立式搅拌反应釜设计.pdf

1 立式搅拌反应釜工艺设计 1. 推荐的设计程序 1.1 工艺设计 1、做出流程简图； 2、计算反应器体积； 3、确定反应器直径和高度； 4、选择搅拌器型式和规格； 5、按生产任务计算换热量； 6、选定载热体并计算K 值； 7、计算传热面积； 8、计算传热装置的工艺尺寸； 9、计算搅拌轴功率； 1.2 绘制反应釜工艺尺寸图 1.3 编写设计说明书 2. 釜式反应器的工艺设计 2.1 反应釜体积的计算 2.1.1 间歇釜式反应器 Va=VR（2-1） VD=Fv(t+t0) （2-2） 式中Va反应器的体积，m 3； VR 反应器的有效体积，m 3。 VD每天需要处理物料的体积，m 3。 Fv平均每小时需处理的物料体积，m 3 h； t0非反应时间，h； t 反应时间， h； A x RA A A Vr dx nt 0 0 （2-3） 等温等容情况下 Ax A A A r dx Ct 0 0 （2-4） 2 对于零级反应 A A x k C t 0 （2-5） 对一级反应 A xk t 1 1 ln 1 （2-6） 对二级反应2AP；A+B P（CA0=CB0） AA A xkC x t 10 0 （2-7） 对二级反应A+B P A B AB x x CCk t 1 1 ln 1 00 （2-8） 装料系数，一般为0 40 85，具体数值可按下列情况确定： 不带搅拌或搅拌缓慢的反应釜0 80 85； 带搅拌的反应釜0 70 8； 易起泡沫和在沸腾下操作的设备0 40 6。 2.2 反应器直径和高度的计算 在已知搅拌器的操作容积后，首先要选择罐体适宜的长径比(H/D) ，以确定罐体直径和 高度。长径比的确定通常采用经验值，即2-1 表 2-1 罐体长径比经验表 种类罐体物料类型H/Di 一般搅拌罐液固或液 液相物料11.3 气液相物料12 发酵罐类1.72.5 在确定了长径比和装料系数之后，先忽略罐底容积，此时 i ii D H DHDV 32 44 （2-9） 选择合适的高径比，将上式计算结果圆整成标准直径。椭圆封头选择标准件，其内径与筒体 内径相同。可参照化工设备机械基础课程设计指导书的附录查找。通过式（2-10）得出 罐体高度。 4 2 i D VV H 封 （2-10） 其中V封 封头容积， m 3 3 2.3 搅拌器的选择 搅拌器的作用是使釜内物料混合均匀。搅拌器的类型很多，分为：推进式、桨式、涡轮 式、锚式、框式、螺杆式、螺带式等，搅拌器选型时，主要考虑： （ 1）保证从反应器壁或浸入式热交换装置到反应混合物能有高的给热系数。 （ 2）具有显著的搅拌效果，特别是对多相反应。 （ 3）搅拌所消耗的能量应尽可能小。 搅拌器尺寸与转速的大小与搅拌目的及被搅拌物料的物性有关。例如，均相液相的混 合与固体的溶解对转速的要求较低。而非均相液体的乳化或气相的分散则要求较高的转速。 对黏度小的液体，搅拌器的作用范围较大，可用较小直径的搅拌叶。液体的黏度很高时，则 搅拌器的有效作用范围变小，需要较大的搅拌器。 对于要不断清除釜壁上析出的固体物料时， 则需要采用直径接近釜体内径的锚式搅拌器。搅拌器结构的确定按标准构型搅拌装置考虑。 表 2-2 搅拌器型式选择 搅拌器型式 涡轮式浆式推进式折叶开启涡轮式锚式螺杆式螺带式 流动 状态 对流循环 湍流扩散 剪切流 搅拌 目的 低黏度液体 混合 高黏度液体 混合及传热 分散 溶解 固体悬浮 气体吸收 结晶 传热 液相反应 搅拌设备容量（m3）1100 1200 11000 11000 1100 150 150 转速 (转/分钟 ) 10300 10300 100500 10300 1100 0.550 0.550 最高黏度 Pa · s 50 2 50 50 100 100 100 2.4 搅拌器转速的确定 搅拌速的确定根据经验确定，表2-3 列举了常用类型搅拌器的尺寸范围与转速范围。 