立式搅拌反应釜设计.docx

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立式搅拌反应釜设计

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/φ（2-1）

VD=Fv（t+t0）（2-2）

式中Va—反应器的体积，m3；

VR—反应器的有效体积，m3。

VD—每天需要处理物料的体积，m3。

Fv—平均每小时需处理的物料体积，m3/h；

t0—非反应时间，h；

t—反应时间，h；

（2-3）

等温等容情况下

（2-4）

对于零级反应

（2-5）

对一级反应

（2-6）

对二级反应2A→P；A+B→P（CA0=CB0）

（2-7）

对二级反应A+B→P

（2-8）

φ—装料系数，一般为0.4～0.85，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0.8～0.85；

带搅拌的反应釜0.7～0.8；

易起泡沫和在沸腾下操作的设备0.4～0.6。

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

1~1.3

气—液相物料

1~2

发酵罐类

1.7~2.5

在确定了长径比和装料系数之后，先忽略罐底容积，此时

（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。

（2-10）

其中V封——封头容积，m3

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）

1~100

1~200

1~1000

1~100

1~50

转速（转/分钟）

10~300

100~500

10~300

1~100

0.5~50

最高黏度Pa·s

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80～120转/分。

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=1/2~2/3；D/W=4~10

D/T=1/3~1/2；D/W=4~10

Z=2~4

20~60

60~120

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=1/2~2/3，S/D=1

Z=2~3

200~800

涡轮式

开式：

D/T=1/5~2/5；D/W=5~8

圆盘式：

W=20:

Z=6

200~550

框式

（锚式）

C/T=1/20~2/25

D/T=2/3~9/10

<60（小型）

<30（大型）

搅拌器转速、直径与叶段切线之间有如下关系

（2-11）

u—叶端切线速度，m/s

n—转速，r/s

D—直径，m

叶端切线速度反映了搅拌作用的剧烈程度，根据搅拌目的、物料性质等确定叶端切线速度，u的值大致范围如下：

（1）浆式，u=1.0-3.0（m/s）；

（2）推进式，u=4.0-15.0（m/s）；

（3）涡轮式，u=2.5-6.5（m/s）。

一直设备内径T以及D/T值以后，可计算需要的转速

（2-12）

2.5搅拌功率的计算

2.5.1对均相液—液系统关联式

（2-13）

其中

或者

（2-14）

（1）对于不打旋的系统

其中Np—功率准数；

Re—叶轮雷诺数；

Fr—弗鲁德准数；

P—功率消耗，W；

g—重力加速度，m/s2；

N—叶轮转速，转/s；参考经验值

D—叶轮直径，m；

ρ—液体密度，kg/m3；

μ—液体粘度，Pa﹒S；

K—系统几何构型的总形状系数。

Φ—功率函数

Φ或Np可由功率曲线图上查出。

或用下述公式计算：

Re<10

（2-15）

Re>104

（2-16）

（2）对无挡板而Re>300的搅拌系统，不能忽略重力影响时，须用式2-11，

其中

（2-17）

K1、K2值及α、β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

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

36.5

1.60

涡轮式，四个平片

70.0

4.50

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2-5Re>300时搅拌器的α和β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

