流化床反应器的设计 HUA system office room 【HUA16H-TTMS2A-HUAS8Q8-HUAH1688】
丙烯腈流化床反应器的设计 学院：化工与药学院 班级: 2012化学工程与工艺1、2班 学生姓名：翟鹏飞肖畅裴一歌 徐嘉星廖鹏飞田仪长 指导教师: 张丽丽 完成日期： 2015年12月10日 指导教师评语： _______________________________________________ ________________________________________________ ________________________________________________ 成绩: 教师签名:
目录 1 设计生产能力及操作条件 (1) 2 操作气速的选择 (1) 3 流化床床径的确定 (1) 3.1 密相段直径的确定 (1) 3.2 稀相段直径的确定 (2) 3.3 扩大段直径的确定 (2) 4 流化床床高 (2) 4.1 流化床的基本结构 (2) 4.2 催化剂用量及床高 (3) 5 床层的压降 (4) 6 选材及筒体的设计 (4) 7 封头的设计 (5) 8 裙座的选取 (5) 9 水压试验及其强度校核 (5) 10 旋风分离器的计算 (5)
11 主反应器设计结果 (6)
丙烯腈流化床反应器的设计 1 设计生产能力及操作条件 反应温度为：440℃ 反应压力为：1atm 丙烯腈氨氧化法催化剂选用：sac-2000 催化剂粒径范围为：44～88μm 催化剂平均粒径为：50μm 催化剂平均密度为：1200kg/m3 催化剂装填密度为：640kg/m3 催化性能：丙烯腈单收>78.0%；乙腈单收<4.0%；氢氰酸单收<7.0% 耐磨强度<4.0wt% 接触时间：10s 流化床反应器设计处理能力：420.5kmol/h 2 操作气速的选择 流化床的操作气速U =0.6m/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。
流化床反应器的简介及其工业应用 1 流化床反应器概述 流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克勒炉；但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。 按照床层的外形分类，可分为圆筒形和圆锥形流化床。圆筒形流化床反应器结构简单，制造容易，设备容积利用率高。圆锥形流化床反应器的结构比较复杂，制造比较困难，设备的利用率较低，但因其截面自下而上逐渐扩大，故也具有很多优点：1、适用于催化剂粒度分布较宽的体系由于床层底部速度大，较大颗粒也能流化，防止了分布板上的阻塞现象，上部速度低，减少了气流对细粒的带出，提高了小颗粒催化剂的利用率，也减轻了气固分离设备的负荷。这对于在低速下操作的工艺过程可获得较好的流化质量。2、由于底部速度大，增强了分布板的作用床层底部的速度大，孔隙率也增加，使反应不致过分集中在底部，并且加强了底部的传热过程，故可减少底部过热和烧结现象。 3、适用于气体体积增大的反应过程气泡在床层的上升过程中，随着静压的减少，体积相应增大。采用锥形床，选择一定的锥角，可适应这种气体体积增大的要求，使流化更趋平稳。 按照床层中是否设置有内部构件分类，可分为自由床和限制床。床层中设置内部构件的称为限制床，未设置内部构件的称为自由床。设置内部构件的目的在于增进气固接触，减少气体返混，改善气体停留时间分布，提高床层的稳定性，从而使高床层和高流速操作成为可能。许多流化床反应器都采用挡网、挡板等作为内部构件。对于反应速度快、延长接触时间不至于产生严重副反应或对于产品要求不严的催化反应过程，则可采用自由床，如石油炼制工业的催化裂化反应器便是典型的一例。 流化床反应器的优点 流化床内的固体粒子像流体一样运动，由于流态化的特殊运动形式，使这种反应器具有如下优点： 1、由于可采用细粉颗粒，并在悬浮状态下与流体接触，流固相界面积大（可高达3280~16400m2/m3），有利于非均相反应的进行，提高了催化剂的利用率。 2、由于颗粒在床内混合激烈，使颗粒在全床内的温度和浓度均匀一致，床层与内浸换热表面间的传热系数很高[200～400W/（m2?K）]，全床热容量大，热稳定性高，这些都有利于强放热反应的等温操作。这是许多工艺过程的反应装置选择流化床的重要原因之一。 流化床反应器的缺点 1、气体流动状态与活塞流偏离较大，气流与床层颗粒发生返混，以致在床层轴向没有温度差及浓度差。加之气体可能成大气泡状态通过床层，使气固接触不良，使反应的转化率降低。因此流化床一般达不到固定床的转化率。
流化床基础知识 一、流态化的定义 固体散料悬浮于运动的流体，颗粒之间脱离接触而具有类似于流体性能的过程，称为固体流态化。 二、流态化现象 根据流态化所使用流体介质的不同，固体流态化可分为液-固流态化、气-固流态化、和气-液-固三相流态化。 液体作流化介质时，液体与颗粒间的密度差较小，在很大的液速操作范围内，颗粒都会较均匀地分布在床层中，比较接近理想流态化，称为散式流态化。 气体作流化介质时，会出现两种情况，对于较大和较重的颗粒如B 类（100~600μm）和D类（≥600μm）颗粒，当表观气速(表观气速是以扣除了换热元件、挡板等构件并且不包含装载的固体的有效空截面积及操作状态下的气体体积流量计算的气速)超过临界流化或起始流化速度，多余的气体并不进入颗粒群去增加颗粒间的距离，而形成气泡通过称为鼓泡流化床的床层，此时为聚式流态化。对于较小和较轻的A类颗粒，当表观气速刚超过临界流化速度的一般操作范围内，多余的气体仍进入颗粒群使之均匀膨胀而形成散式流态化，但进一步提高表观气速将生成气泡而形成聚式流态化，这种情况下产生气泡的相应表观气速称为起始鼓泡速度，超过的多余气体的绝大部分以气泡的形式通过床层，但所形成的气泡一般远比B 类和D类颗粒形成的聚式流化床小，即细颗粒的流化质量比粗颗粒的流化质量高。 在聚式流化床中存在明显的两相：一相是气体中夹带少量颗粒的气泡相（或
