流化床反应器的设计

一、前言

1.1甲醇制烯烃介绍

乙烯和丙烯是现代化学工业的重要基础原料现有低碳烯烃生产技术严重依赖石油资源，其中乙烯主要来源于石脑油蒸汽裂解，而丙烯则主要来源于石脑油裂解副产和炼油厂催化裂解副产由于石油资源的有限性和昂贵的价格，世界各国开始致力于非石油路线制乙烯和丙烯等低碳烯烃的技术开发，其中以天然气或煤为原料经甲醇制取低碳烯烃技术逐渐成为研究开发的热点甲醇制烃类（MTH）过程的研究已有30年，根据最终产品种类分为MTO工艺和MTP工艺。

流化床反应器比较适用于强烈放热、催化剂易于失活的甲醇制烯烃反应过程。在流化床反应器中工业催化剂除具有良好的活性、产品选择性和稳定性外，还必须满足一定的粒度分布要求并具有良好的流化性能和耐磨性。Keil对固定床和流化床反应器进行了对比分析，认为在甲醇转化制烃类反应中流化床与固定床相比，由于甲醇制烯烃反应属于强放热反应，流化床反应器的传质、传热效果好，升温降温时温度分布稳定，催化剂可以连续再生，反应器单位产能大，单位投资低、在 MTO反应过程中适宜采用流化床反应器形式更具优势。Bos

从反应动力学的角度比较了常见的反应器形式，认为在甲醇制烯烃反应（MTO）中快速循环流化床和湍床是较为适合生产乙烯的反应器。

1.2生产方法

我们采用的是以低级烯烃为主体的混合气体系。甲醇制低碳烯烃的反应产物大致有CH3OH、H2O、CH3OCH3、H2、CO、CO2、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H8、C4H10和C5及以上组分，反应体系相当复杂，存在着多个副反应。而在化学反应中，催化剂只能改变达到(或接近)平衡状态所需要的时间。不能改变平衡状态的组成。基于催化剂的这一特性，为了使计算简化，更好地讨论目标产物的平衡组成．在对计算结果影响不大的前提下，提出如下假设：

1、二甲醚作为中间产物能够迅速转化生成烃，体系中二甲醚浓度可近似认为是零；

2、因反应器中，压力接近常压，温度比较高，故反应混合物按照理想气体

处理；

3、在MTO研究初期，主要以ZSM-5为催化剂时，产物中C5及以上组分的含量是不容忽视的，然而目前SAPO-34已成为公认的MTO催化剂，以SAPO-34为催化剂时，因SAPO-34孔径较小，产物中C5及以上组分含量很少，所以忽略不计，可认为烃类产物为C1~C5的低碳烃；

4、甲醇氧化制乙炔和丙炔的合适反应温度为650～700 K,水/ 醇摩尔比为1.0，而MTO反应中，反应温度为670～770 K，且含有水，所以反应体系生产的乙炔、丙炔量极少，极少的乙炔、丙炔又与H2生成烷烃，因此体系中乙炔、丙炔浓度可近似认为是零；

5、反应中，生成的醛酮等氧化物极少，因此也忽略不计；

6、在合成工段，由于选择了含水5%的甲醇进料，一定程度上能减少焦炭的生成，反应物中水的作用之一是稀释了进料，减少了焦炭前驱物的浓度，即一定程度上有利于催化剂寿命的延长，之二是由于水与焦炭前驱物在酸性位的吸附上有一个竞争关系，因此会减少焦炭前驱物进一步生成焦炭的可能性，一定程度提高低级烯烃选择性。所以无焦炭的产生。

通过上述假设，甲醇制低碳烯烃反应体系可近似由CH3OH、 H2O、 CH3OCH3、H2、CO、CO2、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H8、C4H10和C5等13种组分组成，反应器出口由CH3OH、H2O、H2、CO、CO2、CH4、C2H4、C2H6、C3H6、C3H8、C4H8、C4H10和C5等12种组分组成。

二流化床设计

2.1 操作工艺参数

反应温度为：450℃

反应压力为：0.12MPa(绝压)

