1、化工反应过程化工反应过程流化床反应器流化床反应器项目一、流化床反应器的结构项目一、流化床反应器的结构流化床反应器流化床反应器是指催化剂颗粒在反应过程中处于是指催化剂颗粒在反应过程中处于激烈运动状态的气固相反应催化反应器。激烈运动状态的气固相反应催化反应器。采用细粉颗粒采用细粉颗粒温度、浓度均一温度、浓度均一传质、传热速率高传质、传热速率高颗粒具有流体性质颗粒具有流体性质操作弹性范围广操作弹性范围广全混流模型全混流模型返混大返混大转化率低转化率低催化剂易磨损催化剂易磨损热效应大、催化剂寿命短的反应热效应大、催化剂寿命短的反应基本结构基本结构壳体壳体气体分布装置气体分布装置内部构件内部构件换热装置
2、换热装置气固分离装置气固分离装置基本结构基本结构固体颗粒是否在系统内循环固体颗粒是否在系统内循环单器单器双器双器床层外型床层外型圆筒形圆筒形圆锥形圆锥形反应器层数反应器层数单层单层多层多层是否设置内部构件是否设置内部构件自由床自由床限制床限制床是否催化反应是否催化反应催化流化床催化流化床非催化流化床非催化流化床气体分布板气体分布板基本要求基本要求具有均匀分布气具有均匀分布气流的作用，同时流的作用，同时其压降要小；使其压降要小；使流化床有一个良流化床有一个良好的起始流态化好的起始流态化状态；操作过程状态；操作过程中不易被堵塞和中不易被堵塞和磨蚀磨蚀作用作用支撑床层上的催支撑床层上的催化剂颗粒化剂
3、颗粒分流：使气体均分流：使气体均匀分布在床层的匀分布在床层的整个床面上整个床面上 导向：可抑制气导向：可抑制气固系统恶性的聚固系统恶性的聚式流态化式流态化 密孔板密孔板直流式直流式侧流式侧流式填充式分布板填充式分布板旋流式喷嘴旋流式喷嘴分枝式分布器分枝式分布器短管式分布板短管式分布板型式型式旋风分离器旋风分离器旋风分离器是利用离心力的旋风分离器是利用离心力的气固分离装置气固分离装置。含有催化剂颗粒的。含有催化剂颗粒的气体，由进气管沿气体，由进气管沿切线方向切线方向进入旋风分离器内，围绕中央排气进入旋风分离器内，围绕中央排气管管向下做回旋运动向下做回旋运动而产生离心力。而产生离心力。催化剂颗粒催
4、化剂颗粒在离心力的作用在离心力的作用下，被抛向器壁，与器壁相撞后，借下，被抛向器壁，与器壁相撞后，借重力沉降到重力沉降到锥底，而锥底，而气体气体旋转至锥底则旋转至锥底则向上旋转向上旋转经排气管排出。经排气管排出。内过滤器内过滤器内过滤器也是一种气固分离内过滤器也是一种气固分离装置，主要用来捕集装置，主要用来捕集细颗粒细颗粒催化剂催化剂。内过滤器是由多根。内过滤器是由多根带有带有钻孔的金属管钻孔的金属管并在其外并在其外包覆多层玻璃纤维布构成，包覆多层玻璃纤维布构成，金属管分为数组悬挂于反应金属管分为数组悬挂于反应器器扩大段的顶部扩大段的顶部。气体气体从玻从玻璃纤维布的璃纤维布的细孔隙中通过细孔隙
5、中通过，而将绝大部分的而将绝大部分的固体颗粒过固体颗粒过滤下来滤下来，从而达到气固分离，从而达到气固分离的目的。的目的。项目二、流化床反应器的工作原理项目二、流化床反应器的工作原理在在流化床反应器是固体流态化技术在化工生流化床反应器是固体流态化技术在化工生产中应用的一项重要成就，由于流化床中产中应用的一项重要成就，由于流化床中催催化剂处于激烈的运动中，化剂处于激烈的运动中，导致床层具有很高导致床层具有很高的传热效率，温度分布均匀，的传热效率，温度分布均匀，气固相有很大气固相有很大的接触面积的接触面积，因而大大强化了操作，简化了，因而大大强化了操作，简化了流程。因此，流程。因此，固体颗粒的流态化
6、固体颗粒的流态化对流化床反对流化床反应器的操作有很大的作用，直接影响流化床应器的操作有很大的作用，直接影响流化床反应器的工作原理。反应器的工作原理。流态化现象流态化现象流态化流态化:固体颗粒通过与流体接触，转化成类似流体状固体颗粒通过与流体接触，转化成类似流体状 态的操作或将固体颗粒悬浮于运动的流体中态的操作或将固体颗粒悬浮于运动的流体中流速继续增大，当流速继续增大，当流体通过固体颗粒流体通过固体颗粒产生的摩擦力与固产生的摩擦力与固体颗粒的浮力之和体颗粒的浮力之和等于颗粒自身重力等于颗粒自身重力时，床层时，床层略有膨胀，略有膨胀，但颗粒不能自由运但颗粒不能自由运动，动，颗粒间仍处于颗粒间仍处于
