立式搅拌反应釜设计

1、1立式搅拌反应釜工艺设计1.1. 推荐的设计程序1.11.1 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；1.21.2 绘制反应釜工艺尺寸图1.31.3 编写设计说明书2.2. 釜式反应器的工艺设计2.12.1 反应釜体积的计算2.1.1间歇釜式反应器Va=VR.(f)VD=Fv(t+t0)式中 Va反应器的体积，m3;3VR反应命的有效体积，m。VD每天需要处理物料的体积，m3。Fv一平均每小时需处理的物料体积，m3h；t

2、o一非反应时间，h；t 一反应时间，h;(2-1)(2-2)_xAdxAt一nA00AVR(2-3)2等温等容情况下=CXAXA一CA000A(2-4)3对二级反应 A+BP4 装料系数，一般为 04085,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 08085;带搅拌的反应釜 0708;易起泡沫和在沸腾下操作的设备 0406。2.22.2 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般搅拌液一固或液一液相物料11.3气一液相物料12发酵罐类1.72.5在确定

3、了长径比和装料系数之后，先忽略罐底容积，此时V出兰Di2H全兰D，旦）（2-9）44Di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。对于零级反应CA0t=XA(2-5)对一级反应tin1k1-XA(2-6)对二级反应2AP；A+BP(CA=CB0)XA0tkCA01XA(2-7)kCB0-CA0ln1-XB1XA(2-8)（H/D）,以确定罐体直径和V-V封4Di24H其中 V 封一一封头容积，m32.32.3 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

4、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，贝 U 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

5、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VVVVVVV湍流扩散VVVV剪切流VV搅拌目的低黏度液体混合VVVV高黏度液体混合及传热VVVVV分散VVV溶解VVVVVVV固体悬浮VVVV气体吸收VV结晶VV传热V/VV液相反应VVVV搅拌设备容量(m3)1100120011000110001100150150转速(转/分钟)10300103001005001030011000.5500.550最高黏度Pas50250501001001002.42.4 搅拌器转速的确定搅拌速的确定根据经验确定，表 2-3

6、 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。(2-10)5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=410D/T=1/31/2;D/W=410Z=24206060120T: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=1Z=23200800涡轮式开式：D/T=1/52/5;D/W=58圆盘式：D:L:W=20:5:4Z=6200550框式(锚式)C/T=1/202/25D

7、/T=2/39/1060(小型)30(Q)搅拌器转速、直径与叶段切线之间有如下关系u=n兀D(2-11)u 一叶端切线速度，m/sn转速，r/sD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n=3/min2.52.5 搅拌功率的计算2.5.1对均相液一液系统关联式N=KRexFryp其中Np:N3D5ReD2N-FrN2D或者Fryx=KRe?

8、N3D5(2-14)(2-12)(2-13)6(1)对于不打旋的系统中=ND=KRepP:N3D5其中 Np一功率准数；Re 一叶轮雷诺数；Fr弗鲁德准数；P 一功率消耗，W;2g重力加速度，m/s；N 一叶轮转速，D 一叶轮直径，卜液体密度，液体粘度，转/s;参考经验值m;3kg/m;PaS;K 一系统几何构型的总形状系数。一功率函数中或 Np可由功率曲线图上查出。或用下述公式计算：Re104P=K2PN3D5(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-lgRey=(2-17)K1、K2值及 a、P 值可由表 2-4 和表 2-5 上查得

9、。搅拌器KIK2搅拌器KIK2螺旋桨式，三叶片螺距=D41.00.32双叶单平桨式 D/W=443.02.25螺距=2D43.51.00=636.51.60涡轮式，四个平片70.04.50=833.01.15六个平片71.06.10四叶双平桨式 D/W=649.02.75六个弯片70.04.80六叶三平桨式 D/W=671.03.82扇形涡轮70.01.65表 2-4 搅拌器的 KI和 K2值形式螺旋桨式涡轮式六个平片D/T0.480.370.330.300.200.300.33a2.62.32.11.701.01.0p18.018.018.018.018.040.040.0表 2-5Re30

10、0 时搅拌器的口和臼值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。78对轴向流叶轮，湍流态下:I 叶片宽度 W对平桨和涡轮:H 涡轮 nb的影响:0327层流搅拌：Npocnb(2-23)0.70.8其中：nb一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(H、0.6Np(2-25)pT)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

11、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)。(1)叶轮直径与器径比对径向流叶轮(平桨、涡轮),湍流态下：12Np，DPT(2-18)其中(2)T容器直径。叶片宽度 W、叶片数目 nb_0.9Np渚(2-19)对六叶片盘式涡轮:0.30.4W)一Ie.JW/D=0.20.5 时0.67Np二(2-20)(2-21)湍流搅拌:.0.495Np二nb(2-22)以六叶片涡轮为基准：Np二nb;1 时,P=卜(1+4.5W)(2-33)

12、卜：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。.QaNa=F(2-34)ndQa：通气速率 m3/s在实际求取气液体系的搅拌功率 Rg 时，须按照通气时的操作条件计算单纯液体的搅拌功率R,再根据 Na由图或者公式(2-35)求取 Psg。(左识之，精细化工反应器及车间工艺设计，P123)W.115/2,96怀)IgJlog=-192dD4半122.5.5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。f30