操作空速为：1~5h-1

年工作8000小时

MTO成型催化剂选用Sr-SAPO-34

催化剂粒径范围为：30～80μm

催化剂平均粒径为60μm

催化剂颗粒密度为1500kg/m3

催化剂装填密度为750kg/m3

催化性能：乙烯收率，67.1wt%；丙烯收率，22.4wt%；总收率，89.5wt%。

水醇质量比为0.2

甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为24.3μPa.s

甲醇450℃下的密度根据理想气体状态方程估算为0.54kg/m3

甲醇处理量：根据催化剂的催化性能总受率为89.5wt%，甲醇的用量=烯烃质量×（32/14）/0.895

烯烃的生产要求是35000t/a，甲醇的量为89385t/a。

2.2物料衡算及热量衡算

甲醇制烯烃反应如下：

主反应：

(1) 2CH

3OH = C

2

H

4

+ 2H

2

O ΔH=－23.1KJ/mol

(2) 3 CH

3OH= C

3

H

6

+ 3H

2

O ΔH=－92.9KJ/mol

(3) 4CH

3OH = C

4

H

8

+ 4H

2

O ΔH= -150.0KJ/mol

本设计中的副反应：

(4) CH

3OH = CO + 2H

2

ΔH=－102.5KJ/mol

(5) CO + H

20 = CO

2

+ H

2

ΔH=－37.9KJ/mol

(6) CH

3OH +H

2

= CH

4

+ H

2

O ΔH=－118.2KJ/mol

(7)2 CH

3OH + H

2

= C

2

H

6

+ 2H

2

O ΔH=－168.4KJ/mol

(8) 3CH

3OH + H

2

= C

3

H

8

+ 3H

2

O ΔH=－221.8KJ/mol

(9) 4CH

3OH + H

2

= C

4

H

10

+ 4H

2

O ΔH=－280.5KJ/mol

(10）5CH

3OH + H

2

= C

5

H

12

+ 5H

2

O ΔH=－340.1KJ/mol

甲醇的处理量89385t/a，即349.16kmol/h，水的量17877t/a，即124.15kmol/h。

反应后各物质的碳基收率

物质 CH 4 CO C 2H 4 C 2H 6 C 3H 6 C 3H 8 C 4H 8 C 4H 10 C 5H 10 碳基收率% 1.8 2.1 67.1 1.4 22.4 1.0

3.3

0.4

0.5

2.2.1物料衡算

反应器出口原料气的各组分的流量

C 2H 4 349.160.6712=117.14/3280/kmol h kg h ?÷= C 3H 6 349.160.2243=26.07/938.54/kmol h kg h ?÷= C 4H 8 349.160.0334=2.88/138.27/kmol h kg h ?÷= CH 4 349.160.018=6.28/100/kmol h kg h ?= C 2H 6 349.160.014=4.89/146.6/kmol h kg h ?= C 3H 8 349.160.013=1.16/51.2/kmol h kg h ?÷= C 4H 10 349.160.0044=0.349/20.3/kmol h kg h ?÷= C 5H 10 349.160.0055=0.349/24.4/kmol h kg h ?÷= CO 349.160.021=7.33/205.3/kmol h kg h ?=

2.2.2热量衡算

ΔH 1=－23.1×117.14×1000=－2.706×106kJ/h ΔH 2=－92.9×26.07×1000=－2.422×106kJ/h ΔH 3=－150.0×2.88×1000=－0.432×106kJ/h ΔH 4=－118.2×6.28×1000=－0.742×106kJ/h ΔH 5=－168.4×4.89×1000=－0.823×106kJ/h ΔH 6=－221.8×1.16×1000=－0.257×106kJ/h ΔH 7=－280.5×0.49×1000=－0.099×106kJ/h ΔH 8=－102.5×7.33×1000=－0.751×106kJ/h ΔH 9=－340.1×0.349×1000=－0.118×106kJ/h