称稀相），另一相是颗粒和颗粒间气体所组成的颗粒相（或称密相），又称乳相。在低气速流化床中，乳相为连续相而气泡相为非连续相。 三、聚式流态化的三个流型 1、鼓泡流化床 当表观气速从散式流态化的操作速度进一步提高到起始鼓泡速度时，床层从底部出现鼓泡，压降波动明显增加。对于粒径及密度均较达的B类颗粒，床层并不经历散失流态化阶段，临界流化速度即起始鼓泡速度，产生的气泡数量不断增加，并且气泡在上升过程中相互聚并，尺寸不断长大，直至达到床层表面并开始破裂，颗粒的混合及床层压降波动非常剧烈。 气泡中所含颗粒约占颗粒总量的2%-4%，气泡周围的密相或乳相中颗粒浓度很高。气泡的运动速度随气泡的大小而变，在上升途中，小气泡频繁地聚并而长大，过大而失稳时气泡则破裂。 气泡上升的同时又有颗粒在密相中向下流动以补充向上流动的气泡中带走颗粒所造成的空缺。另一方面，由于气泡在床层径向截面上下不均匀分布，诱发了床内密相的局部以致整体的循环流动，气体的返混加剧。这种流型称为鼓泡流态化，气-固接触效率和流化质量比散式流态化低的多。气泡上升到床层表面时的破裂将部分颗粒弹出床面。在密相床上面形成一个含有少量颗粒的自由空域。一部分在自由空域内的颗粒在重力作用下返回密相床，而另一部分较细小的颗粒就被空气带走，只有通过旋风分离器的作用才能被捕集下来，经过料腿而返回密相床内。 2、节涌流化床 对于高径比较大的实验室及中间试验的流化床，由于床层直径较小，当表观
mf U R = 1000 p d ep ρ μ > 年产3.5 万吨烯烃流化床反应器设计 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 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/m 3 催化剂装填密度为 750kg/m 3 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/m 3 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89385/a 。 2 操作气速 2.1 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，
mf U R =20p d ep ρμ<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）， 校核雷诺数： 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 根据判别式可知流化形式为散式流化。 2.2 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 流化床反应器 流化床反应器 流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床 反应器。流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克 勒炉（见煤气化炉）；但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。 1产品分类 按流化床反应器的应用可分为两类：一类的加工对象主要是固体,如矿石的焙烧,称为 固相加工过程；另一类的加工对象主要是流体，如石油催化裂化、酶反应过程等催化反应 过程，称为流体相加工过程。 2结构形式 流化床反应器的结构有两种形式：①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工 过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著 失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生。②无固体物料连续进料和出料装置，用于 固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程。 3产品优缺点 与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是：①可以实现固体物料的连续输入和输出；②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于强放热反应；③便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化剂失活速率 高的过程的进行，石油馏分催化流化床裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。