旋風(fēng)分離器下料腿置入床層稀相區(qū)，下料腿端部安裝擋風(fēng)帽和翼閥。2.13換熱器蛇管式換熱器是由金屬或非金屬管子，按需要彎曲成所需的形狀，如 圓形、螺旋形和長(zhǎng)的蛇形管。它是最早出現(xiàn)的一種換熱設(shè)備，具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn) 單和操作方便等優(yōu)點(diǎn)。按使用狀態(tài)不同，蛇管式換熱器又可分為沉浸式

27、蛇 管和噴淋式蛇管兩種。a.沉浸式蛇管如圖所示蛇管多以金屬管子彎繞而成，或由彎頭、管件和直管連接組成，也可 制成適合不同設(shè)備形狀要求的蛇管。使用時(shí)沉浸在盛有被加熱或被冷卻介 質(zhì)的容器中，兩種流體分別在管內(nèi)、外進(jìn)行換熱。它的特點(diǎn)：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單， 造價(jià)低廉，操作敏感性較小，管子可承受較大的流體介質(zhì)壓力。但是，由 于管外流體的了流速很小，因而傳熱系數(shù)小，傳熱效率低，需要的傳熱面 積大，設(shè)備顯得笨重。沉浸式蛇管換熱器常用于高壓流體的冷卻，以及反 應(yīng)器的傳熱元件。b.噴淋式蛇管換熱器如圖所示i U#i l-+«將蛇管成排的固定在鋼架上，被冷卻的流體在管內(nèi)流動(dòng)，冷卻水由管 排上方的噴淋裝置均勻淋下。

28、與沉浸式相比較，噴淋式蛇管換熱器主要優(yōu) 點(diǎn)是管外流體的傳熱系數(shù)大，且便于檢修和清洗。其缺點(diǎn)是體積龐大，冷 卻水用量較大，有時(shí)噴淋效果不夠理想。1選用適當(dāng)?shù)膫鳠嵯禂?shù)方程流體流過蛇管的傳熱系數(shù)可用直管方程的修正形式進(jìn)行計(jì)算。直列管中的計(jì)算方程應(yīng)乘以因子1 3.5Dj /Dc，式中Di為蛇管內(nèi)徑，而Dc為螺旋直徑。此外，對(duì)層流，應(yīng)用(Dc/Di)1/6項(xiàng)代替(L/D)1/3。湍流所 需的雷諾數(shù)為 21001 12(Di / Dc)1/2。2. 計(jì)算最小湍流雷諾數(shù)現(xiàn)有(DG/'i 尸 2 1 001Di1D( 1/：/，Di=0.°48m, Dc =2.00m所以(DG/ J)min

29、 =60043. 計(jì)算h1z526.3W/(m2)(K)1.86 4.295 4346.5(1 3.5 0.048/2)(4.295/6847)2 / (6004) 2(2"/ 0.048)T2= 307Ls二 DiQ =2490.03 2258 4.183 18012450.13 64.7 1101 180產(chǎn)2.48 106kJ查的飽和水：c=比熱容=4.295kJ /(kg)(K) ； k=熱導(dǎo)率=6847W/(m)(K)；2= 526.3W/(m )(K)1.86 4.295 4346.5(13.5 0.048/2)2/32/31/6(4.295/6847)(6004)(2/0

30、.048)由 Q = KSJ：t = - =307 , k=h=526.3W/ (m )(K),汀2Q=9.279 X 106kJ/h，得 S=57.43m2 所以 =380.00m兀Dj2.14主反應(yīng)器設(shè)計(jì)結(jié)果主反應(yīng)器最終設(shè)計(jì)結(jié)果如下：表i-i反應(yīng)器設(shè)計(jì)表項(xiàng)目名稱流化床反應(yīng)器操作介質(zhì)甲醇和水混合氣，Sr-SAPO-34操作流量m3/h24829.3操作壓力MPa0.12操作溫度C450密相段氣速m/s1.3密相段直徑 m2.6密相段高度m5.1稀相段氣速m/s0.91稀相段直徑m3.1稀相段高度m1.6過渡段高度m0.22錐形段m0.6裙座m1三配套設(shè)施3.1泵的選型當(dāng)離心泵啟動(dòng)后，泵軸帶動(dòng)