7、接触状态，接触状态，当流速进一步增加当流速进一步增加到高于初始流化的到高于初始流化的流速时，流速时，颗粒全部颗粒全部悬浮在向上流动的悬浮在向上流动的流体中，流体中，即进入流即进入流化状态。此时床层化状态。此时床层高度发生变化，高度发生变化，但但存在明显的上界面存在明显的上界面 当流速较低时，当流速较低时，床层固体床层固体颗粒静颗粒静止不动，止不动，颗粒之颗粒之间仍保持接触，间仍保持接触，床层的空隙率及床层的空隙率及高度都不变，流高度都不变，流体只在颗粒间的体只在颗粒间的缝隙中通过缝隙中通过固定床固定床流态化现象流态化现象临界流化床临界流化床流化床流化床流态化现象流态化现象流化床压降流化床压降流
8、态化现象流态化现象流化床压降流化床压降床层初始流化状态下，床层的受力情况可以分析如下：床层初始流化状态下，床层的受力情况可以分析如下：PAgALgALfmfmfSmfmf向上阻力向上浮力向下重力11开始流化时，向上和向下的力平衡，开始流化时，向上和向下的力平衡，PAgALgALfmfmfSmfmf11gLPfSmfmf1床层压降：床层压降：流态化现象流态化现象大气泡和腾涌现象大气泡和腾涌现象特征特征：气泡在上升过程：气泡在上升过程中不断汇合长大，当气中不断汇合长大，当气泡直径大到与床径相等泡直径大到与床径相等时，颗粒层气泡像活塞时，颗粒层气泡像活塞一样向上推动，达到一一样向上推动，达到一定高度
9、后气泡破裂，引定高度后气泡破裂，引起部分颗粒的分散下落起部分颗粒的分散下落后果后果:导致气固间接触不导致气固间接触不好。好。原因：原因：床高与床层床高与床层直径比较大、颗粒直径直径比较大、颗粒直径较大、气速较高较大、气速较高 沟流现象沟流现象特征特征:气体通过床层时气体通过床层时形成短路部分形成短路部分.后果后果：由于颗粒没有流化或流由于颗粒没有流化或流化不好，从而引起催化化不好，从而引起催化剂的烧结剂的烧结.原因：原因：颗粒颗粒很细、密度大且气速很很细、密度大且气速很低；潮湿的物料和易于低；潮湿的物料和易于粘结的物料；气体分布粘结的物料；气体分布板设计不好，板设计不好，不正常不正常流化现象流
10、化现象流态化现象流态化现象流化速度流化速度临界流化速度：临界流化速度：指刚刚能够使固体颗粒流化起来的气体空床流速指刚刚能够使固体颗粒流化起来的气体空床流速即颗粒层由固定床转为流化床时流体的表观速度即颗粒层由固定床转为流化床时流体的表观速度smdufffPPmf/00923.006.088.094.082.1李伐公式：李伐公式：适用范围：适用范围：ReRe1010 若若ReRe1010则加一校正系数则加一校正系数F FG G流态化现象流态化现象流化速度流化速度颗粒带出速度：颗粒带出速度：指当气体流速超过某一数值时，固体颗粒就不能沉指当气体流速超过某一数值时，固体颗粒就不能沉降下来而被气流所带走。
11、此时的速度为最大流化速降下来而被气流所带走。此时的速度为最大流化速度亦即度亦即颗粒带出速度颗粒带出速度球形颗粒：球形颗粒：2/134DffPPtCgdu 43.0102500105004.0244.055.0DetetDetetDetCRRCRRCR，当，当，当操作速度选择操作速度选择颗粒易碎或催化剂价颗粒易碎或催化剂价格昂贵格昂贵颗粒粒度筛分范围宽颗粒粒度筛分范围宽过程的反应速度很慢过程的反应速度很慢需要的床层高度很低需要的床层高度很低颗粒流化特性好颗粒流化特性好反应热不大反应热不大粉尘回收系统效率低粉尘回收系统效率低流态化现象流态化现象过程反应速度快，过程反应速度快，空间速度高空间速度高反
12、应热大需要通过反应热大需要通过受热面移走受热面移走床层基本保持等温床层基本保持等温状态状态要求颗粒具有高度要求颗粒具有高度的活动性的活动性流化速度流化速度较低的操作速度较低的操作速度较高的操作速度较高的操作速度流化数一般流化数一般在在1.51.51010的范围内的范围内 流化床反应器中的传质流化床反应器中的传质流化床的传质是在流流化床的传质是在流体与颗粒的接触中完体与颗粒的接触中完成的，从而达到高效成的，从而达到高效的传质和传热的目的的传质和传热的目的 流化床中的传质，一流化床中的传质，一般认为包括般认为包括颗粒与流颗粒与流体间的体间的、床层与壁或床层与壁或浸泡物体间浸泡物体间的传质以的传质以
