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1、立式攪拌反應釜工藝設計 1. 推薦的設計程序 1.1 工藝設計 1、做出流程簡圖； 2、計算反應器體積； 3、確定反應器直徑和高度； 4、選擇攪拌器型式和規(guī)格； 5、按生產任務計算換熱量； 6、選定載熱體并計算K值； 7、計算傳熱面積； 8、計算傳熱裝置的工藝尺寸； 9、計算攪拌軸功率； 1.2 繪制反應釜工藝尺寸圖 1.3 編寫設計說明書 2. 釜式反應器的工藝設計 2.1 反應釜體積的計算 2.1.1 間歇釜式反應器 Va=VR/φ （2-1） VD=Fv(t+t0

2、) （2-2） 式中 Va—反應器的體積，m3； VR—反應器的有效體積，m3。 VD—每天需要處理物料的體積，m3。 Fv—平均每小時需處理的物料體積，m3/h； t0 —非反應時間，h； t —反應時間，h； （2-3） 等溫等容情況下 （2-4） 對于零級反應 （2-5） 對一

3、級反應 （2-6） 對二級反應 2A→P；A+B→P（CA0=CB0） （2-7） 對二級反應 A+B→P （2-8） f—裝料系數，一般為0.4～0.85，具體數值可按下列情況確定： 不帶攪拌或攪拌緩慢的反應釜 0.8～0.85； 帶攪拌的反應釜 0.7～0.8； 易起泡沫和在沸騰下操作的設備 0.4～0.6。 2.2反應器直徑

4、和高度的計算 在已知攪拌器的操作容積后，首先要選擇罐體適宜的長徑比(H/D)，以確定罐體直徑和高度。長徑比的確定通常采用經驗值，即2-1 表2-1 罐體長徑比經驗表 種類 罐體物料類型 H/Di 一般攪拌罐 液—固或液—液相物料 1~1.3 氣—液相物料 1~2 發(fā)酵罐類 1.7~2.5 在確定了長徑比和裝料系數之后，先忽略罐底容積，此時 （2-9） 選擇合適的高徑比，將上式計算結果圓整成標準直徑。橢圓封頭選擇標準件，其內徑與筒體內徑相同?？蓞⒄铡痘ぴO備機械基礎課程設計指導書》的

5、附錄查找。通過式（2-10）得出罐體高度。 （2-10） 其中 V封——封頭容積，m3 2.3 攪拌器的選擇 攪拌器的作用是使釜內物料混合均勻。攪拌器的類型很多，分為：推進式、槳式、渦輪式、錨式、框式、螺桿式、螺帶式等，攪拌器選型時，主要考慮： （1）保證從反應器壁或浸入式熱交換裝置到反應混合物能有高的給熱系數。 （2）具有顯著的攪拌效果，特別是對多相反應。 （3）攪拌所消耗的能量應盡可能小。 攪拌器尺寸與轉速的大小與攪拌目的及被攪拌物料的物性有關。例如，均相液相的混合與固體的溶解對轉速的要求較低。

6、而非均相液體的乳化或氣相的分散則要求較高的轉速。對黏度小的液體，攪拌器的作用范圍較大，可用較小直徑的攪拌葉。液體的黏度很高時，則攪拌器的有效作用范圍變小，需要較大的攪拌器。對于要不斷清除釜壁上析出的固體物料時，則需要采用直徑接近釜體內徑的錨式攪拌器。攪拌器結構的確定按標準構型攪拌裝置考慮。 表2-2 攪拌器型式選擇 攪拌器型式 渦輪式 漿式 推進式 折葉開啟渦輪式 錨式 螺桿式 螺帶式 流動狀態(tài) 對流循環(huán) √ √ √ √ √ √ √ 湍流擴散 √ √ √ √ 剪切流 √ √ 攪拌目的 低

7、黏度液體混合 √ √ √ √ 高黏度液體混合及傳熱 √ √ √ √ √ 分散 √ √ √ 溶解 √ √ √ √ √ √ √ 固體懸浮 √ √ √ √ 氣體吸收 √ √ 結晶 √ √ 傳熱 √ √ √ √ 液相反應 √ √ √ √ 攪拌設備容量（m3） 1~100 1~200 1~1000 1~1000 1~100 1~50 1~50 轉速(轉/分鐘) 10~300 10~300