然而， 由于流态化技术的固有特性以及流化过程影响因素的多样性，对于反应器来说，流化床又 存在很明显的局限性：①由于固体颗粒和气泡在连续流动过程中的剧烈循环和搅动，无论 气相或固相都存在着相当广的停留时间分布，导致不适当的产品分布，阵低了目的产物的 收率；②反应物以气泡形式通过床层，减少了气-固相之间的接触机会，降低了反应转化率；③由于固体催化剂在流动过程中的剧烈撞击和摩擦，使催化剂加速粉化，加上床层顶 部气泡的爆裂和高速运动、大量细粒催化剂的带出，造成明显的催化剂流失；④床层内的 复杂流体力学、传递现象，使过程处于非定常条件下，难以揭示其统一的规律，也难以脱 离经验放大、经验操作。近年来，细颗粒和高气速的湍流流化床及高速流化床均已有工 业应用。在气速高于颗粒夹带速度的条件下，通过固体的循环以维持床层，由于强化了气 固两相间的接触，特别有利于相际传质阻力居重要地位的情况。但另一方面由于大量的固 体颗粒被气体夹带而出，需要进行分离并再循环返回床层，因此，对气固分离的要求也就 很高了。（见流态化、流态化设备） 第29卷第6期化学反应工程与工艺V ol 29, No 6 2013年12月 Chemical Reaction Engineering and Technology Dec. 2013 文章编号：1001—7631 ( 2013 ) 06—0488—07 气固流化床分布板区流动特性 陈伟博1,2，程中虎1，房倚天1 (1.中国科学院山西煤炭化学研究所，山西太原 030001；2.中国科学院大学，北京 100039) 摘要：采用摄像法，在2维流化床中，研究了孔速、开孔率和颗粒物性对分布板区射流深度、死区高度的影 响。结果表明，随着孔速和孔径的增加，射流深度增大，颗粒运动区增大，死区高度减小。在相同的孔速下， 多孔分布板的射流深度更大。对于不同的颗粒物料，在相同U/U mf（U为表观气速，U mf为最小流化气速）下， 射流深度基本一致。与文献中的射流深度计算公式进行对比，将U/U mf引入分布板区射流深度计算公式，提 出了新的射流深度计算公式。对不同条件下分布板区死区高度数据进行拟合，得到了死区高度的经验关联式。 关键词：流化床分布板区射流深度死区高度 中图分类号：TQ021.1；TQ545 文献标识码：A 气固流化床具有良好的传质、传热性能，广泛应用于石油化工、煤化工等工业领域。在设计流化床时，经常遇到的一个问题是如何预测分布板上方气固流动行为。气固流化床中分布板上方，孔射流深度以下的分布板区对整个流化床的气固流动、传质传热和反应过程有着重要的影响。Behie等[1,2]提出了分布板区反应模型，发现流化床反应器中快速反应大部分是在分布板区完成的。射流是气体进入流化床后形成的空穴，在射流边界，气体对固体颗粒有着强烈的夹带作用，对颗粒的流动和磨损有着较大影响。在射流顶端，气泡与射流分离，气泡初始大小的研究对气泡行为的预测有很大的帮助。分布板区的研究对分布板的设计和气固流化床内气固流动的认识都有重要意义。在描述流化床气固流动行为时，射流是一个重要的研究对象。对射流的研究主要集中在两种类型的射流：一种是在流化床中独立于分布板的射流管产生的射流。Merry[3]研究了2维床中的射流，提出了垂直射流深度的经验关联式；Yang等[4]在总结了2维和3维流化床中单孔和多孔射流数据后，提出了以两相Froude数为基础的射流深度关联式；Guo等[5,6]对射流流化床中的射流深度进行了研究；Sauriol等[7]研究了圆柱床中不同方向的射流管产生的射流，发现分布板流化风量会对射流管的射流产生影响。另一种是分布板区射流。分布板区主要分为射流区、颗粒运动区和死区。Wen等[8]在2维床和圆柱床中研究了颗粒死区，提出了消除颗粒死区所需气量的经验关联式。Horio等[9]提出了分布板区的模型，并得到了颗粒运动区直径和死区高度的经验关联式。Müller等[10,11]采用MRI（Magnetic Resonance Imaging）研究了圆柱床中分布板区射流，得到了射流的3维图像，并分别提出了射流深度计算公式。Agarwal等[12]采用PIV（Particle Image V elocimetry）和DIA（Digital Image Analysis）研究2维流化床中分布板区，发现在U o/U o mf 2D为1左右，射流的发展是不一致的，因此，将射流深度计算公式分为了两部分。对分布板区的研究可为流化床的设计和操作提供重要的参考，为了进一步了解分布板对流化床内气固流动的影响，本工作利用摄像法，采用多种分布板和颗粒，对流化床分布板区进行研究，提出了新的射流深度和死区高度经验关联式。收稿日期：2013-07-19；修订日期：2013-08-15。 作者简介：陈伟博（1988—），男，硕士研究生；程中虎（1962—），男，副研究员，通讯联系人。E-mail：chengzh@https://www.doczj.com/doc/c08466599.html,。 基金项目：中国科学院战略性先导科技专项（XDA07050100）。 流化床反应器 fluidized bed reactor(FBR) : 一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。 流态化过程： 当流体向上流过颗粒床层时，其运动状态是变化的。流速较低时，颗粒静止不动，流体只在颗粒之间的缝隙中通过。