13、及及相间相间传质。传质。浓相段浓相段气泡相气泡相乳化相乳化相稀相段稀相段流化床反应器中的传质流化床反应器中的传质颗粒与流体间的传质颗粒与流体间的传质气体进入床层后，部分通过乳化相流动，其余则气体进入床层后，部分通过乳化相流动，其余则以以气泡形式气泡形式通过床层。乳化相中的气体与颗粒接通过床层。乳化相中的气体与颗粒接触良好，而气泡中的气体与颗粒接触较差，原因触良好，而气泡中的气体与颗粒接触较差，原因是是气泡中几乎不含颗粒气泡中几乎不含颗粒，气体与颗粒接触的主要，气体与颗粒接触的主要 区域集中在区域集中在气泡与气泡晕的相界面和尾涡气泡与气泡晕的相界面和尾涡处。所处。所以，当流化床用作反应器或传质设
14、备时，以，当流化床用作反应器或传质设备时，颗粒与颗粒与流体间的传质系数流体间的传质系数是一个重要的参数。我们可以是一个重要的参数。我们可以通过传质速率来判断整个过程的控制步骤。关于通过传质速率来判断整个过程的控制步骤。关于传质系数，文献报导的经验公式很多，只在一定传质系数，文献报导的经验公式很多，只在一定的范围内适用，使用时应注意适用条件。部分传的范围内适用，使用时应注意适用条件。部分传质系数见表质系数见表5-1 5-1 流化床反应器中的传质流化床反应器中的传质颗粒与浸没物体间的传质颗粒与浸没物体间的传质此时的传质系数此时的传质系数k ks s的一个通用公式的一个通用公式 mecfsRCSuk
15、)(3/20)1(fPeudR其中其中：375.0,1.06.109.047.0280020052.0,1.02.185.045.02006mcRmcRfefe时，当时，当流化床反应器中的传质流化床反应器中的传质气泡与乳化相间的传质气泡与乳化相间的传质气体交换系数的含义是在单位时间内以单位气泡气体交换系数的含义是在单位时间内以单位气泡体积为基准所交换的气体体积体积为基准所交换的气体体积 颗粒与颗粒之间的传热颗粒与颗粒之间的传热气体与固体颗粒之间的传热气体与固体颗粒之间的传热床层与内壁床层与内壁床层与浸没于床层中的换热器表面床层与浸没于床层中的换热器表面床床层层与与器器壁壁流化床反应器中的传热流
16、化床反应器中的传热流化床反应器中的传热流化床反应器中的传热内换热器型式内换热器型式流化床反应器中的传热流化床反应器中的传热给热系数的影响因素给热系数的影响因素操作速度的影响操作速度的影响颗粒直径的影响颗粒直径的影响换热器型式及挡板挡网的影响换热器型式及挡板挡网的影响流化床反应器中的传热流化床反应器中的传热给热系数的计算给热系数的计算直立换热管直立换热管适用范围：适用范围：66.08.023.0043.00)()()()(1(00035.0fPfsffPffffRfPccudccd10001.0Re0ffPud流化床反应器中的传热流化床反应器中的传热给热系数的计算给热系数的计算水平换热管水平换热
17、管44.003.00)1)()()(66.0fffPfftfffttudcd3.023203.00)()()(420gdudcdPPffPfftfffft2500Re0fftud当当当当2000Re0fftud流化床反应器中的传热流化床反应器中的传热给热系数的计算给热系数的计算直立换热管直立换热管适用范围：适用范围：66.08.023.0043.00)()()()(1(00035.0fPfsffPffffRfPccudccd10001.0Re0ffPud项目三、流化床反应器的计算项目三、流化床反应器的计算工艺计算或选用流化床反应器首先是工艺计算或选用流化床反应器首先是选型选型，再就，再就是确定
18、是确定床高床高和和床径床径、内部构件内部构件，并计算，并计算压力降压力降等。等。工业上应用的流化床反应器大多为圆筒形，因为工业上应用的流化床反应器大多为圆筒形，因为它具有结构简单、制造方便、设备利用率高等优它具有结构简单、制造方便、设备利用率高等优点。除了圆筒形外，还有许多其它结构型式的流点。除了圆筒形外，还有许多其它结构型式的流化床。具体选型主要应根据工艺过程的特点来考化床。具体选型主要应根据工艺过程的特点来考虑，即化学反应的特点，颗粒或催化剂的性能，虑，即化学反应的特点，颗粒或催化剂的性能，对产品的要求，以及生产规模。对产品的要求，以及生产规模。流化床反应器结构尺寸的计算流化床反应器结构尺