8、 100~500 10~300 1~100 0.5~50 0.5~50 最高黏度Pas 50 2 50 50 100 100 100 2.4 攪拌器轉速的確定 攪拌速的確定根據經驗確定，表2-3列舉了常用類型攪拌器的尺寸范圍與轉速范圍。若物料粘度不是太高，通常轉速在80～120轉/分。 表2-3 幾種常用類型就攪拌器的尺寸范圍與轉速范圍 類型 主要尺寸范圍 轉速范圍（r/min） 備注 漿式 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：

9、釜內徑 D：攪拌器直徑 L：攪拌器葉長 Z：攪拌器葉數 W：攪拌器寬度 S：葉輪間距 C：攪拌器邊緣與釜壁間距 推進式 D/T=1/2~2/3，S/D=1 Z=2~3 200~800 渦輪式 開式： D/T=1/5~2/5；D/W=5~8 圓盤式： D:L:W=20:5:4 Z=6 200~550 框式 （錨式） C/T=1/20~2/25 D/T=2/3~9/10 <60(小型) <30(大型) 攪拌器轉速、直徑與葉段切線之間有如下關系 （2-11） u—葉端切線速度，m/

10、s n—轉速，r/s D—直徑，m 葉端切線速度反映了攪拌作用的劇烈程度，根據攪拌目的、物料性質等確定葉端切線速度，u的值大致范圍如下： （1） 漿式，u=1.0-3.0（m/s）； （2） 推進式，u=4.0-15.0（m/s）； （3） 渦輪式，u=2.5-6.5（m/s）。 一直設備內徑T以及D/T值以后，可計算需要的轉速 （2-12） 2.5 攪拌功率的計算 2.5.1 對均相液—液系統(tǒng)關聯式 （2-13） 其中 或者

11、 （2-14） （1）對于不打旋的系統(tǒng) 其中 Np—功率準數； Re—葉輪雷諾數； Fr—弗魯德準數； P—功率消耗，W； g—重力加速度，m/s2； N—葉輪轉速，轉/s；參考經驗值 D—葉輪直徑，m； r—液體密度，kg/m3； m—液體粘度，Pa﹒S； K—系統(tǒng)幾何構型的總形狀系數。 Φ—功率函數 F或Np可由功率曲線圖上查出。或用下述公式計算： Re<10 （2-15）

12、 Re>104 （2-16） （2）對無擋板而Re>300的攪拌系統(tǒng)，不能忽略重力影響時，須用式2-11， 其中 （2-17） K1、K2值及a、b值可由表2-4和表2-5上查得。 表2-4 攪拌器的K1和K2值 攪 拌 器 K1 K2 攪 拌 器 K1 K2 螺旋槳式，三葉片 螺距=D 41.0 0.32 雙葉單平槳式D/W=4 43.0 2.25 螺距=2D

13、 43.5 1.00 =6 36.5 1.60 渦輪式，四個平片 70.0 4.50 =8 33.0 1.15 六個平片 71.0 6.10 四葉雙平槳式 D/W=6 49.0 2.75 六個彎片 70.0 4.80 六葉三平槳式 D/W=6 71.0 3.82 扇形渦輪 70.0 1.65 表2-5 Re>300時攪拌器的a和b值 形 式 螺 旋 槳 式 渦輪式 六個平片 D/T 0.48

14、 0.37 0.33 0.30 0.20 0.30 0.33 a 2.6 2.3 2.1 1.7 0 1.0 1.0 b 18.0 18.0 18.0 18.0 18.0 40.0 40.0 當攪拌器的形式在文獻上查不到功率曲線；可根據攪拌器的形狀因子對構型相近的攪拌器的功率曲線加以校正，估算出該裝置的功率值。 （1） 葉輪直徑與器徑比 對徑向流葉輪（平槳、渦輪），湍流態(tài)下： （2-18） 對軸向流葉輪，湍流態(tài)下：