ΔH=ΔH 1+ΔH 2+ΔH 3+ΔH 4+ΔH 5+ΔH 6+ΔH 7+ΔH 8+ΔH 9=(－2.706－2.422－0.432－

mf U R =

20p d ep ρ

μ

1000

p d ep ρ

μ

>0.742－0.823－0.257－0.099－0.751－0.118)×106=－

8.359×106kJ/h

若热损失取ΔH 的5%，则需由反应段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为： Q=8.359×106×(1-0.05)=8×106kJ/h

反应段换热装置产生0.405Mpa 的饱和蒸汽（饱和温度为143℃）， 143℃饱和蒸汽焓H steam =2736kJ/kg 143℃饱和水焓H H2O =601.2kJ/kg

则产生的蒸汽量G=8.8×106÷（2736-601.2）=3747.4kg/h

2.3操作气速

2.3.1 最小流化速度计算

当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层中的颗粒开始流动起来，此时流体的流速称为起始流化速度，记作U mf 起始流化速度仅与流体和颗粒的物性有关，其计算公式如下式所示： 对于的小颗粒

()2

U 1650p p mf d g

ρρμ

-=

（1）

对于的大颗粒

()1/2

d U 24.5p p mf

g ρρρ??-=??

???? （2）

式中：d p 为颗粒的平均粒径；ρp ，ρ分别为颗粒和气体的密度；μ为气体的粘度假设颗粒的雷诺数R ep <20，将已知数据代入公式（1），

()

()22561015000.549.81U 0.0013/516501650 2.4310

d g p p m s

mf ρρμ??--?-? ???===-??

校核雷诺数：

2U mf

F mf d g

p

=3U 56100.00130.54mf

=1.731020

5

2.4310d p R ep

ρμ

--???==?<-?

将U mf 带入弗鲁德准数公式作为判断流化形式的依据散式流化， F rmf ＜0.13；聚式流化，F rmf ＞0.13。 代入已知数据求得

2

20.00130.002956.0109.81

U mf

F mf d g p ===-??

根据判别式可知流化形式为散式流化。

2.3.2 颗粒的带出速度Ut

床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度（即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力）时，颗粒开始从床内带出，此时流体的速度成为颗粒的带出速度U t 其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度U t ，其计算公式如下式所示：

当U R =

0.4

d p t

ep

ρ

μ

<时，

2U 18d g p p t ρρμ??- ???= （3）

当U 0.4

=

500

d p t

ep

ρμ

<时，

2

21/34U d

225g p t p ρρρμ????- ???

????=??????

（4）

当U R =

500

d p t

ep

ρ

μ

>时，

1/2

3.1d U g p p t ρρρ????- ?????=???????? （5）

流化床正常操作时不希望夹带，床内的最大气速不能超过床层平均粒径颗粒的带出速度U t ，因此用d p =60μm 计算带出速度。 代入已知数据求得

2

21/34U d 0.399/225g p m s

t p ρρρμ????- ???

????==??????

校核雷诺数：

R ep =0.532（0.4

2.3.3 流化床操作气速

如上所述，已知颗粒的临界流化速度U mf 和催化剂的小颗粒的带出U t ，对于采用高流化速度，其流化数（流化数=气体表观速度/临界流化速度）可以选着300-1000，本装置设计使用流化数为1000，带入计算

0U =1000U 10000.0013 1.3/mf m s

=?=

故本装置的操作气速为1.3m/s

为防止副反应的进行，本流化床反应器设计密相和稀相两段，现在分别对其直径进行核算。

2.4 床径的确定

2.4.1 密相段直径的确定

本流化床反应器设计处理能力为13.4t/h 。体积流量为24829.3m 3/h 甲醇气体，

即6.9m 3/s 。 根据公式

T 0

4V

D =

ΠU （6） 4 6.9

2.6

3.14 1.3T D m

?=

=?

即流化床反应器密相段的公称直径为DN=2.6m

2.4.2 稀相段直径的确定

在该段反应器中，扩大反应器的体积，可以减缓催化剂结焦，以及抑制副反应的生产，本厂设计稀相段流化数为700，计算过程如下：

07007000.00130.91/mf U U m s

==?=

将流速带入公式（6）中

4 6.9

3.13.140.91T D m

?=

=?