当流速增加到某一速度之后，颗粒不再由分布板所支持，而全部由流体的摩擦力所承托。此时，对于单个颗粒来讲，它不再依靠与其他邻近颗粒的接触而维持它的空间位置，相反地，在失去了以前的机械支承后，每个颗粒可在床层中自由运动；就整个床层而言，具有了许多类似流体的性质。这种状态就被称为流态化。颗粒床层从静止状态转变为流态化时的最低速度，称为临界流化速度。 流化床的性质： （1）在任一高度的静压近似于在此高度以上单位床截面内固体颗粒的重量； （2）无论床层如何倾斜，床表面总是保持水平，床层的形状也保持容器的形状； （3）床内固体颗粒可以像流体一样从底部或侧面的孔口中排出；（4）密度高于床层表观密度的物体在床内会下沉，密度小的物体会 浮在床面上； （5）床内颗粒混合良好，因此，当加热床层时，整个床层的温度基本均匀。 一般的液固流态化，颗粒均匀地分散于床层中，称之为“散式”流态化；一般的气固流态化，气体并不均匀地流过颗粒床层，一部分气体形成气泡经床层短路逸出，颗粒则被分成群体作湍流运动，床层中的空隙率随位置和时间的不同而变化，因此这种流态化称为“聚式”流态化。与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是： ①可以实现固体物料的连续输入和输出； ②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，而且易于控制，特别适用于强放热反应。但另一方面，由于返混严重，可对反应器的效率和反应的选择性带来一定影响。再加上气固流化床中气泡的存在使得气固接触变差，导致气体反应得不完全。因此，通常不宜用于要求单程转化率很高的反应。此外，固体颗粒的磨损和气流中的粉尘夹带，也使流化床的应用受到一定限制。为了限制返混，可采用多层流化床或在床内设置内部构件。这样便可在床内建立起一定的浓度差或温度差。此外，由于气体得到再分布，气固间的接触亦可有所改善。 近年来，细颗粒和高气速的湍流流化床及高速流化床均已有工业应用。在气速高于颗粒夹带速度的条件下，通过固体的循环以维持床层，由于强化了气固两相间的接触，特别有利于相际传质阻力居重要地位的情况。但另一方面由于大量的固体颗粒被气体夹带而出，需要 流化床反应器的设计 Company number：【0089WT-8898YT-W8CCB-BUUT-202108】 丙烯腈流化床反应器的设计学院：化工与药学院 班级: 2012化学工程与工艺1、2班 学生姓名：翟鹏飞肖畅裴一歌 徐嘉星廖鹏飞田仪长 指导教师: 张丽丽 完成日期： 2015年12月10日 指导教师评语： _______________________________________________ ________________________________________________ ________________________________________________ 成绩: 教师签名: 目录 丙烯腈流化床反应器的设计 1 设计生产能力及操作条件 反应温度为：440℃ 反应压力为：1atm 丙烯腈氨氧化法催化剂选用：sac-2000 催化剂粒径范围为：44～88μm 催化剂平均粒径为：50μm 催化剂平均密度为：1200kg/m3 催化剂装填密度为：640kg/m3 催化性能：丙烯腈单收>%；乙腈单收<%；氢氰酸单收<% 耐磨强度<% 接触时间：10s 流化床反应器设计处理能力：h 2 操作气速的选择 流化床的操作气速U0=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。 3 流化床床径的确定 密相段直径的确定 本流化床反应器设计处理能力为h原料气体,根据公式: V-气体体积流量，m3/s U0-流化床操作气速，m/s 即流化床反应器浓相段的公称直径为DN= 稀相段直径的确定 稀相段直径和密相段直径一样，即D T1= 即流化床反应器稀相段的公称直径为DN= 扩大段直径的确定 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，可采用经验把此段操作气速取为稀相段操作气速的一半。即: 将流速带入公式中: 即流化床反应器扩大段的公称直径为DN= 4 流化床床高 流化床的基本结构 床高分为三个部分，即反应段，扩大段以及锥形段高度。 流化床反应器的设计 WTD standardization office【WTD 5AB- WTDK 08- WTD 2C】 丙烯腈流化床反应器的设计学院：化工与药学院 班级: 2012化学工程与工艺1、2班 学生姓名：翟鹏飞肖畅裴一歌 徐嘉星廖鹏飞田仪长 指导教师: 张丽丽 完成日期： 2015年12月10日 指导教师评语： _______________________________________________ ________________________________________________ ________________________________________________ 成绩: 教师签名: 目录 丙烯腈流化床反应器的设计 1 设计生产能力及操作条件 反应温度为：440℃ 反应压力为：1atm 丙烯腈氨氧化法催化剂选用：sac-2000 催化剂粒径范围为：44～88μm 催化剂平均粒径为：50μm 催化剂平均密度为：1200kg/m3 催化剂装填密度为：640kg/m3 催化性能：丙烯腈单收>%；乙腈单收<%；氢氰酸单收<% 耐磨强度<% 接触时间：10s 流化床反应器设计处理能力：h 2 操作气速的选择 流化床的操作气速U0=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。 