13、.6610+1.2Resf3，cc0.6610+3.2ResA,=14+但)670但0.6)+185砌IDJR，mw(%q52.14%】B=10-p=1.14BDW0.527%4B:叶片宽度9: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2.62.6 电动机功率的确定在求算电动机功率时，可用下式表示：DPs1mqPmPt机=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一同一种附件的个数；qi一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。表 2-6 各种附件的功率

14、增加率 q设备附件的名称推进式桨式涡轮式框式压料管0.100.200.200.20ARes(2-36)(2-37)(2-38)(2-39)Np当%0.9时，仍用式(2-37)计算当dDA0&时，可用式(2-41)计算A-822D2A一8云-dRes(2-40)(2-41)(2-42)13温度计管或浮球液位计0.050.100.100.10两根中心角大于 90的垂直管0.150.300.300.30沿器壁布置的螺旋状蛇管0.20直径为容器直径 0033054 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

15、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 n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)2.72.7 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:Q+Q2+Q3=。4+。5+。6(2-43)其中，Q1物料带入设备的热量，kJQ2一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kJQ3过程的热效应(放热为“+,”吸热为“一,”与热粉符号正好相反)，k

16、JQ4离开设备物料带走的热量，kJQ5设备各部件所消耗的热量，kJQ6一设备的热损失，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。Q(Q4)=GiCpi(t1)(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%Q22.7.1过程热效应的计算Q3=Qr+QpQr化学反应热效应，kJQp物理过程热效应，kJ(2-45)14q0标准化学反应热，kJ/molGA参加化学反应的 A 的质量，kgMAA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

17、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。2.82.8 总传热系数 K 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

18、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 25100mm。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 50100mm,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/Ai2 时近似按平壁计算,即 AisAmAo。在计算给

19、热系数 ot 不考虑锅壁厚度的影响。式中 K 一总传热系数，W/m2C。-给热系数，W/m2C；Rz-污垢热阻，m2-C/W；&反应器壁厚，m;人-设备壁导热系数，W/m-C。（1）污垢热阻Qr1000GAMA0qr(2-46)K=(2-47)1营锅内夹套15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。16表 2-7 热交换表面垢层系数 Rz载热体流速1m/s载热体流速1m/s水50C冷却剂0.0002井水0.00040.0004盐溶液0.0002河水0.00060.00080.00040.0006锅炉燃料0.001硬水0.0010.001机油0.0002蒸储水0.

20、00010.0001植物油0.0006软化水0.00020.0002(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。=J(Resf(PrbD 一锅的直径，m入项体的导热系数，W/(m K)n 一搅拌转速，s1d搅拌浆直径，m3P 顶体笞度，kg/m佬一流体及其器壁上的黏度 Pas-nd2：Re=DCpPr=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Jabc浆式3004x105无0.360.670.330.1420400有或者无0.4150.670.

21、330.24涡轮400有0.740.670.330.14推进式200400有0.730.650.330.24无r0.5410.670.250.14(2-48)(2-49)(2-50)17锚式30300无1.000.500.330.133004000无P0.380.670.330.13(2-57)181ex管1-1-蛇管-Rz心管内7-蛇管(2-53)?.管外壁给热系数平桨式搅拌器，无挡板,A.B.Res=3004x105时0.145r涡轮式搅拌器，无挡板，Res=3003x10 时0.14(H二=0.87Re0.62Pr您-D=1.01Re0.62Pr0.33(2-54)(2-55)C.涡轮式

22、搅拌器，有挡板，Res=4001.5x106时=0.17(Re0.67(Pr肾j俾亍 0TDD-r 卜产其中，m=0.710000 时,。管内d,=1+35曳u士好u.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 0(=60009000W/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：0.2Re3600 时：a夹=9300%W/(m2-K)(2-52)de2.8.2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

23、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 2570mm 的管子。(2-63)190.14顼VwDe 当量直径，m;dt 蛇管内径，m;dc 蛇管圈直径，m;p流体在主体温度下的黏度，Pas;jjw 流体在壁温下的黏度，Pas。Re2100 时，0.33dede=1.86RePri_L七L 蛇管长度，m2100Re10000 时，可用表 2-41 式计算 Nu,在乘上一个系数力，力的值如表 2-11 所示表 2-9 校正系数Re230030004000500060007000800040.450.660.820

24、.880.930.960.992.92.9 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。-Q2=cp(t出t进狄t-cp-载热体的热容，kJ/(kg-C)a-每天生产的次数，t-反应时间，h2.9.2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。Q2q2=:t传热面积可按下式计算:q2K直管decccrr0.80.33=0.027RePr(2-58)(2-59)

25、0.14P1(2-61)(2-62)202.102.10 夹套直径 D Dj及高度 H 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(2-63)21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35006半圆管夹套2801064型钢夹套2250625蜂窝夹套2502540常用的整体夹套结构类型有四种，如图

26、 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。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)Di500600700180020003000DjDi+50Di+100Di+2002.10.2夹套高度Hj的计算主要决定于传热面积 Ah的要求，且一般