即流化床反应器稀相段的公称直径为DN=3.1m

2.5流化床床高

床高分为三个部分，即反应段，扩大段，以及锥形段高度。 甲醇处理量为M=13.4t/h

取质量空速为2h -1，则催化剂的量为6.7吨。

由催化剂的装填密度为750kg/m 3，所以静床高度的确定

2

2

4

67004

1.7750 3.14

2.6mf T m H m D ρπ??=

=

=??催化剂，

考虑到床层内部的内部构件，取静床层高度为2.0m 。

流化时的流化比取2，因此床层高度H 1=3H mf =5.1m 。 扩大段高度取扩大段直径的二分之一，H 2=1.6m 。

反应段与扩大段之间的过渡部分过度角为120°，由三角函数，过渡段高度

()3

tan 300.222

T D D H m

-=

=

锥形段取锥底角为40°，取锥高为H 4=0.6m ，其锥底直径为1.2m 。 由此可得，流化床总高H=H 1+H 2+H 3+H 4=7.52m 其长径比为7.52/2.6=3。

2.6床层的压降

流化床在正常操作时具有恒定的压降，其压降计算公式为

()67009.81

2.38kpa 27.9

p p

m g

mg p A A ρρρ-??=

=

==

2.7流化床壁厚

流化床反应器的操作温度为450摄氏度，操作压力为0.12Mpa ，设计温度为500摄氏度，设计压力为0.2Mpa ，由于温度较高，因此选择0Cr18Ni9材料，该种材料在设计温度下的许用应力为100Mpa ，流化床体采用双面对接焊，局部无损探伤，取流化床体焊接接头系数为φ=0.85，壁厚的附加量取c=2mm 。流化床壁厚：

[]d 0.22600

t =

2521000.850.2

2i t

pD c mm

p

σφ?+=

+=??--

考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的设计壁厚为6mm ， 流化床体的有效厚度为t e =t n -c 1-c 2=3.4mm 。 筒体的应力按下式进行计算

()()

0.22600 3.476.5722 3.4

e t e

p D t Mpa

t σ+?+=

=

=?。

许用应力[σ]t φ=100x0.85=85Mpa>76.57Mpa,应力校核合格。

对于扩大段，

[]d 0.23100

t =

2 5.721000.850.2

2i t

pD c mm

p

σφ?+=

+=??--

考虑到扩大段，过渡段压力略有减小，并且扩大段温度较低，因此均选取扩 大段、过渡段壁厚为6mm 。

锥形段阶段为反应气体的预分布阶段，未发生反应，温度较低直径较小，因 此壁厚更小，但为考虑选材与安装的方便性，其壁厚也选取为6mm 。

2.8椭圆封头

由于反应器压力较低，封头承压不大，故选用应用最为广泛的椭圆形封头， 设计压力为0.15Mpa ，设计温度为500摄氏度，腐蚀裕量为2mm ，封头焊缝系 数为0.85。

封头高度取1m 。

选择材料为0Cr18Ni9材料，在设计温度下，其许用应力为100Mpa 。 形状系数为K=1.0

封头厚度按下式进行计算

[]0.153100

t =

2.721000.850.50.15

20.5p n t

K D mm

p

σφ?=

=??-?-

考虑到便于焊接，故选取封头厚度为6mm 。

2.9裙座

裙座的厚度按经验选取为20mm ，，高度为1m 。

2.10水压试验及其强度校核

水压试验的试验压力有p T =p+0.1=0.3Mpa, p T =1.25p=0.25Mpa,取两者中大 值，即pt=0.3Mpa 。 水压试验时壁内应力

[]()0.32600 3.4120220.85 3.4

T e T e p D t Mpa

t σφ

+?+=

=

=??

[]

()

0.50.3126000.5 3.4120220.85 3.4

T e T e p KD t Mpa

t σφ

+??+?=

=

=??

