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1、1,第十章 流化床反应器,10.1流化床反应器的特点及结构 10.2流化床反应器内的流体流动 10.3流化床的传热 10.4流化床反应器的构件 10.5流化床主体尺寸的确定,2,10.1流化床反应器的特点及结构,流体自下而上通过固体颗粒床层，到流体速度增加到一定程度时，颗粒被流体托起作悬浮运动，这种现象叫固体流态化。 利用流态化技术进行化学反应的装置叫流化床反应器。 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
2、活性。 2.非催化过程：如矿物加工,3,图10-1SOD型流化催化裂化装置,4,图10-2萘氧化反应器,5,图10-3制取环氧乙烷的流化反应器,6,图10-4乙炔与醋酸合成醋酸乙烯反应器,7,图10-5工业石灰石煅烧炉,8,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。 (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
3、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。,9,(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，需增设回收装置。 (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
4、蚀，增大了设备损耗。,流化床反应器的缺点,10,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,11,10.1.2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.按床层中是否设置内部构件分类 分为自由床和限制床,12,气体分布装置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
5、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。 流化床的换热装置可以装在床层内，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，气固分离装置的作用是回收这部分细粒使其返回床层。 常用的气固分离装置有内过滤器和旋风分离器两种。,流化床反应器的结构* 流化床反应器由壳体、气体分布装置、内部构件、换热装置、气固分离装置等组成。,13,10.2.1固体流态化的形成,图10-6流态化现象,14,10.2.2流态化的类型及特征,1.理想流态化*
6、（1）有一个明显的临界流化点及临界流化速度umf ，当流速达到umf时，整个床层开始流态化； （2）流态化床层的压降为一常数； （3）流态化床层具有一个平稳的床层界面； （4)流态化床层的空隙率均匀，不因床层的位置变化。,15,2.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； (2)床层压降也随之上下波动，在DE1
7、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,16,图10-7聚式流态化的-u0关系,17,图10-8两相流化示意图,18,3.不正常流化,图10-9不正常流化状态,19,10.2.3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-mf) p g=LmfAt(1-mf) f gAtpmf 当空床气速超过临界流化速度时 床层总压降可按床层静压降考虑 对于气固流化床， f p ，可忽略不计。,20,10.2.4流化速度,1.临界流化速度,21,对于小颗粒：,上式适用于临界雷诺数Remf20的情况,对于粗颗粒，当
8、Remf 1000时,临界流化速度还常用经验式李伐公式计算,该式适用于临界雷诺数Remf 5的情况,当Remf5时，所求得的umf应加以校正,22,图10-11临界流化速度的修正系数,23,2.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Re0.4时，,对于Ret0.4的情况，要进行校正 .,校正的方法：先由上式求出t的近似值,，再求出,，由Ret查图10-12得校正系数FD.,实际带出速度为,24,对于非球形颗粒，因它比同体积的球形颗粒具有更大的表面积，故求出的ut应再乘以校正系数 。,图10-12带出速度的校正
9、系数,25,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； 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。,26,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 设计流化床时，可根据计算结果、
10、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。,27,10.3.1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* .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,28,10.3.2床层与器壁之间的给热,图10-13给热系数比较,29,1.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,30,31,32,33,2.
11、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,34,3.床层对壁给热系数影响因素分析*,(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,35,图10-19气速对给热系数的影响,36,图4-20挡网对给热系数的影响,37,38,10.4.1气体分布板与预分布器,气体分布装置的作用* （1）它必须具有均匀分布气体的作用，同时其压降要小; （2）使流化床有一个良好的起始流化状态，保证在分布板附近创造一个良好的气固接触条件，排除形成死床的可能； （3）支承板上的催化剂，在长期操
12、作过程中，分布板不被堵塞和磨蚀，停车时不漏料。,39,1.分布板的型式和结构,工业上常用的气体分布板的型式概括起来可分为直流式、侧流式、填充式、密孔板、旋流式喷嘴和分枝式分布器等几种型式，其中每一种型式又包括多种不同的结构。,40,(a)直孔式分布板；（b)凹形分布板；（c）直孔泡帽分布板；,41,(d)填充式分布板；(e)侧缝式锥帽分布板；（f）侧孔式锥帽分布板；,42,(g)短管式分布板；,43,(h)混合短管式分布板,44,(i)旋流式喷嘴,45,46,2.气体预分布器,分布板的下部，通常有一个倒锥形的气室，进气管自侧向进入气室，在气室内气体流股进行粗略的重整后进入分布板。这种常用的进气
13、结构是一种最简单的气体预分布器。有时还在气室内安同心圆锥壳导向构件或填料层，使气体进入分布板前有一个大致均匀的分布，从而减轻分布板均匀布气的负荷。,47,48,49,50,10.4.2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,51,图4-30挡网,图4-31单旋导向挡板,52,图10-3
14、2多旋导向挡板,53,图10-33斜片挡板的结构参数,54,图4-34垂直构件示意图,55,图4-35塔型立式构件,图4-36脊形构件结构示意图,56,10.4.3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,57,4-38旋风分离器结构示意图,58,10.5.1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,扩大段直径按下式计算,59,10.5.2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 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 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
15、由图查得比值LmfL； 可由经验式直接求R 2.稀相段高度,60,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。 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。,61,(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。,