若物料粘度不是太高，通常转速在80120 转/分。 4 表 2-3 几种常用类型就搅拌器的尺寸范围与转速范围 类型主要尺寸范围转速范围（ r/min）备注 浆式D/T=1/22/3 ；D/W=410 D/T=1/31/2 ；D/W=410 Z=24 2060 60120 T：釜内径 D：搅拌器直径 L：搅拌器叶长 Z：搅拌器叶数 W：搅拌器宽度 S：叶轮间距 C：搅拌器边缘与 釜壁间距 推进式D/T=1/22/3 ，S/D=1 Z=23 200800 涡轮式开式： D/T=1/52/5 ；D/W=58 圆盘式： D:L:W=20:5:4 Z=6 200550 框式 （锚式） C/T=1/202/25 D/T=2/39/10 10 4 53 2 DNKP （2-16） （2）对无挡板而Re300 的搅拌系统，不能忽略重力影响时，须用式2-11， 其中 Relg y（2-17） K1、K2值及 、值可由表 2-4 和表 2-5 上查得。 表 2-4 搅拌器的K1和 K2值 搅拌器K1K2搅拌器K1K2 螺旋桨式，三叶片螺距 =D 41.0 0.32 双叶单平桨式D/W=4 43.0 2.25 螺距 =2D 43.5 1.00 =6 36.5 1.60 涡轮式，四个平片70.0 4.50 =8 33.0 1.15 六个平片 71.0 6.10 四叶双平桨式D/W=6 49.0 2.75 六个弯片 70.0 4.80 六叶三平桨式D/W=6 71.0 3.82 扇形涡轮70.0 1.65 表 2-5 Re300 时搅拌器的和值 形 式螺旋桨式涡轮式六个平片 D/T 0.48 0.37 0.33 0.30 0.20 0.30 0.33 2.6 2.3 2.1 1.7 0 1.0 1.0 18.0 18.0 18.0 18.0 18.0 40.0 40.0 当搅拌器的形式在文献上查不到功率曲线；可根据搅拌器的形状因子对构型相近的搅拌 器的功率曲线加以校正，估算出该装置的功率值。 6 （1） 叶轮直径与器径比 对径向流叶轮（平桨、涡轮），湍流态下： 2. 1 T D N p （2-18） 对轴向流叶轮，湍流态下： 9. 0 T D N p （2-19） 其中T 容器直径。 （2） 叶片宽度 W、叶片数目nb . 叶片宽度 W 对平桨和涡轮： 4. 03 .0 D W Np（2-20） 对六叶片盘式涡轮：W/D=0.2 0.5 时 67. 0 D W N p （2-21） . 涡轮 nb的影响： 湍流搅拌： 495.0 bp nN（2-22） 层流搅拌： 327. 0 bp nN（2-23） 以六叶片涡轮为基准： 8. 07. 0 6 b p n N（2-24） 其中： nb叶片数目 随叶片数目的减少，平叶片涡轮的排液量降低，而弯叶片涡轮排液量降低不多，但功率 消耗降低。 在层流时弯叶片涡轮与平直叶片涡轮的功率消耗相同，但在湍流时弯叶片的功率 消耗低于平直叶片。 （3）叶层深度H 6.0 T H Np（2-25） 对高粘度液体上式的指数近似于0，功率消耗与液深无关。 （4）对低、中粘度液体，叶轮安装高度Hj对功率无影响；对高粘度液体，叶轮近液面 （Hj=0.9T ）时功率消耗低，反之高。 （5）各种涡轮其叶轮间距距离S 对功率输入的影响见精细化工过程及设备（濮存 恬，化学工业出版社，2005）。 2.5.2 非均相液 -液体系 对于非均相的液-液体系，由于两相的存在，其物性与均相体系是不相同的。