已知0Cr18Ni9材料在常温下的屈服强度为σs =137Mpa ，计算

0.9σs =123.3Mpa

可以知道水压试验时筒体壁内应力小于0.9σs ，水压试验安全。

2.11气体分布器

气体分布器是流化床反应器的一个重要的构件，气体分布器位于流化床底部，支撑全部催化剂颗粒。其作用是将反应气体均匀地送入流化床，保证良好的起始流化条件和稳定操作状态，其引发流花，维持床层颗粒连续运动和均匀分布气体的作用，主要装置是气体分布板。

在本设计中的流化床中，气体分布板选取侧孔型，具体为侧缝锥帽型，其形式如下图所示。

2.11.1分布板开孔率

在分布板上均匀的分布许多小孔和锥帽。开孔率是指板上布孔的截面积与流化床床层截面积之比，分布板的开孔率直接关系到流化质量、床层压降和过程操作的稳定性，开孔率过大， 分布板压降就小，流化床操作稳定性就差；但若开

孔率过小，压降过大，动力消耗大，经济上不合理。因此有临界开孔率，其计算公式为经验方法：

1U 2

==0.12=0.01

U 40?ξ???? ???开孔率0.1

因此操作中流化床的开孔率选择为 0.01

2.11.2分布板压降

分布板的压降主要决定于开孔率，受到气体引入和床层两方面的影响，分布板压降的计算式为

22

22

0.5422 2.2229.810.01d U p kpa g ρξ???==?=??

2.11.3锥帽的排列及布置

在流化床中，锥帽的排列要均匀，中间的锥帽正三角形排列，最外圈的用同心圆排列，这样可以消除等三角形排列造成锥帽与床壁距离不均的缺点。

2.12旋风分离器

2.12.1旋风分离器的结构和操作

原理：

1 含尘气体从圆筒上部长方形切线进口进入,沿圆筒内壁作旋转流动。

2 颗粒的离心力较大，被甩向外层，气流在内层。气固得以分离。

3 在圆锥部分，旋转半径缩小而切向速度增大，气流与颗粒作下螺旋运动。

4 在圆锥的底部附近，气流转为上升旋转运动，最后由上部出口管排出；

5 固相沿内壁落入灰斗。

旋风分离器不适用于处理粘度较大，湿含量较高及腐蚀性较大的粉尘，气量的波动对除尘效果及设备阻力影响较大。 旋风分离器结构简单，造价低廉，无

运动部件，操作范围广，不受温度、压力限制，分离效率高。一般用于除去直径5um 以上的尘粒，也可分离雾沫。对于直径在5um 以下的烟尘，一般旋风分离器效率已不高，需用袋滤器或湿法捕集。其最大缺点是阻力大、易磨损。

气流在旋风分离器内的流动情况和分离机理均非常复杂，因此影响旋风分离器性能的因素较多，其中最重要的是物系性质及操作条件。一般说来，颗粒密度大、粒径大、进口气速度高及粉尘浓度高等情况均有利于分离。如含尘浓度高则有利于颗粒的聚结，可以提高效率，而且可以抑制气体涡流，从而使阻力下降，所以较高的含尘浓度对压力降与效率两个方面都是有利的。但有些因素对这两方面的影响是相互矛盾的，如进口气速稍高有利于分离，但过高则导致涡流加剧，增大压力降也不利于分离。因此，旋风分离器的进口气速在10～25m/s 范围内为宜。气量波动对除尘效果及压力降影响明显。

2.12.2旋风分离器的计算、选型

本设计取i u =20m/s 。

2

30bh D

d L H

ζ=

+， 3,,,,2552

D D D b h d L D H D =

====

2

330

558.3()22

D D

D

D D D ζ==+， 由V q =bh i u ，V q =1.53/m s ，i u =20m/s ，3,55

D D

b h ==；得D=0.80m

在流化床顶部，为防止小粒径催化剂颗粒随气体被带出，故在流化床扩大 段设立二级旋风分离器，根据旋风分离器的规格，选用CLG 型旋风分离器，其中 一级旋风分离器的直径为800mm ，二级旋风分离器的直径为600mm 。