19、寸的计算流化床直径流化床直径5210013.1273360041PTuDqRvPuTqPuqTDvvR828.9132.4360027310013.145反应器直径：反应器直径：扩大段直径：扩大段直径：013.12733600412PTuDqtdvPuTqDtvd828.9013.14流化床反应器结构尺寸的计算流化床反应器结构尺寸的计算流化床高度流化床高度流化床反应器结构尺寸的计算流化床反应器结构尺寸的计算流化床高度流化床高度浓相段高度浓相段高度h1:mfRLh1膨胀比：膨胀比：mmffmfmfLhR/)1/()1(/1临界流化床高（静床高）：临界流化床高（静床高）：mfPRsmfDWL142
20、浓相段高度浓相段高度h h1 1、稀相段高度、稀相段高度h h2 2和锥底高度和锥底高度h h3 3 流化床反应器结构尺寸的计算流化床反应器结构尺寸的计算流化床高度流化床高度稀相段高度稀相段高度h2=分离段高度分离段高度h h2 2+扩大段高度扩大段高度h h2 2分离段高度分离段高度h2：即从床层面算起至气流中颗粒夹带即从床层面算起至气流中颗粒夹带量接近正常值处的高度。一般由量接近正常值处的高度。一般由经验关联式经验关联式或或关关联图联图获取获取 扩大段高度扩大段高度h h2 2一般与反应器扩大段直径大约相等一般与反应器扩大段直径大约相等锥底高度锥底高度h3：2tan23RDh流化床反应器结
21、构尺寸的计算流化床反应器结构尺寸的计算流化床压力降流化床压力降流化床反应器的压力降主要包括：气体分布流化床反应器的压力降主要包括：气体分布板压力降、流化床压力降和分离设备压力降板压力降、流化床压力降和分离设备压力降 分布板的压力降：分布板的压力降：guCPfDD222807.9设计分布板时，主要是确定分布板的压降和开孔率设计分布板时，主要是确定分布板的压降和开孔率 流化床反应器结构尺寸的计算流化床反应器结构尺寸的计算流化床压力降流化床压力降 分布板的临界压力降：分布板的临界压力降：增大分布板的压降能起到改善分布气体和增加稳定增大分布板的压降能起到改善分布气体和增加稳定性的作用。但是压降过大将无
22、谓地消耗动力，这样性的作用。但是压降过大将无谓地消耗动力，这样就引出了分布板临界压降的概念就引出了分布板临界压降的概念 均匀布气均匀布气稳定性稳定性guPfdcD218000)(2床层压降的分率床层压降的分率 流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算换热器传热面积换热器传热面积mtKAQmtKQAiGGwwK1110其中，传热速率由热量衡算计算其中，传热速率由热量衡算计算传热系数传热系数K：由下式计算：由下式计算流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算换热器传热面积换热器传热面积传热推动力：传热推动力：2112221122112121lnln)()(lntTtTtttT
23、tTtTtTtttttm列管式或夹套式换热器列管式或夹套式换热器：管内流体以气化或冷：管内流体以气化或冷凝的形式进行等温换热时，则有凝的形式进行等温换热时，则有t t1 1t t2 2，tTtm流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算换热器传热面积换热器传热面积套管式换热器：套管式换热器：)(12ttttDm 计算计算B B值：值：)2(211221ttttTB计算计算R R值：值：1212ttTTRooiiddZ计算计算Z Z值：值：由由R R、Z Z值查图值查图5-315-31，查出，查出E E BEBtD/由由 值查图值查图5-325-32，得到，得到 Dt计算计算 值值 流
24、化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算分布板的计算分布板的计算分布板临界压降：是分布板能起到分布板临界压降：是分布板能起到均匀布气均匀布气 具有具有良好稳定性良好稳定性的最小压力降的最小压力降 对应的开孔率即为临界开孔率对应的开孔率即为临界开孔率 均匀布气临界开孔率均匀布气临界开孔率:当无气体预分布板时，进气管径与床径比在当无气体预分布板时，进气管径与床径比在1/41/4到到1/51/5之间、分布板下面进气箱锥角大约为之间、分布板下面进气箱锥角大约为9090气流直冲时，分布板的临界开孔率为气流直冲时，分布板的临界开孔率为1 1左右左右 )(1.0)(1.0110tdcdduu流化床