15、 （2-19） 其中 T——容器直徑。 （2） 葉片寬度W、葉片數目nb I. 葉片寬度W 對平槳和渦輪： （2-20） 對六葉片盤式渦輪：W/D=0.2～0.5時 （2-21） II. 渦輪nb的影響： 湍流攪拌： （2-22） 層流攪拌： （2-23） 以六葉片渦輪為基準：

16、 （2-24） 其中：nb—葉片數目 隨葉片數目的減少，平葉片渦輪的排液量降低，而彎葉片渦輪排液量降低不多，但功率消耗降低。在層流時彎葉片渦輪與平直葉片渦輪的功率消耗相同，但在湍流時彎葉片的功率消耗低于平直葉片。 （3）葉層深度H （2-25） 對高粘度液體上式的指數近似于0，功率消耗與液深無關。 （4）對低、中粘度液體，葉輪安裝高度Hj對功率無影響；對高粘度液體，葉輪近液面（Hj=0.9T）時功率消耗低，反之高。 （5）各種渦輪其葉輪間距距離S對功率輸入的影響見《精細化工過程及設備》（濮存恬，化學工業(yè)出版社，2005）。

17、 2.5.2非均相液-液體系 對于非均相的液-液體系，由于兩相的存在，其物性與均相體系是不相同的。在計算其攪拌功率時，須先求出兩相的平均密度和平均黏度，再用均相液體體系攪拌功率的計算方法和計算公式來求取液-液非均相體系的攪拌功率。 平均密度的計算： （2-26） ：分散相的密度 ：連續(xù)相的密度 ：分散相的體積分率 平均黏度的計算 （1）兩相液體黏度較低時 （2-27） ：分散相黏度 ：分散相黏度 （2）兩相液體黏度較高時

18、 （2-28） （3）對于常見的水和有機溶劑體系，當水的體積分率在40%以上時 （2-29） 當水的體積分率在40%以下時 （2-30） ：水相的黏度 ：有機溶劑的黏度 ：水相的體積分率 ：有機溶劑的體積分率 2.5.3固-液非均相體系的攪拌功率 對于固相含量不大，能形成均一的懸浮狀態(tài)的固-液體系，在計算器攪拌功率時，可以應用平均黏度和平均密度，按照均相液體的計算方法和計算公式求得。 （1）平均密度的計算

19、 （2-31） 其中固相為分散相 （2）平均黏度的計算 當≤1時， （2-32） 當時， （2-33） ：液體相的黏度 ：固體相與液體相的溶積比 2.5.4 氣-液非均相體系的攪拌功率 氣液體系的攪拌功率比單純液體的攪拌功率低，其降低的程度與槳葉附近的氣泡分散狀態(tài)有關，用無因此的通氣系數Na表示漿葉附近的氣泡分散程度。 （2-34） Qa：通氣速率m3/s

20、 在實際求取氣液體系的攪拌功率時，須按照通氣時的操作條件計算單純液體的攪拌功率，再根據由圖或者公式（2-35）求取。（左識之，精細化工反應器及車間工藝設計，P123） （2-35） 2.5.5 錨式和框式攪拌器功率的計算 錨式和框式攪拌器功率的計算可以采用永田進治式。 （2-36） （2-37） （2-38） （2-39） B：葉片寬度 ：漿葉平面與葉輪旋轉平面之間的夾角。 當高黏度下操作，Res

21、很小，永田進治公式右邊第二項可以忽略，可以使用式 （2-40） 當時，仍用式（2-37）計算 當時，可用式（2-41）計算 （2-41） 2.6 電動機功率的確定 在求算電動機功率時，可用下式表示： （2-42） Ps—穩(wěn)定條件下，攪拌器在不帶附屬裝置的容器內運轉的功率，W； mi—同一種附件的個數； qi—每一種附件的功率增加率。 Pm—填料函內的摩擦消耗功率，其值取決于填料函的結構； h—傳動裝置的機械

22、效率。 表2-6各種附件的功率增加率q 設備附件的名稱 推進式 槳式 渦輪式 框式 壓料管 0.10 0.20 0.20 0.20 溫度計管或浮球液位計 0.05 0.10 0.10 0.10 兩根中心角大于90o的垂直管 0.15 0.30 0.30 0.30 沿器壁布置的螺旋狀蛇管 — 0.20 — — 直徑為容器直徑0.033～0.54倍布置在器底的螺旋狀蛇管 — 2.5~3.0 — — 固定推進器導流筒的零件 0.05 — — — （1）填料函的摩擦功率Pm 對于填料密封，其摩擦損失功率可取為攪拌功