在计算其 7 搅拌功率时， 须先求出两相的平均密度和平均黏度，再用均相液体体系搅拌功率的计算方法 和计算公式来求取液-液非均相体系的搅拌功率。 平均密度的计算： cd 1（2-26） d ：分散相的密度 c ：连续相的密度 ：分散相的体积分率 平均黏度的计算 （1）两相液体黏度较低时 )1( cd （2-27） d ：分散相黏度 c：分散相黏度 （2）两相液体黏度较高时 cd cd c 4.0 5 .21（2-28） （3）对于常见的水和有机溶剂体系，当水的体积分率在40%以上时 ow oo w w 6 1（2-29） 当水的体积分率在40%以下时 ow ww o o 5. 1 1（2-30） w：水相的黏度 o：有机溶剂的黏度 w：水相的体积分率 o：有机溶剂的体积分率 8 2.5.3 固-液非均相体系的搅拌功率 对于固相含量不大，能形成均一的悬浮状态的固-液体系，在计算器搅拌功率时，可以应用 平均黏度和平均密度，按照均相液体的计算方法和计算公式求得。 （1）平均密度的计算 cd 1（2-31） 其中固相为分散相 （2）平均黏度的计算 当1 时， 5.21（2-32） 当1时， 5 .41（2-33） ：液体相的黏度 ：固体相与液体相的溶积比 2.5.4 气-液非均相体系的搅拌功率 气液体系的搅拌功率比单纯液体的搅拌功率低，其降低的程度与桨叶附近的气泡分散状态有 关，用无因此的通气系数Na 表示浆叶附近的气泡分散程度。 3 nd Q N a a （2-34） Qa：通气速率 m 3/s 在实际求取气液体系的搅拌功率 sg P时，须按照通气时的操作条件计算单纯液体的搅拌功率 s P，再根据 a N由图或者公式（2-35）求取 sg P 。（左识之，精细化工反应器及车间工艺设 计， P123） 3 96.1 2 115. 0 2 38.4 192log nd Q g dnnd D d P P g D d s sg （2-35） 9 2.5.5 锚式和框式搅拌器功率的计算 锚式和框式搅拌器功率的计算可以采用永田进治式。 2 .1 35. 0 66. 03 66. 03 sin Re2.310 Re2.110 Re D Bp p D h s s B s A N（2-36） 1856.067014 2 D d D B A（2-37） D d D B B 14.15 .043 .1 2 10（2-38） 42 75.05 .241.1 D B D d D B p（2-39） B：叶片宽度 ：浆叶平面与叶轮旋转平面之间的夹角。 当高黏度下操作，Res 很小，永田进治公式右边第二项可以忽略，可以使用式 s A Np Re （2-40） 当9 .0 D d 时，仍用式（ 2-37）计算A 当9.0 D d 时，可用式（ 2-41）计算 2 1 2 82 dD D A（2-41） 2.6 电动机功率的确定 在求算电动机功率时，可用下式表示： miis PqmP P 1 电机 （2-42） Ps稳定条件下，搅拌器在不带附属装置的容器内运转的功率，W； mi同一种附件的个数； qi每一种附件的功率增加率。 Pm填料函内的摩擦消耗功率，其值取决于填料函的结构； 传动装置的机械效率。 10 表 2-6 各种附件的功率增加率q 设备附件的名称推进式桨式涡轮式框式 压料管0.10 0.20 0.20 0.20 温度计管或浮球液位计0.05 0.10 0.10 0.10 两根中心角大于90o的垂直管0.15 0.30 0.30 0.30 沿器壁布置的螺旋状蛇管0.20 直径为容器直径0 0330 54 倍布置在器底 的螺旋状蛇管 2.53.0 固定推进器导流筒的零件0.05 （1）填料函的摩擦功率Pm 对于填料密封，其摩擦损失功率可取为搅拌功率的10%，但不能小于373W；对于机械 密封，其摩擦功率约为填料密封的10%15%。 （2）机械传动效率 电动机通过各种传动装置将能量传给搅拌器时，由于摩擦作用，必定消耗一部分能量。 其传动装置的机械效率可参见精细化工反应过程与设备（张晓娟， 中国石化出版社， 2008； 第 77 页） 2.7 反应釜的热量衡算 热量衡算按照能量守恒定律，传热设备的热量衡算由下式计算： 654321 QQQQQQ （2-43） 其中， Q1物料带入设备的热量， kJ Q2加热剂或者冷却剂传递的热量（加热剂加入热量为“ +”， 冷却剂吸收热量为“”） ， kJ Q3过程的热效应(放热为 “ +”，吸热为 “”，与热焓符号正好相反)，kJ Q4离开设备物料带走的热量，kJ Q5设备各部件所消耗的热量，kJ Q6设备的热损失，kJ 要计算传热设备的热负荷，就是要求出其中Q2的值。以下分别计算各部分的热量。一般以 进料温度作为基准计算比较方便。 041 ttcGQQ pii （2-44） Q5和 Q6是在反应过程中热量的损失，在工业上一般估计 Q5+Q6=15% Q2 2.7.1 过程热效应的计算 Q3=Qr+Qp（2-45） Qr化学反应热效应，kJ Qp物理过程热效应，kJ 11 0 1000 r A A r q M G Q（2-46） 0 r q标准化学反应热，kJ/mol GA参加化学反应的A 的质量， kg MAA 的分子量 不管是间歇式反应器还是连续式反应器，在计算传热面积的热负荷以及加热剂或者冷却 剂的量时，必须以小时作基准。 在精细化工生产过程中经常遇到组分混合、稀释和浓缩问题，这些过程往往有热效应产 生。一般物质水溶液浓度变化时，其热效应的数值不大，可忽略不计。但是强酸、强碱类物 质水溶液浓度变化时热效应较大，必须计入。其热效应可以是正的（放热），也可以是负的 （吸热） 。其热效应可通过积分熔解热或者无限稀释热计算浓度变化热。物质的积分熔解热 和无限稀释热数值可以从相关化工手册中获得，也可以通过有关公式或者图表获得。 2.8 总传热系数 K 的确定 反应器是进行化学反应的设备，化学反应过程常伴有放热或者吸热反应，为了维持最 佳的反应温度， 反应器中必须设置传热装置。一般的搅拌釜是在釜体的内部或外部设置供加 热或冷却用的传热装置，通常为釜体外部夹套或釜内蛇管。 2.8.1 夹套传热装置 夹套一般由普通碳钢制备，它是套在反应器筒外能形成密封空间的容器，既简单又方 便。为了强化传热， 在夹套内常采用螺旋导流板。夹套筒器身的间距视容器公称直径的大小 采用不同的数值，一般为25100 mm。夹套的高度取决于工艺要求的传热面积，但一般不 能低于料液的高度，应比液面高度高出50100 mm ，以保证传热。通常加套内的压力不能 超过 1000 kPa，夹套传热的优点是结构简单，耐腐蚀，适应性强。但是传热效率不太高。 计算 K 值的基准面积， 习惯上常用设备的外表面积Ao，当 Ao/Ai 1 m/s 载热体流速 50冷却剂0.0002 井水0.0004 0.0004 盐溶液0.0002 河水0.00060.0008 0.00040.0006 锅炉燃料0.001 硬水0.001 0.001 机油0.0002 蒸馏水0.0001 0.0001 植物油0.0006 软化水0.0002 0.0002 （2）给热系数的确定 ?. 釜侧的传热膜系数 可采用如下的关联式求取。 c s ba PrResJ D 锅 （2-48） D 锅的直径， m 流体的导热系数，W/（m · K） n搅拌转速， s -1 d搅拌浆直径，m 流体密度， kg/m 3 ， s流体及其器壁上的黏度 Pa· s 2 Re nd （2-49） p c Pr（2-50） 常数 J、a、b、c 的值与搅拌器型式、Res的范围、锅内有无挡板、反应锅几何形状等因 素有关。