旋风分离器的布置和结构：一级旋风分离器的料腿下伸到床底部，下料腿 端部安装锥形堵头，使催化剂能够随自下而上的气流进入下料管内。二级旋风分

离器下料腿置入床层稀相区，下料腿端部安装挡风帽和翼阀。

2.13换热器

2.1

3.1定义

蛇管式换热器是由金属或非金属管子，按需要弯曲成所需的形状，如圆形、螺旋形和长的蛇形管。它是最早出现的一种换热设备，具有结构简

单和操作方便等优点。按使用状态不同，蛇管式换热器又可分为沉浸式蛇管和喷淋式蛇管两种。

a. 沉浸式蛇管 如图所示

蛇管多以金属管子弯绕而成，或由弯头、管件和直管连接组成，也可制成适合不同设备形状要求的蛇管。使用时沉浸在盛有被加热或被冷却介质的容器中，两种流体分别在管内、外进行换热。它的特点：结构简单，造价低廉，操作敏感性较小，管子可承受较大的流体介质压力。但是，由于管外流体的了流速很小，因而传热系数小，传热效率低，需要的传热面积大，设备显得笨重。沉浸式蛇管换热器常用于高压流体的冷却，以及反应器的传热元件。

b. 喷淋式蛇管换热器 如图所示

将蛇管成排的固定在钢架上，被冷却的流体在管内流动，冷却水由管排上方的喷淋装置均匀淋下。与沉浸式相比较，喷淋式蛇管换热器主要优点是管外流体的传热系数大，且便于检修和清洗。其缺点是体积庞大，冷却水用量较大，有时喷淋效果不够理想。

2.1

3.2蛇管式换热器的计算

1.选用适当的传热系数方程 流体流过蛇管的传热系数可用直管方程的修正形式进行计算。直列管中的计算方程应乘以因子1 3.5/i c D D +，式中i D 为蛇管内径，而c D 为螺旋直径。此外，对层流，应用1/6(/)c i D D 项代替1/3(/)L D 。湍流所需的雷诺数为1/22100[112(/)]i c D D +。

2.计算最小湍流雷诺数 现有

1/2

m

i n (/)2100[112(/)]i c DG D D μ=+，i D =0.048m ，c D =2.00m

所以min (/)DG μ=6004 3.计算h

()()2

2/32/31/6

121

261.86 4.2954346.5(1 3.50.048/2)526.3/()()(4.295/6847)(6004)(2/0.048)

,307ln 2490.032258 4.183********.1364.71101180 2.4810i h W m K T T s

Q KS t t L T D T Q kJ

π??+?=

=?-?=??===

??=?+?+?+?=?，

查的饱和水:

c=比热容=4.295/()()kJ kg K ；k=热导率=6847/()()W m K ；

得2

2/32/31/6

1.86 4.2954346.5(1 3.50.048/2)526.3/()()(4.295/6847)(6004)(2/0.048)

h W m K ??+?=

= 由12

1

2

,307ln T T Q KS t t T T ?-?=??=

=??，k=h=526.32/()()W m K ， Q=9.279×106kJ/h ，得S=57.432m 所以i

s

L D π=

=380.00m

2.14主反应器设计结果

主反应器最终设计结果如下：

表1-1 反应器设计表

项目名称

流化床反应器

操作介质 甲醇和水混合气，Sr-SAPO-34

操作流量 m 3/h 24829.3

操作压力 MPa 0.12 操作温度 ℃ 450 密相段气速 m/s 1.3 密相段直径 m 2.6 密相段高度 m 5.1 稀相段气速 m/s 0.91 稀相段直径 m 3.1 稀相段高度 m 1.6 过渡段高度m 0.22 锥形段 m 0.6 裙座m

1

三配套设施

3.1泵的选型

3.1.1离心泵的工作原理

当离心泵启动后，泵轴带动叶轮一起作高速旋转运动，迫使预先充灌在叶片间液体旋转，在惯性离心力的作用下，液体自叶轮中心向外周作径向运动。液体在流经叶轮的运动过程获得了能量，静压能增高，流速增大。当液体离开叶轮进入泵壳后，由于壳内流道逐渐扩大而减速，部分动能转化为静压能，最后沿切向流入排出管路。所以蜗形泵壳不仅是汇集由叶轮流出液体的部件，而且又是一个转能装置。当液体自叶轮中心甩向外周的同时，叶轮中心形成低压区，在贮槽液面与叶轮中心总势能差的作用下，致使液体被吸进叶轮中心。依靠叶轮的不断运转，液体便连续地被吸入和排出。液体在离心泵中获得的机械能量最终表现为静压能的提高。