23、率的10%，但不能小于373W；對于機械密封，其摩擦功率約為填料密封的10%~15%。 （2）機械傳動效率h 電動機通過各種傳動裝置將能量傳給攪拌器時，由于摩擦作用，必定消耗一部分能量。其傳動裝置的機械效率可參見《精細化工反應過程與設備》（張曉娟，中國石化出版社，2008； 第77頁） 2.7 反應釜的熱量衡算 熱量衡算按照能量守恒定律，傳熱設備的熱量衡算由下式計算： （2-43） 其中，Q1—物料帶入設備的熱量，kJ Q2—加熱劑或者冷卻劑傳遞的熱量（加熱劑加入熱量為“+”，冷卻劑吸收熱量為“─”），kJ Q3—過程的熱

24、效應(放熱為“+”，吸熱為“─”，與熱焓符號正好相反)，kJ Q4—離開設備物料帶走的熱量，kJ Q5—設備各部件所消耗的熱量，kJ Q6—設備的熱損失，kJ 要計算傳熱設備的熱負荷，就是要求出其中Q2的值。以下分別計算各部分的熱量。一般以進料溫度作為基準計算比較方便。 （2-44） Q5 和Q6是在反應過程中熱量的損失，在工業(yè)上一般估計Q5 +Q6=15% Q2 2.7.1 過程熱效應的計算 Q3=Qr+Qp （2-45） Qr—化學反應熱效應，kJ Qp—物理過程熱

25、效應，kJ （2-46） —標準化學反應熱，kJ/mol GA—參加化學反應的A的質量，kg MA—A的分子量 不管是間歇式反應器還是連續(xù)式反應器，在計算傳熱面積的熱負荷以及加熱劑或者冷卻劑的量時，必須以小時作基準。 在精細化工生產過程中經常遇到組分混合、稀釋和濃縮問題，這些過程往往有熱效應產生。一般物質水溶液濃度變化時，其熱效應的數值不大，可忽略不計。但是強酸、強堿類物質水溶液濃度變化時熱效應較大，必須計入。其熱效應可以是正的（放熱），也可以是負的（吸熱）。其熱效應可通過積分熔解熱或者無限稀釋熱計算濃度變化熱。物質的積分熔解

26、熱和無限稀釋熱數值可以從相關化工手冊中獲得，也可以通過有關公式或者圖表獲得。 2.8總傳熱系數K的確定 反應器是進行化學反應的設備，化學反應過程常伴有放熱或者吸熱反應，為了維持最佳的反應溫度，反應器中必須設置傳熱裝置。一般的攪拌釜是在釜體的內部或外部設置供加熱或冷卻用的傳熱裝置，通常為釜體外部夾套或釜內蛇管。 2.8.1 夾套傳熱裝置 夾套一般由普通碳鋼制備，它是套在反應器筒外能形成密封空間的容器，既簡單又方便。為了強化傳熱，在夾套內常采用螺旋導流板。夾套筒器身的間距視容器公稱直徑的大小采用不同的數值，一般為25~100 mm。夾套的高度取決于工藝要求的傳熱面積，但一般不能低于料液

27、的高度，應比液面高度高出50~100 mm，以保證傳熱。通常加套內的壓力不能超過1000 kPa，夾套傳熱的優(yōu)點是結構簡單，耐腐蝕，適應性強。但是傳熱效率不太高。 計算K值的基準面積，習慣上常用設備的外表面積Ao，當Ao/Ai<2時近似按平壁計算，即AiAmAo。在計算給熱系數a不考慮鍋壁厚度的影響。 （2-47） 式中 K—總傳熱系數，W/m2℃ a------給熱系數，W/m2℃； Rz------污垢熱阻，m2℃/W； d-------反應器壁厚，m；