见表2-8。 表 2-8 公式 2-32 的常数值 搅拌器形式Res 值范围挡板J a b c 浆式3004x10 5 无0.36 0.67 0.33 0.14 20400 有或者无0.415 0.67 0.33 0.24 涡轮400 有或无 有 0.54 0.74 0.67 0.67 0.33 0.33 0.14 0.14 推进式200400 有0.73 0.65 0.33 0.24 无0.54 0.67 0.25 0.14 锚式30300 无1.00 0.50 0.33 0.13 3004000 无0.38 0.67 0.33 0.13 13 .夹套内的传热膜系数 如夹套内走的是蒸汽，由于釜侧(反应区侧 )的传热膜系数往往较小，因此蒸汽冷凝的传 热膜系数取=60009000W/m 2·K，对整个的传热系数不至于有多大的误差。 如果夹套内通的是冷水，则可采用如下的关联式： Re3600 时： 0.2 e 8.0 d u 9300 夹 W/(m 2·K) （2-52） 2.8.2 蛇管为传热装置 当需要的传热面加较大，而夹套传热不能满足要求时，或者壳体内衬有橡胶、耐火砖 等隔热材料而不能采用夹套传热时，可采用蛇管传热。蛇管沉浸在物料中，热量损失小，传 热效果好。蛇管过长时，管内流体阻力大，能量消耗多，因此蛇管不能过长，蛇管的直径一 般为 2570 mm 的管子。 z R 11 1 蛇管 蛇管 管内管外 K（2-53） ?. 管外壁给热系数 A. 平桨式搅拌器，无挡板，Res=3004x10 5 时 14. 0 33.062.0 PrRe87.0 D s 管外 （2-54） B. 涡轮式搅拌器，无挡板，Res=3003x10 5 时 14. 0 33. 062.0 PrRe01.1 D s 管外 （2-55） C. 涡轮式搅拌器，有挡板，Res=4001.5x10 6 时 m s D d D d 5. 0 0 1.0 37.067.00 PrRe17.0 d 管外 （2-56） 其中， 2. 0 9810 7. 0m d0- 蛇管外径， m；d - 搅拌器直径，m。 . 蛇管内侧给热系数 Re10000 时， 直管管内 c t d d 5. 31（2-57） 14 14. 0 33. 08.0 PrRe027.0 d w e直管 （2-58） De- 当量直径， m；dt- 蛇管内径， m；d c- 蛇管圈直径，m； - 流体在主体温度下的黏度，Pa·s；w- 流体在壁温下的黏度，Pa·s。 Re2100 时， 14.033. 0 PrRe86.1 w ee L dd （2-59） L- 蛇管长度， m 2100Re10000 时，可用表2-41 式计算 Nu，在乘上一个系数，的值如表2-11 所示 表 2-9 校正系数 Re 2300 3000 4000 5000 6000 7000 8000 0.45 0.66 0.82 0.88 0.93 0.96 0.99 2.9 载热体的消耗量和传热面积的计算 2.9.1 载热体的消耗量 要达到等温操作，则载热体带出热量应等于热量衡算式中的Q2 对于间歇釜式反应器，在进行热量衡算时是以每天处理的物料量为基准，在计算传热 面积时是以小时为基准。 ttc Q G p进出 t 2 （2-60） cp- 载热体的热容，kJ/(kg· ) - 每天生产的次数，t- 反应时间， h 2.9.2 传热面积的计算 对于间歇釜式反应器，在进行热量衡算时是以每天处理的物料量为基准，在计算传热 面积时是以小时为基准。 t Q q 2 2 （2-61） 传热面积可按下式计算： m tK q F 2 （2-62） 2.10 夹套直径 Dj及高度 Hj计算 夹套类型有整体夹套、半圆管夹套、 型钢夹套和蜂窝夹套。