立式搅拌反应釜设计

立式搅拌反应釜工艺设计立式搅拌反应釜工艺设计 1. 1. 推荐的设计程序推荐的设计程序 1.11.1 工艺设计工艺设计 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绘制反应釜工艺尺寸图 1.31.3 编写设计说明书编写设计说明书 2. 2. 釜式反应器的工艺设计釜式反应器的工艺设计 2.12.1 反应釜体积的计算反应釜体积的计算 2.1.12.1.1 间歇釜式反应器间歇釜式反应器 Va=VRφ VD=Fv(t+t0) 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； t  n A0  xAdxA 0 r AVR 等温等容情况下 t  C xAdxA A0  0 r A 1 2-1） 2-2） 2-3） 2-4） （ （ （ （ 对于零级反应 t  对一级反应 C A0 x A （2-5） k t  11 ln （2-6） k1 xA 对二级反应 2A→P；A+B→P（CA0=CB0） t  对二级反应 A+B→P x A0 （2-7） kC A0  1 x A  t  11 x Bln （2-8）  k C B0 C A0 1 x A —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。 2.22.2 反应器直径和高度的计算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 一般搅拌罐 发酵罐类 在确定了长径比和装料系数之后，先忽略罐底容积，此时 V  罐体物料类型 液—固或液—液相物料 气—液相物料 H/Di 1~1.3 1~2 1.7~2.5  4 D i H  2  3 H  D i  （2-9）  4  D i  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。 H  其中V 封 ——封头容积，m3 V V 封 4  （2-10） D i 2 2 2.32.3 搅拌器的选择搅拌器的选择 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 流动 状态 对流循环 湍流扩散 剪切流 低黏度液体 混合 高黏度液体 混合及传热 分散 搅拌 目的 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） 转速(转/分钟) 最高黏度 Pa·s 涡轮式 √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ 1~100 10~300 50 浆式 √ √ √ √ √ √ √ √ √ √ 1~200 10~300 2 推进式 √ √ √ √ √ √ √ √ √ 1~1000 100~500 50 搅拌器型式 折叶开启涡轮式 √ √ √ √ √ √ √ √ 1~1000 10~300 50 锚式 √ √ √ 1~100 1~100 100 螺杆式 √ √ √ 1~50 0.5~50 100 螺带式 √ √ √ 1~50 0.5~50 100 2.42.4 搅拌器转速的确定搅拌器转速的确定 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。 3 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 浆式 主要尺寸范围 D/T=1/2~2/3；D/W=4~10 D/T=1/3~1/2；D/W=4~10 Z=2~4 推进式 涡轮式 D/T=1/2~2/3，S/D=1 Z=2~3 开式： D/T=1/5~2/5；D/W=5~8 圆盘式： D:L:W=20:5:4 Z=6 框式 （锚式） 搅拌器转速、直径与叶段切线之间有如下关系 C/T=1/20~2/25 D/T=2/3~9/10 300 的搅拌系统，不能忽略重力影响时，须用式2-11， y  lgRe （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 螺旋桨式，三叶片 螺距=D 螺距=2D 涡轮式，四个平片 六个平片 六个弯片 扇形涡轮 K1 41.0 43.5 70.0 71.0 70.0 70.0 K2 0.32 搅拌器 双叶单平桨式 D/W=4 K1 43.0 36.5 33.0 49.0 71.0 K2 2.25 1.60 1.15 2.75 3.82 1.00=6 4.50=8 6.10 4.80 1.65 四叶双平桨式 D/W=6 六叶三平桨式 D/W=6 表 2-5Re300 时搅拌器的  和  值 形 式 D/T   0.48 2.6 18.0 螺旋桨式 0.37 2.3 18.0 0.33 2.1 18.0 0.30 1.7 18.0 0.20 0 18.0 涡轮式 0.30 1.0 40.0 六个平片 0.33 1.0 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。 5 （1）叶轮直径与器径比 对径向流叶轮（平桨、涡轮），湍流态下： 1.2  D N p    T 对轴向流叶轮，湍流态下： （2-18）  D N p    T 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： 0.9 （2-19） W  N p    D 0.3~0.4 （2-20） 对六叶片盘式涡轮：W/D=0.2～0.5 时 W  N p    D . 涡轮 nb的影响： 湍流搅拌：N p  n b 0.495