第十章 流化床反应器

该式适用于临界雷诺数Remf ＜5的情况 当Remf>5时，所求得的umf应加以校正
21
图10-11临界流化速度的修正系数
22
2.带出速度
• 当气速略大于颗粒的自由沉降速度时，颗粒沉降不下来而被 流体带出。开始把颗粒带出的速度称为带出速度。
对于球形颗粒，当Re＜0.4时，
ut
2 d p ( p f )
• ②床层膨胀比也可由图10-41 查取，利用前面介绍的公式求 出 umf 和 ut,可由图查得比值 Lmf ／L；
• ③可由经验式直接求R • 2.稀相段高度 h 2
59
• 圆筒形流化床结构简单，制造容易，设备容 积利用率高。 • 圆锥形流化床结构比较复杂，制作比较困难， 但由于它的截面自下而上逐渐扩大，也具有 很多突出的优点。
• (3)从传质上看，由于催化剂颗粒和流体处于剧烈搅动状态， 气固相界面不断更新，使传质系数增大；加之催化剂粒度小， 单位体积催化剂具有很大的表面积，使传质速率加快。 • (4)从操作上看，从床层中取出颗粒和加入新的颗粒都很方便， 对于催化剂易于失活的反应，可使反应过程和催化剂再生过 程连续化，且易于实现自动控制。 • (5)从生产规模上看，流化床传热良好，设备结构简单，投资 省，适合于大规模生产。
C = 0.8431g
s
0.065
图10-12带出速度的校正系数
24
３．流化床的操作速度
• 选择操作气速应考虑以下因素* :
• a颗粒的磨损及带出损失、能量消耗、床层内传热、传质效 果
• b当采用颗粒的粒度分布较宽时，操作速度应保证粗颗粒流 化，同时又要尽量减少细颗粒的吹出量，所以可选较粗颗粒 的umf大得不多的操作速度； • c对于慢速反应，空间速度不能太大，应选较低气速；
• (4)由于催化剂颗粒与器壁的剧烈碰撞，易于造 成设备及管道的磨蚀，增大了设备损耗。
9
流化床反应器的应用
• 流化床反应器适用于热效应大的反应 • 要求有均一的催化反应温度并需要精确控 制温度的反应 • 催化剂使用寿命短及有爆炸危险的场合
• 不适用于要求转化率高的场合和要求催化 剂床层有温度分布场合
46
47
48
49
10.4.2内部构件
• 把分布板造成的良好起始流化条件扩展到床层。流化床 的内部构件包括有旋风分离器的料腿及下料机构、换热 器、溢流管和固体粒子循环管、进料用的内插喷嘴及专 为破碎气泡、增进气固接触效率而设计的一切设施。 • 用于改善气固接触效率的内部构件 有： • • • • • • 1.水平构件 (1)挡板（网）的特性 (2)挡板（网）的结构 (3)挡板（网）的直径 2.垂直构件 3.复合构件
• (2)床层压降△Ｐ也随之上下波动，在DE1和DE2曲线之间波 动，其平均值用DE线表示，如图10-7所示；
• (3)床层分为两相
15
图10-7聚式流态化的△Ｐ-u0关系
16
图10-8两相流化示意图
17
3.不正常流化
图10-9不正常流化状态
18
10.2.3流化床的压降
• 对于一达到临界流速的流化床层，忽略其他摩擦。 • 重力=浮力＋气固摩擦力 • LmfAt(1-εmf) ρp g=LmfAt(1-εmf) ρf g＋AtΔpmf pmf Lmf (1 mf )( p f ) g • 当空床气速超过临界流化速度时 p f L f (1 f )( p - f ) g
• 1)可适应低气速条件下的操作。对于粒度分 布较宽的体系，圆锥床底部的高气速可保证 粗颗粒的流化，顶部的低气速则可减少小颗 粒的夹带，从而获得较好的流化质量。
60
• (2)圆锥形流化床底部气体和固体颗粒的剧 烈湍动，可使气体分布均匀，从而大大简化 了气体分布板的设计。 • (3)对于反应速度快和热效应大的反应，床 层底部的高速湍动可强化传热，使反应不至 于过分集中在床层底部，防止了分布板处产 生死区、堵塞和烧结现象。 • (4)可适应气体体积增大的反应。反应过程 中气体在床中上升，随静压力的减小，体积 会相应增大，若反应为分子数增加的过程， 则气体体积会增大更多，采用圆锥床，可适 应这种体积增大的特点，使流化更趋平稳。
• 设计流化床时，可根据计算结果、经验数据并考虑各种因 素的影响，经过反复计算和比；较经济效益，确定较合适 的实际操作速度。
26
10.3.1流化床反应器的传热过程分析
• • • • • 流化床反应器的传热过程有三种基本形式* １.固体颗粒与固体颗粒之间的传热 2.气体与固体颗粒之间的给热 3.床层与反应器器壁和内换热器壁之间的给热 在上述传热过程中，前两种的给热速度比第三种要大得多， 要提高整个流化床的传热速率，关键在于提高床层与器壁 之间的给热速率
8
流化床反应器的缺点