25、反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算稳定性临界开孔率稳定性临界开孔率:稳定性临界开孔率是与稳定性临界压降相对稳定性临界开孔率是与稳定性临界压降相对应的分布板开孔率应的分布板开孔率 20)(21)(mfscduuppfdsmfmfgmfscttgLuuu273273)1()(00分布板的计算分布板的计算流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算旋风分离器旋风分离器序序号号型型号号进口尺寸进口尺寸排气管尺寸排气管尺寸器身尺寸器身尺寸h/ah/aa/Da/Dh1/Dh1/DA/(h+h1)A/(h+h1)d1/Dd1/DL1/DL1/DL2/DL2/Dd2/Dd2/D1 1蜗蜗旋
26、旋型型1.151.150.350.350 01.151.150.40.40.90.91.91.90.150.150.250.252 2DFDF型型3.13.10.270.270.350.350.450.450.5750.575 1.251.252.82.80.230.233 3C C型型3.13.10.270.270.7350.735 0.750.750.5750.575 1.81.82.82.80.230.234 4C C型型3.03.00.280.280.350.350.830.830.600.601.311.313.163.160.240.24流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构
27、件的计算旋风分离器旋风分离器进口面积：进口面积：gvuqah 流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算设计一流化床反应器，根据已知条件试确定该反应设计一流化床反应器，根据已知条件试确定该反应器的直径和高度，床层压降及换热面积、旋风分离器的直径和高度，床层压降及换热面积、旋风分离器的结构尺寸器的结构尺寸 已知：进反应器气体流量为已知：进反应器气体流量为0.812m0.812m3 3/s/s 出反应器气体流量为出反应器气体流量为0.847m3/s0.847m3/s 从反应段移出热量为从反应段移出热量为3131105kW105kWKmkWi2/815.5操作条件：反应温度操作条件：反应温
28、度743K743K，压力，压力175kPa175kPa 气固接触时间气固接触时间8s8s，稀相段温度，稀相段温度573K573K。流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算3/79.0mkgfsPaf51019.33/98.0mkgfsPaf51046.2KkgkJcf/382.1KmWf/05582.0气体性质：进口气体性质：进口，出口出口，固体催化剂固体催化剂:平均粒径平均粒径mmdp191.0 mmdp114.0min,3/1068mkgp3/640mkgBKkgkJcs/047.1流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算反应器的直径反应器的直径 临界流化临界流化速
29、度速度 smudufffPPmf/0102.079.0)1019.3()79.01068()1091.1(00923.0)(00923.006.088.0594.082.1406.088.094.082.1雷诺数：雷诺数：048.01019.379.00102.0000191.0Re5ffmfPmfud 5 流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算带出速度：带出速度：smduffPPt/307.01046.2835.1)98.01068(000191.0835.1)(52239.11046.298.0307.0000191.0Re5fftPtud267.087.0307.0DttF