1.0

18.0

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。

（1）叶轮直径与器径比

对径向流叶轮（平桨、涡轮），湍流态下：

（2-18）

对轴向流叶轮，湍流态下：

（2-19）

其中T——容器直径。

（2）叶片宽度W、叶片数目nb

I.叶片宽度W

对平桨和涡轮：

（2-20）

对六叶片盘式涡轮：

W/D=0.2～0.5时

（2-21）

II.涡轮nb的影响：

湍流搅拌：

（2-22）

层流搅拌：

（2-23）

以六叶片涡轮为基准：

（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

（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：

（2-26）

：

分散相的密度

：

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

（2-27）

：

分散相黏度

：

分散相黏度

（2）两相液体黏度较高时

（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

（2-29）

当水的体积分率在40%以下时

（2-30）

：

水相的黏度

：

有机溶剂的黏度

：

水相的体积分率

：

有机溶剂的体积分率

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

（2-31）

其中固相为分散相

（2）平均黏度的计算

当

≤1时，

（2-32）

当

时，

（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。

（2-34）

Qa：

通气速率m3/s

在实际求取气液体系的搅拌功率

时，须按照通气时的操作条件计算单纯液体的搅拌功率

，再根据

由图或者公式（2-35）求取

。

（左识之，精细化工反应器及车间工艺设计，P123）

（2-35）

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。

（2-36）

（2-37）

（2-38）

（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

（2-40）

当

时，仍用式（2-37）计算

当

时，可用式（2-41）计算

（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：

（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；

η—传动装置的机械效率。

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

温度计管或浮球液位计

0.05

0.10

两根中心角大于90o的垂直管

0.15

0.30

沿器壁布置的螺旋状蛇管

—

0.20

—

直径为容器直径0.033～0.54倍布置在器底的螺旋状蛇管

—

2.5~3.0

—

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η

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：

（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。

（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

（2-46）

—标准化学反应热，kJ/mol

GA—参加化学反应的A的质量，kg

MA—A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25~100mm。

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50~100mm，以保证传热。

通常加套内的压力不能超过1000kPa，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<2时近似按平壁计算，即Ai≈Am≈Ao。

在计算给热系数α不考虑锅壁厚度的影响。

（2-47）

式中K—总传热系数，W/m2·℃

α------给热系数，W/m2·℃；

Rz------污垢热阻，m2·℃/W；

δ-------反应器壁厚，m；

λ-------设备壁导热系数，W/m·℃。

（1）污垢热阻

污垢热阻通常采用经验值，常用污垢热阻大致范围如表2-7所示。

表2-7热交换表面垢层系数Rz

载热体

流速<1m/s

流速>1m/s

载热体

流速<1m/s

水<50℃

煤气

0.002

井水

0.0002

空气

0.0001

河水

0.0001~0.0006

0.0002~0.0004

有机蒸汽

0.0001

硬水

0.0006

有机液体

0.0002

蒸馏水

0.0001

纯水蒸气

软化水

0.0002

0.0001

带油水蒸气

0.0002

水>50℃

冷却剂

0.0002

井水

0.0004

盐溶液

0.0002

河水

0.0006~0.0008

0.0004~0.0006

锅炉燃料

0.001

硬水

0.001

机油

0.0002

蒸馏水

0.0001

植物油

0.0006

软化水

0.0002

（2）给热系数的确定

І.釜侧的传热膜系数

可采用如下的关联式求取。

（2-48）

D—锅的直径，m

λ—流体的导热系数，W/（m·K）

n—搅拌转速，s-1

d—搅拌浆直径，m

ρ—流体密度，kg/m3

μ，μs—流体及其器壁上的黏度Pa·s

（2-49）

（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

浆式

300~4x105

无

0.36

0.67

0.33

0.14

20~400

有或者无

0.415

0.67

0.33

0.24

涡轮

<400

>400

有或无

有

0.54

0.74

0.67

0.33

0.14

推进式

200~400

有

0.73

0.65

0.33

0.24

无

0.54

0.67

0.25

0.14

锚式

30~300

无

1.00

0.50

0.33

0.13

300~4000

无

0.38

0.67

0.33

0.13

Π.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α=6000～9000W/m2·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：

Re<4400时：

W/（m2·K）（2-51）

u------水在夹套内流速，m/s，de------夹套的当量直径，m。

ΔT—夹套壁温与水温间的温度差，K。

Re>3600时：

W/（m2·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25~70mm的管子。

（2-53）

І.管外壁给热系数

A.平桨式搅拌器，无挡板，Res=300~4x105时

（2-54）

B.涡轮式搅拌器，无挡板，Res=300~3x105时

（2-55）

C.涡轮式搅拌器，有挡板，Res=400~1.5x106时

（2-56）

其中，

d0------蛇管外径，m；d------搅拌器直径，m。

Π.蛇管内侧给热系数

Re>10000时，

（2-57）

（2-58）

De------当量直径，m；dt------蛇管内径，m；dc------蛇管圈直径，m；

μ------流体在主体温度下的黏度，Pa·s；μw------流体在壁温下的黏度，Pa·s。

Re>2100时，

（2-59）

L------蛇管长度，m

2100

表2-9校正系数

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。

（2-60）

cp------载热体的热容，kJ/（kg·℃）

α------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。

（2-61）

传热面积可按下式计算：

（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

1.0～6.4

型钢夹套

225

0.6～2.5

蜂窝夹套

250

2.5～4.0

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Ｌ，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）

500～600

700～1800

2000～3000

Di+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：

（2-63）

Va—工艺计算给定容积，m3

V封头—罐体下封头容积，m3

V1m—1m高筒体容积，m3

φ—装料系数，可取0.6~0.85

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。

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

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