3 流化床床径的确定 密相段直径的确定 本流化床反应器设计处理能力为h原料气体,根据公式: V-气体体积流量，m3/s U0-流化床操作气速，m/s 即流化床反应器浓相段的公称直径为DN= 稀相段直径的确定 稀相段直径和密相段直径一样，即D T1= 即流化床反应器稀相段的公称直径为DN= 扩大段直径的确定 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，可采用经验把此段操作气速取为稀相段操作气速的一半。即: 将流速带入公式中: 即流化床反应器扩大段的公称直径为DN= 4 流化床床高 流化床的基本结构 床高分为三个部分，即反应段，扩大段以及锥形段高度。 催化剂用量及床高 催化剂的总体积V R （m 3）是决定反应器主要尺寸的基本依据。原料气体处理 量为V=s 。其中静床高度计算式为： 催化剂堆体积为：33.681083.6m t V V r =?=?=接触气体 催化剂质量为：kg V m r 437123.68640=?=?=堆催化剂ρ 故静床高度为： 密相段的高度：m H H mf 4.117.5221=?== 稀相段的高度：m D H T 8.79.32212=?== 流化床简介 按照床层的外形分类可分为圆筒形和圆锥形流化床。圆筒形流化床反应器结构简单，制造容易，设备容积利用率高。圆锥形流化床反应器的结构比较复杂，制造比较困难，设备的利用率较低，但因其截面自下而上逐渐扩大，故也具有很多优点： 1、适用于催化剂粒度分布较宽的体系由于床层底部速度大，较大颗粒也能流化，防止了分布板上的阻塞现象，上部速度低，减少了气流对细粒的带出，提高了小颗粒催化剂的利用率，也减轻了气固分离设备的负荷。这对于在低速下操作的工艺过程可获得较好的流化质量。2、由于底部速度大，增强了分布板的作用床层底部的速度大，孔隙率也增加，使反应不致过分集中在底部，并且加强了底部的传热过程，故可减少底部过热和烧结现象。 3、适用于气体体积增大的反应过程气泡在床层的上升过程中，随着静压的减少，体积相应增大。采用锥形床，选择一定的锥角，可适应这种气体体积增大的要求，使流化更趋平稳。 按照床层中是否设置有内部构件分类可分为自由床和限制床。床层中设置内部构件的称为限制床，未设置内部构件的称为自由床。设置内部构件的目的在于增进气固接触，减少气体返混，改善气体停留时间分布，提高床层的稳定性，从而使高床层和高流速操作成为可能。许多流化床反应器都采用挡网、挡板等作为内部构件。对于反应速度快、延长接触时间不至于产生严重副反应或对于产品要求不严的催化反应过程，则可采用自由床，如石油炼制工业的催化裂化反应器便是典型的一例。 按照反应器内层数的多少分类可分为单层和多层流化床。对气固相催化反应主要采用单层流化床。多层式流化床中，气流由下往上通过各段床层，流态化的固体颗粒则沿溢流管从上往下依次流过各层分布板，如用于石灰石焙烧的多层式流化床的结构。 按是否催化反应分类分为气固相流化床催化反应器和气固相流化床非催化反应器两种。以一定的流动速度使固体催化剂颗粒呈悬浮湍动，并在催化剂作用下进行化学反应的设备是气固相流化床催化反应器，它是气固相催化反应常用的一种反应器。而在气固相流化床非催化反应器中，是原料直接与悬浮湍动的固体原料发生化学反应。 第七章 流化床反应器 1.所谓流态化就是固体粒子像_______一样进行流动的现象。（流体） 2.对于流化床反应器，当流速达到某一限值，床层刚刚能被托动时，床内粒子就开始流化起来了，这时的流体空线速称为_______。（起始流化速度） 3.对于液—固系统的流化床，流体与粒子的密度相差不大，故起始流化速度一般很小，流速进一步提高时，床层膨胀均匀且波动很小，粒子在床内的分布也比较均匀，故称作_______。（散式流化床） 4.对于气—固系统的流化床反应器，只有细颗粒床，才有明显的膨胀，待气速达到_______后才出现气泡；而对粗颗粒系统，则一旦气速超过起始流化速度后，就出现气泡，这些通称为_______。（起始鼓泡速度、鼓泡床） 5.对于气—固系统的流化床反应器的粗颗粒系统，气速超过起始流化速度后，就出现气泡，气速愈高，气泡的聚并及造成的扰动亦愈剧烈，使床层波动频繁，这种流化床称为_______。（聚式流化床） 6.对于气—固系统的流化床反应器，气泡在上升过程中聚并并增大占据整个床层，将固体粒子一节节向上推动，直到某一位置崩落为止，这种情况叫_______。（节涌） 7.对于流化床反应器，当气速增大到某一定值时，流体对粒子的曳力与粒子的重力相等，则粒子会被气流带出，这一速度称为_______。（带出速度或终端速度） 8.对于流化床反应器，当气速增大到某一定值时，流体对粒子的_______与粒子的_______相等，则粒子会被气流带出，这一速度称为带出速度。（曳力、重力） 9.流化床反应器的mf t u u /的范围大致在10～90之间，粒子愈细，比值_______，即表示从能够流化起来到被带出为止的这一范围就愈广。（愈大） 10.