30、uu查图查图5-345-34有有F FD D0.87 0.87 根据一般经验可取操作速度根据一般经验可取操作速度u u0 00.8 m/s0.8 m/s流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算床层直径：床层直径：14.18.014.3812.0440uqDv取整为取整为D D1.2m1.2m 扩大段直径：扩大段直径：01.2267.014.3847.044tvdduqD流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算反应器高度反应器高度 4.0106864011PBmf64.0)79.01068(81.9000191.079.01019.38.0 7.1)(7.13.9/122
31、3533.9/122330fPPfffgdu临界空隙率：临界空隙率：实际空隙率：实际空隙率：膨胀比膨胀比R R 67.164.014.0111fmfR7.1067.188.001RuRLhcmf浓相段高度浓相段高度h1:流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算分离段高度分离段高度直径直径D D1.2m 1.2m 速度速度u u0 00.8m/s0.8m/s查图查图5-36,5-36,得得72Dh2.3.24m2172h2.扩大段高度：扩大段高度：01m2Dhd2.锥底高度：锥底高度：一般锥角取一般锥角取6060或或9090，此处取锥角，此处取锥角9090 6.045tan2/2.1
32、2tan2/3Dh反应器高度反应器高度 mhhhhH55.166.001.224.37.103221流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算床层压降：床层压降：由床层压降公式由床层压降公式:kPa33.4081.9)79.01068()64.01(7.10g)(1(hPfPf1流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算换热器面积换热器面积换热方式为在浓相段设置指型套管式换热器。换热方式为在浓相段设置指型套管式换热器。mmmm376mmmm232 指型套管的外管为指型套管的外管为内管为内管为524.0Rr轴线装在距反应器中心轴线装在距反应器中心半径处即半径处即 传热系数传热
33、系数K K 由于此过程的传热阻力集中于气膜一侧由于此过程的传热阻力集中于气膜一侧0K因此因此查图（查图（5-295-29），当），当r/R=0.4r/R=0.4时，时，C CR R1.751.75则则流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算66.08.023.0043.00)()()()(1(00035.0fBfsffPffffRPfccudccdKsmkJ243.08.023.05443.0330/572.0)79.01068()382.1047.1()1019.379.08.01091.1()1005582.079.0382.1()64.01(75.1000191.010055
34、82.000035.0为安全计，可不考虑校正系数为安全计，可不考虑校正系数c cR R)./(327.075.1/572.075.1/20KsmkJcR平均温差平均温差mt流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算管内为冷水，入口温度管内为冷水，入口温度348K348K，出口温度为，出口温度为432K 432K 床层内可视为等温床层内可视为等温743K743K)(12ttttDm20.4348432432348743221)2(211221ttttTB5.776327.032815.50OiiddZ流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算 查图查图5-315-31得得E
35、E2.752.75，E/B=2.75/4.2=0.66E/B=2.75/4.2=0.66 44.32.482.0Dt82.0/BtD查图查图5-325-32得得平均温差平均温差289)348432(44.3mt传热面积：传热面积：251.93600289327.01031mtKQAm实际中，为安全起见，可选取实际中，为安全起见，可选取181820m20m2 2的换热器的换热器 流化床反应器内部构件的计算流化床反应器内部构件的计算旋风分离器：旋风分离器：选择选择C C型旋风分离器，串联两级置于反应器内使用型旋风分离器，串联两级置于反应器内使用 旋风分离器进口气速一般在旋风分离器进口气速一般在15