3.1.2离心泵的基本结构

离心泵的基本部件是高速旋转的叶轮和固定的蜗牛形泵壳，导轮以及防止泄露的轴封装置。叶轮是离心泵的关键部件。叶轮直接对泵内液体做功的部件，为离心泵的供能装置。具有若干个（通常为4～12个）后弯叶片的叶轮紧固于泵轴上，并随泵轴由电机驱动作高速旋转。泵壳就是泵体的外壳，它包围旋转的叶轮。泵壳中央的吸入口与吸入管路相连接，吸入管路的底部装有单向底阀。为了减少离开叶轮的液体直接进入泵壳时因冲击而引起的能量损失，在叶轮与泵壳之间有时装置一个固定不动而带有叶片的导轮。泵壳侧旁的排出口与装有调节阀门的排出管路相连接。由于泵轴转动而泵壳固定不动，在轴和泵壳的接触处必然有一定间隙。为避免泵内高压液体沿间隙漏出，或防止外界空气从相反方向进入泵内，必须设置轴封装置。

3.1.3离心泵的分类

离心泵的分类很多，它是依据不同的结构特点而划分的。按工作叶轮数目分为单级泵和多级泵，.按工作压力分为低压泵、中压泵、高压泵，按叶轮进水方式分为单侧进水式泵和双侧进水式泵，按泵壳结合缝形式分为水平中开式泵和垂直结合面泵，按泵轴位置来分类卧式泵和立式泵，按叶轮出来的水引向压出室的方式分为蜗壳泵和导叶泵。平时我们说某台水泵属于多级泵，是指叶轮多少来讲的。根据其它结构特征，它又有可能是卧式泵、垂直结合面泵、导叶式泵、高压泵、单面进水式泵等。所选型以依据不同，叫法就不一样。另外，根据用途也可进行分类，如油泵、水泵、凝结水泵、排灰泵、循环水泵等。

3.1.4离心泵主要用途

1、供输送清水及物理化学性质类似于清水的其他液体之用，适用于工业和城市给排水、高层建筑增压送水、园林喷灌、消防增压、远距离输送、暖通制冷循环、浴室等冷暖水循环增压及设备配套，使用温度T＜80℃。

2、立式热水（高温）循环管道泵广泛适用于：能源、冶金、化工、纺织、造纸、以及宾馆饭店等锅炉高温热水增压循环输送及城市采暖系统循环用泵，热水型使用温度T＜120℃，高温型使用温度T＜240℃。

3、不锈钢化工管道泵，供输送不含固体颗粒，具有腐蚀性，粘度类似于水的液体，适用于石油、化工、冶金、电力、造纸、食品制药和合成纤维等部门，使用温度为-20℃ ~ 120℃。

4、管道油泵型，供输送汽油、煤油、柴油等石油产品，被输送介质温度为-20℃ ~+ 120℃

离心泵选型原则，合理选泵，就是要综合考虑泵机组和泵站的投资和运行费用等综合性的技术经济指标，使之符合经济、安全、适用的原则。具体来说，有以下几个方面：1、使所选泵的型式和性能符合装置流量、扬程、压力、温度、汽蚀流量、吸程等工艺参数的要求。2、机械方面可靠性高、噪声低、振动小3、经济上要综合考虑到设备费、运转费、维修费和管理费的总成本最低。4、离心泵具有转速高、体积小、重量轻、效率高、流量大、结构简单、输液无脉动、性能平稳、容易操作和维修方便等特点。因此除以下情况外，应尽可能选用离心泵：