通常整体夹套的压力不能超 过 1MP，否则将会因罐体及夹套壁厚太大，增加制造的困难。当反应器直径较大或采用的 15 传热介质压力较高时，可采用后三种类型，这样不但能提高传热介质的流速，改善传热效果， 而且能提高筒体承受内、外压的强度和刚度，各种夹套的使用范围见下表： 表 2-10 几种夹套的使用范围 夹套类型温度， 0C 压力 MPa 整体夹套350 0 6 半圆管夹套280 1 06 4 型钢夹套225 0 62 5 蜂窝夹套250 2 54 0 常用的整体夹套结构类型有四种，如图2-1 所示。其中a型仅圆筒的一部分有夹套，用 在需加热面积不大的场合。b 型为圆筒的一部分和下封头包有夹套，是最常用的典型结构。 c 型是考虑到筒体受外压时为了减小筒体的计算长度，或者为了实现分段控制而采用分段 夹套。 d 型为全包式夹套，与前三种比较，有最大传热面积。 图 2-1 整体夹套型式 2.10.1 夹套直径 Dj 的计算 Dj可根据罐体内径按表 2-11 推荐的数据选取。夹套风头根据夹套直径及所选封头形式 按标准选取。 表 2-11 夹套直径Dj与罐体直径Dj的关系（ mm） Di 500600 7001800 20003000 DjDi+50 Di+100 Di+200 2.10.2 夹套高度 Hj的计算 主要决定于传热面积Ah的要求，且一般不低于液面高度，以保证充分传热。此时可按 下式估算： 1m V 封头 VV H a j （2-63） Va工艺计算给定容积，m 3 16 V 封头罐体下封头容积， m 3 V1m1m 高筒体容积，m 3 装料系数，可取0.60.85 按计算的夹套高度，校核传热面积，如果不符合要求，需选择其它形式的传热装置。 FF 封筒 F 2.11 蛇管长度及盘管直径的计算 当需要的传热面积较大时，夹套不能满足要求时，可采用蛇管传热。密集排列的蛇管沉 浸在物料中，热量损失小，传热效果好，同时还能起到导流筒的效果，强化搅拌程度，但检 修比较麻烦。搅拌釜内装有蛇管的结构图如图2-2 所示。 图 2-2 装有蛇管的搅拌釜图 尺寸设置： 1458.003125. 0 0 I D d （d0为蛇管外径） 7.0 T c D D 15.0 T C D H 65.0 T C D Z 0 .40 .2 0 0 d dp （p 为节距； d0为蛇管外径） 蛇管允许的操作温度范围为-30+280，公称压力系列0.4、0.6、1.0、1.6MPa。蛇管长 度不宜过大， 否则会因凝液积聚而降低传热效果，从长蛇管中排出蒸汽所夹带的惰性气体也 很困难。当蛇馆内通蒸汽加热时，蛇管的管长与管径的比值可参考表2-12。 17 表 2-12 蛇管的长度与管径之比值 蒸汽压力， MPa 0.045 0.125 0.20 0.30 0.50 管长与管径 最大比值 100 150 200 225 275 参考文献 1 谭盈科，搅拌槽内装有蛇管的加热和冷却，广东化工，1981，02：16-20 2 聂清德，化工设备设计，北京：化学工业出版社，1993 3 濮存恬，精细化工过程及设备，北京：化学工业出版社，2005 4 张晓娟，精细化工反应过程与设备，北京：中国石化出版社，2008 5 左识之，徐金保，廖道华，精细化工反应器及车间工艺设计，上海：华东理工大学出版 社， 1996 6 蔡纪宁，张秋翔，化工设备机械基础课程设计指导书，北京：中国石化出版社，2000 7 立式搅拌反应釜设计， http:/www.cdpc.edu.cn/jpkc/huagongyuanli/shijian/index3/sheji/3.htm，2009-9-20