• (1)由于颗粒的剧烈湍动，造成固体颗粒与流体 的严重返混，导致反应物浓度下降，转化率下降。
• (2)对气固流化床，常发生气体短路与沟流，严 重降低了气固相接触效率，使反应转化率下降。
• (3)催化剂颗粒之间的剧烈碰撞，造成催化剂破 碎率增大，增加了催化剂的损耗，需增设回收装 臵。
• (1)操作速度的影响 • (2)颗粒直径的影响 • (3)挡板、挡网的影响 • (4)换热器位置对给热系数的影响 • (5)颗粒与气体的物理性质对给热系数的影响
34
图10-19气速对给热系数的影响
35
图4-20挡网对给热系数的影响
36
37
10.4.1气体分布板与预分布器
• 气体分布装臵的作用*
10
10.1.2流化床反应器的类型及结构*
• • • • • • • • • 流化床反应器的类型* 1.按固体颗粒是否在系统内循环分类 分为单器流化床和双器流化床 2.按床层外形分类 分为圆筒形和圆锥形流化床 3.按反应器层数分类 分为单层流化床和多层流化床 4.按床层中是否设臵内部构件分类 分为自由床和限制床
14
2.散式流态化和聚式流态化
• 颗粒分布均匀的流态化称为散式流态化，一般液固流化床 接近于散式流态化。散式流态化的特性接近于理想流态化。
• 聚式流态化是一个特殊的两相物系，处于流化态的 颗粒群是连续的，称连续相，气泡是分散的，叫分 散相。
• (1)空床气速大于umf后床层进入流化状态，此时流化床没有 一个固定的上界面，它以每秒数次的频率上下波动；
• 10.1.1流化床反应器的工业应用及特点 • 流化床反应器在工业中的应用可分为催化过程和非催化过 程两大类。 • 1.催化过程 • 催化过程的主要特点是固体颗粒为催化剂。催化剂的活性 随反应而下降，需取出再生或补充新的催化剂以维持器内 催化剂的平均活性。
• 2.非催化过程：如矿物加工
2
图10-1SODⅣ型流化催化裂化装置
27
10.3.2床层与器壁之间的给热
图10-13给热系数比较
28
1.流化床内换热器的结构型式
1）单管式换热器 2）鼠笼式换热器 3）管束式换热器 4）蛇管式换热器
29
30
31
32
2.床层对内换热器壁的传热机理
图10-19床层对内换热管传热机理分析示意图
33
3.床层对壁给热系数影响因素分析*
57
10.5.1流化床直径的确定
床层直径可按气体处理量和操作速度由下式计算
4q v D= u 0
扩大段直径按下式计算
Dd =
4q vd u t
58
10.5.2流化床层高度的确定
• 1.浓相段高度Lf • （1）静床高L0的计算
• （2）床层膨胀比的计算
• ①由与临界流化速度和操作速 度相对应的床层空隙率和求得
11
流化床反应器的结构* 流化床反应器由壳体、气体分布装臵、内部构件、换热装臵、 气固分离装臵等组成。
气体分布装臵包括气体预分布器和气体分布板两部分。其作 用是使气体均匀分布，以形成良好的起始流化条件，同时支 承固体颗粒。 • 内部构件有水平构件和垂直构件之分，主要用来破碎气泡， 改善气固接触，减少返混，从而提高反应速度和反应转化率。 • 流化床的换热装臵可以装在床层内，也可以采用夹套式换热。 作用是用来及时取出或供给热量。 • 气体离开床层时总要夹带部分细小的催化剂颗粒，气固分离 装臵的作用是回收这部分细粒使其返回床层。 • 常用的气固分离装臵有内过滤器和旋风分离器两种。
• d反应热效应不大时，可采用较低气速； • e颗粒的流化性能好，在低气速下不致产生沟流，且要求床 高较低时，应采用较低气速。 • f操作速度的选定除根据上述原则外，最好通过实验来确定。
25
• 为了确定操作速度，工业上常采用流化数的概念，操作速 度与临界流化速度之比称为流化数，即
u0 k= u mf
50
图4-30挡网
图4-31单旋导向挡板
51
图10-32多旋导向挡板
52
图10-33斜片挡板的结构参数
53
图4-34垂直构件示意图
54
图4-36脊形构件结构示意图 图4-35塔型立式构件
55
10.4.3气固分离装置 • 1.内过滤器 • 2.内旋风分离器
图4-37内过滤器图
56
4-38旋风分离器结构示意图
3
图10-2萘氧化反应器
4
图10-3制取环氧乙烷的流化反应器
5
图10-4乙炔与醋酸合成醋酸乙烯反应器
6
图10-5工业石灰石煅烧炉
7
与固定床反应器相比流化床具有以下优点：
• (1)从对催化剂的要求看，流化床可采用小颗粒且粒度范围较 宽的催化剂，从而增大了气固相间的接触面积。 • (2)从传热上看，催化剂颗粒之间、床层与器壁及换热器壁之 间的给热系数大，传热速率加快，所需传热面积较小，床层 温度均匀。
第十章 流化床反应器
10.1流化床反应器的特点及结构