28、 l-------設備壁導熱系數，W/m℃。 （1） 污垢熱阻 污垢熱阻通常采用經驗值，常用污垢熱阻大致范圍如表2-7所示。 表2-7 熱交換表面垢層系數Rz 載熱體 流速<1 m/s 流速> 1 m/s 載熱體 流速< 1 m/s 水<50℃ 煤氣 0.002 井水 0.0002 0.0002 空氣 0.0001 河水 0.0001~0.0006 0.0002~0.0004 有機蒸汽 0.0001 硬水 0.0006 0.0006 有機液體 0.0002 蒸餾水 0.0001 0.0001

29、 純水蒸氣 0 軟化水 0.0002 0.0001 帶油水蒸氣 0.0002 水>50℃ 冷卻劑 0.0002 井水 0.0004 0.0004 鹽溶液 0.0002 河水 0.0006~0.0008 0.0004~0.0006 鍋爐燃料 0.001 硬水 0.001 0.001 機油 0.0002 蒸餾水 0.0001 0.0001 植物油 0.0006 軟化水 0.0002 0.0002 （2）給熱系數的確定 ?. 釜側的傳熱膜系數 可采用如下的關聯式求取。

30、 （2-48） D—鍋的直徑，m λ—流體的導熱系數，W/（mK） n—攪拌轉速，s-1 d—攪拌漿直徑，m ρ—流體密度，kg/m3 μ，μs—流體及其器壁上的黏度Pas （2-49） （2-50） 常數J、a、b、c的值與攪拌器型式、Res的范圍、鍋內有無擋板、反應鍋幾何形狀等因素有關。見表2-8。 表2-8 公式2-32的常數值 攪拌器形式 Res值范圍 擋板 J a b c

31、漿式 300~4x105 無 0.36 0.67 0.33 0.14 20~400 有或者無 0.415 0.67 0.33 0.24 渦輪 <400 >400 有或無 有 0.54 0.74 0.67 0.67 0.33 0.33 0.14 0.14 推進式 200~400 有 0.73 0.65 0.33 0.24 無 0.54 0.67 0.25 0.14 錨式 30~300 無 1.00 0.50 0.33 0.13 300~4000 無 0.38 0.67 0.33 0.13 Π

32、.夾套內的傳熱膜系數 如夾套內走的是蒸汽，由于釜側(反應區(qū)側)的傳熱膜系數往往較小，因此蒸汽冷凝的傳熱膜系數取a=6000～9000W/m2K，對整個的傳熱系數不至于有多大的誤差。 如果夾套內通的是冷水，則可采用如下的關聯式： Re<4400時： W/(m2K) （2-51） u------水在夾套內流速，m/s， de ------夾套的當量直徑，m。 ΔT—夾套壁溫與水溫間的溫度差，K。 Re>3600時： W/(m2K) （2-52） 2.8.2 蛇管為

33、傳熱裝置 當需要的傳熱面加較大，而夾套傳熱不能滿足要求時，或者殼體內襯有橡膠、耐火磚等隔熱材料而不能采用夾套傳熱時，可采用蛇管傳熱。蛇管沉浸在物料中，熱量損失小，傳熱效果好。蛇管過長時，管內流體阻力大，能量消耗多，因此蛇管不能過長，蛇管的直徑一般為25~70 mm的管子。 （2-53） ?. 管外壁給熱系數 A. 平槳式攪拌器，無擋板，Res=300~4x105時 （2-54） B. 渦輪式攪拌器，無擋板，Res=300~3x105時 （2-5

34、5） C. 渦輪式攪拌器，有擋板，Res=400~1.5x106時 （2-56） 其中， d0------蛇管外徑，m； d ------攪拌器直徑，m。 Π. 蛇管內側給熱系數 Re>10000時， （2-57） （2-58） De------當量直徑，m； dt------蛇管內徑，m； d c------蛇管圈直徑，m； μ------流體在主體溫度下的黏度，Pas； μw------流體在壁溫下

35、的黏度，Pas。 Re>2100時， （2-59） L------蛇管長度，m 2100

36、量衡算時是以每天處理的物料量為基準，在計算傳熱面積時是以小時為基準。 （2-60） cp------載熱體的熱容，kJ/(kg℃) α------每天生產的次數， t------反應時間，h 2.9.2 傳熱面積的計算 對于間歇釜式反應器，在進行熱量衡算時是以每天處理的物料量為基準，在計算傳熱面積時是以小時為基準。 （2-61） 傳熱面積可按下式計算： （2-