流化床反应器中的操作气速0U 是根据具体情况定的，一般取流化数mf U U 0在_______范围内。（1.5～10） 11.对于气—固相流化床，部分气体是以起始流化速度流经粒子之间的空隙外，多余的气体都以气泡状态通过床层，因此人们把气泡与气泡以外的密相床部分分别称为_______与_______。（泡相、乳相） 12.气—固相反应系统的流化床中的气泡，在其尾部区域，由于压力比近傍稍低，颗粒被卷了进来，形成了局部涡流，这一区域称为_______。（尾涡） 13.气—固相反应系统的流化床中的气泡在上升过程中，当气泡大到其上升速度超过乳相气速时，就有部分气体穿过气泡形成环流，在泡外形成一层所谓的_______。（气泡云） 14.气—固相反应系统的流化床反应器中的气泡，_______和_______总称为气泡晕。（尾涡、气泡云） 15.气—固相反应系统的流化床中，气泡尾涡的体积W V 约为气泡体积b V 的_______。（1/3） 16.气—固相反应系统的流化床，全部气泡所占床层的体积分率b δ可根据流化床高f L 和起 始流化床高mf L 来进行计算，计算式为=b δ_______。（f mf f L L L -） 17.在气—固相反应系统的流化床中设置分布板，其宗旨是使气体_______、_______、_______和_______为宜。（分布均匀、防止积料、结构简单、材料节省） 18.在流化床中设计筛孔分布板时，可根据空床气速0u 定出分布板单位截面的开孔数 or N =_______。（or or u d u 20 4） 19.在流化床中设计筛孔分布板时，通常分布板开孔率应取约_______，以保证一定的压降。（1%） 20.在流化床中为了传热或控制气—固相间的接触，常在床内设置内部构件，以垂直管最为常用，它同时具有_______，_______并甚至_______的作用。（传热、控制气泡聚、减少颗粒 流化床反应器的设计 The final edition was revised on December 14th, 2020. 年产万吨烯烃流化床反应器设计 1 操作工艺参数 反应温度为：450℃ 反应压力为：(绝压) 操作空速为：1~5h-1 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，%；丙烯收率，%；总收率，%。 水醇质量比为 甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为μ 甲醇450℃下的密度根据理想气体状态方程估算为m3 甲醇处理量：根据催化剂的催化性能总受率为%，甲醇的用量=烯烃质量×（32/14）/烯烃的生产要求是35000t/a，甲醇的量为89385/a。 2 操作气速 最小流化速度计算 mf U R = 1000 p d ep ρ μ >mf U R = 20 p d ep ρ μ <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 ()2U 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）， 校核雷诺数： 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 ＜；聚式流化，F rmf ＞。 代入已知数据求得 根据判别式可知流化形式为散式流化。 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） 3.2.4流化床反应器内部构件的选择及参数的确定 （一）气体分布板的计算和预分布器的选择 气体分布板位于流化床底部，是保证流化床具有良好而稳定流态化的重要构件，它的作用是支承床层上的催化剂或者其他固体颗粒；具有均匀分布气流的作用，造成良好的起始流化条件；可抑制气固系统恶性的聚式流态化，有利于保证床层稳定。分布板对整个流化床的直接作用范围仅为0.2-0.3m，然而他对整个床层流态化状态却具有决定性的影响。在生产过程中常会由于分布板设计不合理，气体分布不均匀，造成沟流和死区等异常现象。 1. 分布板的形式和结构 工业生产用的气体分布板的型式很多，主要有：直孔型、直流型、侧流型、密孔型、填充型、短管式分布板以及多管式气流分布器等，而每一种型式又有多种不同的结构。 （1）直孔型分布板 包括直孔筛分布板、凹形筛孔分布板和直孔泡帽分布板，如下图3-17所示： （a）直孔式分布板（b）凹型分布板（c）直孔泡帽分布板 图3-17 直流式分布板 （2）直流型分布板 直流型分布板结构简单，易于设计制造。这种型式的分布板，由于气流正对床层，易产生沟流和气体分布不均匀的现象，流化质量较差。小孔容易堵塞，停车时又容易漏料，所以一般在单层流化床和多层流化床的第一层不采用这种型式。新型流化催化裂化反应器，因为催化剂颗粒与气流同时通过分布板，故采用凹形筛孔分布板。 （3）侧流型分布板 侧流型分布板如下图3-18所示，这种分布板有多种型式，有条件侧缝分布板、锥形侧缝分布板、锥形侧孔分布板、泡帽侧孔分布板等。其中锥形侧缝分布板是目前公认较好的一种，现已为流化床反应器广泛采用。他是在分布板孔中装有锥形风帽，气流从锥帽底部的侧缝或锥帽四周的侧孔流出，因其不会在顶部形成小的死区，气体紧贴分布板吹出，不致使板面温度过高，避免发生烧结和分布板磨蚀现象，避免了直孔型分布板的特点。