有计量要求时，选用计量泵扬程要求很高，流量很小且无合适小流量高扬程离心泵可选用时，可选用往复泵，如汽蚀要求不高时也可选用旋涡泵。扬程很低，流量很大时，可选用轴流泵和混流泵。介质粘度较大（大于650~1000mm2/s）时，可考虑选用转子泵或往复泵（齿轮泵、螺杆泵）介质含气量75%，流量较小且粘度小于37。4mm2/s时，可选用旋涡泵。对启动频繁或灌泵不便的场合，应选用具有自吸性能的泵，如自吸式离心泵、自吸式旋涡泵、气动（电动）隔膜泵。

离心泵的选型依据离心泵的选型依据离心泵的选型依据离心泵的选型依据泵选型依据，应根据工艺流程，给排水要求，从五个方面加以考虑，既液体输送量、装置扬程、液体性质、管路布置以及操作运转条件等 1、流量是选泵的重要性能数据之一，它直接关系到整个装置的的生产能力和输送能力。如设计院工艺设计中能算出泵正常、最小、最大三种流量。选择泵时，以最大流量为依据，兼顾正常流量，在没有最大流量时，通常可取正常流量的1.1倍作为最大流量。 2、装置系统所需的扬程是选泵的又一重要性能数据，一般要用放大5%—10%余量后扬程来选型。 3、液体性质，包括液体介质名称，物理性质，化学性质和其它性质，物理性质有温度c、密度d、粘度u，介质中固体颗粒直径和气体的含量等，这涉及到系统的扬程，有效气蚀余量计算和合适泵的类型：化学性质，主要指液体介质的化学腐蚀性和毒性，是选用泵材料和选用那一种轴封型式的重要依据。

4、装置系统的管路布置条件指的是送液高度送液距离送液走向，吸如侧最低液面，排出侧最高液面等一些数据和管道规格及其长度、材料、管件规格、数量等，以便进行系梳扬程计算和汽蚀余量的校核。

5、操作条件的内容很多，如液体的操作T饱和蒸汽力P、吸入侧压力PS（绝对）、排出侧容器压力PZ、海拔高度、环境温度操作是间隙的还是连续的、泵的位置是固定的还是可移的。

3.2换热器的设计

3.2.1预热器的设计计算

在原料气进入反应器之前进行原料的预热，设原料初始温度为20°，预热

后的温度为200°，处理量为

996011000

389.07/800032

kmol h ?=?即12450.13kg/h 即

3.893/m s ，查得，水的比汽化热为2258kJ/kg ，比热容为

4.183kJ/kg/k ；甲醇的比汽化热为64.7kJ/kg ，比热容为1101kJ/kg/k ；

原料一小时升温到200°C 吸收的热量

()()62490.032258 4.183********.1364.71101180 2.4810Q kJ =?+?+?+?=?

四、符号说明

ΔH ——反应热，KJ/mol ； Q —— 反应总热量， kJ/h ； G ——水蒸气用量，kg/h ； V 0——甲醇进料体积流率，m 3/s ； μ——甲醇粘度，Pa.s ； d p ——催化剂颗粒直径，m ；

ρp ——催化剂颗粒密度，kg/m 3 ； ρ——甲醇密度，kg/m 3 ； U mf ———起始流化速度，m/s ； Ut ——颗粒带出速度，m/s ； g ——重力加速度，9.81m/s 2 ； D ——反应段直径，m ； U min ——最小颗粒带出速度，m/s ； D 1——扩大段直径，m ； m 催化剂——催化剂质量，kg ； H mf ——静床高度，m ； H 1——反应段床层高度，m ； H 2——扩大段高度，m ； H 3——流化床过渡段高度，m ； H 4——锥高，m ；

Δp ——压降，kpa ； φ——流化床体焊接接头系数，无因次；

C ——附加量取，mm ； t e —— 有效厚度为，mm ； t d ——流化床体壁厚，mm ； σt ——应力，Mpa ； K ——形状系数，无因次； M 01 ——反应器壳体与裙座的质量，kg ；

M 02——保温材料的质量，kg ； M 03——平台及扶梯质量，kg ； M 04——操作时的物料质量，kg ； Ma ——附属件的质量，kg ； M ——容器的操作质量，kg ； d ——管径，mm ；

Φ——开孔率，无因次； Δp d ——分布板压降，kpa ；