37、62） 2.10 夾套直徑Dj及高度Hj計算 夾套類型有整體夾套、半圓管夾套、型鋼夾套和蜂窩夾套。通常整體夾套的壓力不能超過1MP，否則將會因罐體及夾套壁厚太大，增加制造的困難。當反應器直徑較大或采用的傳熱介質壓力較高時，可采用后三種類型，這樣不但能提高傳熱介質的流速，改善傳熱效果，而且能提高筒體承受內、外壓的強度和剛度，各種夾套的使用范圍見下表： 表2-10幾種夾套的使用范圍 夾套類型 溫度，0C 壓力MPa 整體夾套 350 0.6 半圓管夾套 280 1.0～6.4 型鋼夾套 225 0.6～2.5 蜂窩夾套 250 2.5～4.0 常用

38、的整體夾套結構類型有四種，如圖2-1所示。其中a型僅圓筒的一部分有夾套，用在需加熱面積不大的場合。b型為圓筒的一部分和下封頭包有夾套，是最常用的典型結構。c型是考慮到筒體受外壓時為了減小筒體的計算長度Ｌ，或者為了實現分段控制而采用分段夾套。d型為全包式夾套，與前三種比較，有最大傳熱面積。 圖2-1 整體夾套型式 2.10.1 夾套直徑Dj的計算 Dj可根據罐體內徑按表2-11推薦的數據選取。夾套風頭根據夾套直徑及所選封頭形式按標準選取。 表2-11夾套直徑Dj與罐體直徑Dj的關系（mm） Di 500～600 700～1800 2000～3000 Dj Di+5

39、0 Di+100 Di+200 2.10.2 夾套高度Hj的計算 主要決定于傳熱面積Ah的要求，且一般不低于液面高度，以保證充分傳熱。此時可按下式估算： （2-63） Va—工藝計算給定容積，m3 V封頭—罐體下封頭容積，m3 V1m—1m高筒體容積，m3 φ—裝料系數，可取0.6~0.85 按計算的夾套高度，校核傳熱面積，如果不符合要求，需選擇其它形式的傳熱裝置。 2.11 蛇管長度及盤管直徑的計算 當需要的傳熱面積較大時，夾套不能滿足要求時，可采用蛇管傳熱。密集排列的蛇管沉浸在物料中，熱量損失小，傳熱

40、效果好，同時還能起到導流筒的效果，強化攪拌程度，但檢修比較麻煩。攪拌釜內裝有蛇管的結構圖如圖2-2所示。 圖2-2 裝有蛇管的攪拌釜圖 尺寸設置： （d0為蛇管外徑） （p為節(jié)距；d0為蛇管外徑） 蛇管允許的操作溫度范圍為-30~+280℃，公稱壓力系列0.4、0.6、1.0、1.6MPa。蛇管長度不宜過大，否則會因凝液積聚而降低傳熱效果，從長蛇管中排出蒸汽所夾帶的惰性氣體也很困難。當蛇館內通蒸汽加熱時，蛇管的管長與管徑的比值可參考表2-12。 表2-12 蛇管的長度與管徑之比值 蒸汽壓力，MPa 0.045 0.125 0.20 0.3

41、0 0.50 管長與管徑最大比值 100 150 200 225 275 參考文獻 [1] 譚盈科，攪拌槽內裝有蛇管的加熱和冷卻，廣東化工，1981，02：16-20 [2] 聶清德，化工設備設計，北京：化學工業(yè)出版社，1993 [3] 濮存恬，精細化工過程及設備，北京：化學工業(yè)出版社，2005 [4] 張曉娟，精細化工反應過程與設備，北京：中國石化出版社，2008 [5] 左識之，徐金保，廖道華，精細化工反應器及車間工藝設計，上海：華東理工大學出版社，1996 [6] 蔡紀寧，張秋翔，化工設備機械基礎課程設計指導書，北京：中國石化出版社，2000 [7] 立式攪拌反應釜設計， 17