锥帽是浇铸并经车床简单加工做成的，故施工、安装、检修都比较方便。 (a)条型侧缝分布板（b）锥型侧缝分布板（c）锥型侧孔分布板（d）泡帽侧缝分布板（e）泡帽侧孔分布板 图3-18 侧流式分布板 无分布板的旋流式喷嘴。气体通过六个方向上倾斜10°的喷嘴喷出，托起颗粒，使颗粒激烈搅动。中部的二次空气喷嘴均偏离径向20°～25°，造成了向上旋转的气流。这种流态化方式一般应用于对气体产品要求不严的粗粒流态化床中。 反应器选型与设计完结版 This manuscript was revised by the office on December 10, 2020. 反应器选型与设计 一、反应器类型 反应器设备种类很多，按结构型式分，大致可分为釜式反应器、管式反应器、塔式反应器、固定床反应器、流化床反应器等。 釜式反应器： 反应器中物料浓度和温度处处相等，并且等于反应器出口物料的浓度和温度。物料质点在反应器内停留时间有长有短，存在不同停留时间物料的混合，即返混程度最大。应器内物料所有参数，如浓度、温度等都不随时间变化，从而不存在时间这个自变量。优点：适用范围广泛，投资少，投产容易，可以方便地改变反应内容。 缺点：换热面积小，反应温度不易控制，停留时间不一致。绝大多数用于有液相参与的反应，如：液液、液固、气液、气液固反应等。 管式反应器 ①由于反应物的分子在反应器内停留时间相等，所以在反应器内任何一点上的反应物浓度和化学反应速度都不随时间而变化，只随管长变化。 ②管式反应器具有容积小、比表面大、单位容积的传热面积大，特别适用于热效应较大的反应。 ③由于反应物在管式反应器中反应速度快、流速快，所以它的生产能力高。 ④管式反应器适用于大型化和连续化的化工生产。 ⑤和釜式反应器相比较，其返混较小，在流速较低的情况下，其管内流体流型接近与理想流体。 ⑥管式反应器既适用于液相反应，又适用于气相反应。用于加压反应尤为合适。 固定床反应器 固定床反应器的优点是：①返混小，流体同催化剂可进行有效接触，当反应伴有串联副反应时可得较高选择性。②催化剂机械损耗小。③结构简单。 固定床反应器的缺点是：①传热差，反应放热量很大时，即使是列管式反应器也可能出现飞温（反应温度失去控制，急剧上升，超过允许范围）。②操作过程中催化剂不能更换，催化剂需要频繁再生的反应一般不宜使用，常代之以流化床反应器或移动床反应器。固定床反应器中的催化剂不限于颗粒状，网状催化剂早已应用于工业上。目前，蜂窝状、纤维状催化剂也已被广泛使用。 1. 4 流化床反应器 （1）流化床反应器的优点 ①由于可采用细粉颗粒，并在悬浮状态下与流体接触，流固相界面积大（可高达 16400m2/m3），有利于非均相反应的进行，提高了催化剂的利用率。 3280 ~ ②由于颗粒在床内混合激烈，使颗粒在全床内的温度和浓度均匀一致，床层 400/(2)]，全床热容量大，热稳定性高，这些都与内浸换热表面间的传热系数很高[200 ~ 有利于强放热反应的等温操作。这是许多工艺过程的反应装置选择流化床的重要原因之一。 流化床内的颗粒群有类似流体的性质，可以大量地从装置中移出、引入，并可以在两个流化床之间大量循环。这使得一些反应—再生、吸热—放热、正反应—逆反应等反应耦合过程和反应—分离耦合过程得以实现。使得易失活催化剂能在工程中使用。 （2）流化床反应器的缺点 炔烃液相选择加氢固定床床反应器设计计算 由于固定床反应器具有结构简单、操作方便、 操作弹性大、建设投资低等优点，而广泛应用于各类油品催化加氢裂化及精制、低碳烃类选择加氢精制等领域。将碳四馏分液相加氢新工艺就是采用单台固定床绝热反应器进行催化选择加氢脱除碳四馏分中的乙基乙炔和乙烯基乙炔等。在工业装置中，由于实际所采用的流速足够高，流体与催化剂颗粒间的温差和浓差，除少数强放热反应外，都可忽略。对于固定床反应器来讲最重要的是处理好床层中的传热和催化剂粒子扩散传质的影响。 一、固定床反应器设计 碳四馏分选择性加氢反应器一般采用绝热固定床反应器。在工程上要确定反应 器的几何尺寸，首先得确定出一定生产能力下所需的催化剂容积，再根据高径比确定反 应器几何尺寸。 反应器的设计主要依据试验结果和技术要求确定的参数，对反应器的大小及高径比、催化剂床层和液体分布板等进行计算和设计。 1. 设计参数 反应器进口温度： 20℃ 进口压力：0.1MPa 进料量(含氢气进料组分) 体积流量：197.8m 3/h 质量流量：3951kg/h 液相体积空速：400h -1 2. 催化剂床层设计计算 正常状态下反应器总进料量为2040m 3/h 液体体积空速400h -1 则催化剂用量3R V V V /S 2040/400 5.1m ===总 催化剂堆密度3850/B kg m ρ= 催化剂质量850 5.14335B B R m V kg kg ρ=?=?= 求取最适宜的反应器直径D: 设不同D 时，其中高径比一般取2-10，设计反应器时，为了尽可能避免径向的影响， 取反应器的长径比5，则算出反应器的直径和高度为：按正常进料量3 2040m h ／及液体 空速400h -1，计算反应器的诸参数： 取床层高度L=5m ，则截面积2R S V /L 5.1/51.02m === 床层直径 1.140D m === 因此,圆整可得反应器径可以选择1200mm 流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器。 