31、葉輪一起作高速旋轉(zhuǎn)運(yùn)動(dòng)，迫使預(yù)先充灌在葉 片間液體旋轉(zhuǎn)，在慣性離心力的作用下，液體自葉輪中心向外周作徑向運(yùn)動(dòng)。 液 體在流經(jīng)葉輪的運(yùn)動(dòng)過程獲得了能量， 靜壓能增高，流速增大。當(dāng)液體離開葉輪 進(jìn)入泵殼后，由于殼內(nèi)流道逐漸擴(kuò)大而減速，部分動(dòng)能轉(zhuǎn)化為靜壓能，最后沿切 向流入排出管路。所以蝸形泵殼不僅是匯集由葉輪流出液體的部件， 而且又是一 個(gè)轉(zhuǎn)能裝置。當(dāng)液體自葉輪中心甩向外周的同時(shí)， 葉輪中心形成低壓區(qū)，在貯槽 液面與葉輪中心總勢(shì)能差的作用下，致使液體被吸進(jìn)葉輪中心。依靠葉輪的不斷 運(yùn)轉(zhuǎn)，液體便連續(xù)地被吸入和排出。液體在離心泵中獲得的機(jī)械能量最終表現(xiàn)為 靜壓能的提高。離心泵的基本部件是高速旋轉(zhuǎn)的葉輪

32、和固定的蝸牛形泵殼，導(dǎo)輪以及防止泄 露的軸封裝置。 葉輪是離心泵的關(guān)鍵部件。葉輪直接對(duì)泵內(nèi)液體做功的部件， 為離心泵的供能裝置。具有若干個(gè)（通常為412個(gè)）后彎葉片的葉輪緊固于泵 軸上，并隨泵軸由電機(jī)驅(qū)動(dòng)作高速旋轉(zhuǎn)。 泵殼就是泵體的外殼，它包圍旋轉(zhuǎn)的葉 輪。泵殼中央的吸入口與吸入管路相連接， 吸入管路的底部裝有單向底閥。為了 減少離開葉輪的液體直接進(jìn)入泵殼時(shí)因沖擊而引起的能量損失，在葉輪與泵殼之間有時(shí)裝置一個(gè)固定不動(dòng)而帶有葉片的導(dǎo)輪。泵殼側(cè)旁的排出口與裝有調(diào)節(jié)閥門 的排出管路相連接。由于泵軸轉(zhuǎn)動(dòng)而泵殼固定不動(dòng)，在軸和泵殼的接觸處必然有 一定間隙。為避免泵內(nèi)高壓液體沿間隙漏出，或防止外界空氣從相

33、反方向進(jìn)入泵 內(nèi)，必須設(shè)置軸封裝置。離心泵的分類很多，它是依據(jù)不同的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)而劃分的。 按工作葉輪數(shù)目分 為單級(jí)泵和多級(jí)泵，按工作壓力分為低壓泵、中壓泵、高壓泵，按葉輪進(jìn)水方 式分為單側(cè)進(jìn)水式泵和雙側(cè)進(jìn)水式泵，按泵殼結(jié)合縫形式分為水平中開式泵和垂 直結(jié)合面泵，按泵軸位置來分類臥式泵和立式泵， 按葉輪出來的水引向壓出室的 方式分為蝸殼泵和導(dǎo)葉泵。平時(shí)我們說某臺(tái)水泵屬于多級(jí)泵，是指葉輪多少來 講的。根據(jù)其它結(jié)構(gòu)特征，它又有可能是臥式泵、垂直結(jié)合面泵、導(dǎo)葉式泵、高 壓泵、單面進(jìn)水式泵等。所選型以依據(jù)不同，叫法就不一樣。另外，根據(jù)用途也 可進(jìn)行分類，如油泵、水泵、凝結(jié)水泵、排灰泵、循環(huán)水泵等。1、供輸