Fluidized bed reactor is a kind of reactors that make use of gas or liquid through granular solid layer to make the solid particles in a state of suspension movement, and conduct reaction process of gas-solid or liquid-solid reactor process.When fluidized bed reactor is used in gas-solid system, it also called ebullient bed reactor. 流化床反应器的结构有两种形式：①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。②无固体物料连续进料和出料装置，用于固体颗粒性状在相当长时间内，不发生明显变化的反应过程。 The structure of the fluidized bed reactor has two forms: (1)It contains a continuous feeding and discharging device with solid materials which is used in solid phase processing procedure or fluid phase processing procedure where catalyst deactivates quickly. (2)It doesn't contain a continuous feeding and discharging device with solid materials which is used in the reaction process that the properties of solid particles have no obvious changes in a long time. 流化床反应器的结构型式很多,但一般均由床层壳体、内部装置、换热装置、气固分离装置等组成。 There are a lot of the structural types of fluidized bed reactor.However, it generally consist of bed shell, internal device, the heat exchange device, gas-solid separation device, etc. （一）床层壳体。 床层壳体的作用是装载固体颗粒和保证流态化在所规定的范围内进行,这是最基本的作用。 (1) bed shell:The function of bed shell is to load solid particles and guarantee fluidization conduct within the prescribed scope,which is the most basic role. （二）内部装置。 内部装置包括气体分布器和内部构件，它们的作用主要是改善流化床的流化态。 (2) the internal device:Internal devices including gas distributor and internals, whose role is mainly to improve the fluidization states of fluidized bed. 1、气体分布器 气体分布器是流化床的主要构件之一。它具有支承催化剂、均布气体、气体整流、稳定操作,强化传热传质等作用。一般流化床气体分布器设计的要求是结构简单,阻力小,不漏料、不堵塞、制造方便等。 1, the gas distributor The gas distributor is one of the most primary components of fluidized bed. It has function of supported catalyst, uniform gas, gas rectifier, stable operation, strengthen the heat and mass transfer, and so on. General fluidized bed gas distributor design’s requirement is simple structure, small resistance, no leakage, no jam, easy fabrication, etc. 2、内部构件 内部构件的作用在于破碎并限制气泡长大,减少气固体返混,改变气体固体颗粒在床中的停留时间分布。流化床反应器的内部构件主要形式有管束（垂直管流化床反应器
气固流化床分布板区流动特性_陈伟博
流化床反应器
流化床反应器的设计
流化床反应器的设计
流化床反应器概述
第七章 流化床反应器
流化床反应器的设计
3.2.4流化床反应器内部构件的选择及参数的确定.
反应器选型与设计完结版
固定床流化床设计计算
流化床反应器的结构
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