34、送清水及物理化學(xué)性質(zhì)類似于清水的其他液體之用，適用于工業(yè)和 城市給排水、高層建筑增壓送水、園林噴灌、消防增壓、遠(yuǎn)距離輸送、暖通制冷 循環(huán)、浴室等冷暖水循環(huán)增壓及設(shè)備配套，使用溫度Tv 80C。 2、立式熱水（高溫）循環(huán)管道泵廣泛適用于：能源、冶金、化工、紡織、造紙、以及賓館飯 店等鍋爐高溫?zé)崴鰤貉h(huán)輸送及城市采暖系統(tǒng)循環(huán)用泵，熱水型使用溫度Tv120C，高溫型使用溫度Tv 240Eo 3、不銹鋼化工管道泵，供輸送不含固體 顆粒，具有腐蝕性，粘度類似于水的液體，適用于石油、化工、冶金、電力、造 紙、食品制藥和合成纖維等部門，使用溫度為 -20 E 120 Eo 4、管道油泵 型，供輸送汽油、煤

35、油、柴油等石油產(chǎn)品，被輸送介質(zhì)溫度為-20 E + 120 E離心泵選型原則，合理選泵，就是要綜合考慮泵機(jī)組和泵站的投資和運(yùn)行費(fèi) 用等綜合性的技術(shù)經(jīng)濟(jì)指標(biāo)，使之符合經(jīng)濟(jì)、安全、適用的原則。具體來說，有 以下幾個(gè)方面：1、使所選泵的型式和性能符合裝置流量、揚(yáng)程、壓力、溫度、 汽蝕流量、吸程等工藝參數(shù)的要求。2、機(jī)械方面可靠性高、噪聲低、振動(dòng)小 3、 經(jīng)濟(jì)上要綜合考慮到設(shè)備費(fèi)、運(yùn)轉(zhuǎn)費(fèi)、維修費(fèi)和管理費(fèi)的總成本最低。4、離心泵具有轉(zhuǎn)速高、體積小、重量輕、效率高、流量大、結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、輸液無(wú)脈動(dòng)、性 能平穩(wěn)、容易操作和維修方便等特點(diǎn)。因此除以下情況外，應(yīng)盡可能選用離心泵：有計(jì)量要求時(shí)，選用計(jì)量泵揚(yáng)程要求很高

36、，流量很小且無(wú)合適小流量高揚(yáng)程離心 泵可選用時(shí)，可選用往復(fù)泵，如汽蝕要求不高時(shí)也可選用旋渦泵。揚(yáng)程很低，流 量很大時(shí)，可選用軸流泵和混流泵。介質(zhì)粘度較大（大于 6501000mm2/S時(shí)， 可考慮選用轉(zhuǎn)子泵或往復(fù)泵（齒輪泵、螺桿泵）介質(zhì)含氣量75%流量較小且粘度小于37。4mm2/s時(shí)，可選用旋渦泵。對(duì)啟動(dòng)頻繁或灌泵不便的場(chǎng)合，應(yīng)選用 具有自吸性能的泵，如自吸式離心泵、自吸式旋渦泵、氣動(dòng)（電動(dòng)）隔膜泵。離心泵的選型依據(jù)離心泵的選型依據(jù)離心泵的選型依據(jù)離心泵的選型依據(jù) 泵選型依據(jù)，應(yīng)根據(jù)工藝流程，給排水要求，從五個(gè)方面加以考慮，既液體輸送 量、裝置揚(yáng)程、液體性質(zhì)、管路布置以及操作運(yùn)轉(zhuǎn)條件等1、流量是選泵的重要性能數(shù)據(jù)之