36、1525m/s25m/s之间，取一之间，取一级旋风分离器的进口气速为级旋风分离器的进口气速为16m/s16m/s则：则：2529.016847.0muqhagvd结构尺寸：结构尺寸：,1.3ah27.0Da735.01Dh75.01 hhA575.01Dd8.11DL8.22DL23.02Dd数学数学模型模型流化床反应器的数学模型流化床反应器的数学模型两项模型两项模型:流化床分成流化床分成气泡相和气泡相和乳化相乳化相，分别研究这，分别研究这两个相中的流动和传两个相中的流动和传递规律，以及流体与递规律，以及流体与颗粒在相间的交换。颗粒在相间的交换。对于气、乳两相的流对于气、乳两相的流动模式则一般
37、认为动模式则一般认为气气相为置换流相为置换流，而对乳，而对乳化相则有种种化相则有种种不同的不同的处理处理，如置换流、全，如置换流、全混流、或对其流动模混流、或对其流动模式不加考虑等式不加考虑等 鼓泡床模型：鼓泡床模型：床层分为床层分为气泡区气泡区、泡泡晕晕及及乳化相乳化相三个区域；三个区域；乳化相处于临界流化乳化相处于临界流化状态；气泡的长大与状态；气泡的长大与合并主要发生在分布合并主要发生在分布板附近的区域板附近的区域 ；只要；只要气体流速大于起始流气体流速大于起始流化速度的两倍，气泡化速度的两倍，气泡内基本上不含固体颗内基本上不含固体颗粒；乳化相中的气体粒；乳化相中的气体可能向上流动，也可
38、可能向上流动，也可能向下流动能向下流动 。流化床反应器的数学模型流化床反应器的数学模型数学数学模型模型项目四、流化床反应器的技能训练项目四、流化床反应器的技能训练一、流化床反应器的操作一、流化床反应器的操作二、二、流化床反应器流化床反应器的实训操作的实训操作三、流化床反应器的仿真操作三、流化床反应器的仿真操作温度控制温度控制压力控制压力控制流量控制流量控制要求床内温要求床内温度分布均匀，度分布均匀，符合工艺要符合工艺要求的温度范求的温度范围。采用标围。采用标准的热敏元准的热敏元件安装在流件安装在流化床的轴向化床的轴向和径向上测和径向上测出温度出温度 采用带吹扫采用带吹扫气的金属管气的金属管做测
39、压管，做测压管，反吹气体必反吹气体必须经过脱油须经过脱油去湿方可应去湿方可应用。料腿上用。料腿上也安装三个也安装三个测压管，同测压管，同样要接吹扫样要接吹扫风。风。气量达到最气量达到最优流化状态优流化状态所需的气速所需的气速后，尽可能后，尽可能提高气体流提高气体流量，以获得量，以获得最高的生产最高的生产能力。气体能力。气体流量的测量流量的测量一般采用孔一般采用孔板流量计板流量计 操作操作控制控制 稳定稳定操作操作流化床反应器的操作流化床反应器的操作粒度与组粒度与组成控制成控制颗粒粒度和颗粒粒度和组成对流态组成对流态化质量以及化质量以及化学反应转化学反应转化率有重要化率有重要影响。采用影响。采用
40、在反应器上在反应器上安装了一个安装了一个“造粉器造粉器”来实现来实现流化床反应器的操作流化床反应器的操作反应系统开停车反应系统开停车正常开车正常开车先用被间接加热的空气加热反应器，以便赶走反应器内的湿气，使反应器趋于热稳定先用被间接加热的空气加热反应器，以便赶走反应器内的湿气，使反应器趋于热稳定状态状态。当反应器达到热稳定状态后，用热空气将催化剂输送到反应器内，直至反应器内的催当反应器达到热稳定状态后，用热空气将催化剂输送到反应器内，直至反应器内的催化剂量足以封住一级旋风分离器料腿时，才开始向反应器内送入大量速度超过临界流化化剂量足以封住一级旋风分离器料腿时，才开始向反应器内送入大量速度超过临
41、界流化速度的热风直至催化剂量加到规定量的速度的热风直至催化剂量加到规定量的1/22/3。当床温达到可以投料反应的温度时，开始投料。当床温达到可以投料反应的温度时，开始投料。当反应和换热系统都调整到正常的操作状态后，再逐步将未加入的当反应和换热系统都调整到正常的操作状态后，再逐步将未加入的1/21/3催化剂送入催化剂送入床内，并逐渐把反应操作调整到要求的工艺状况。床内，并逐渐把反应操作调整到要求的工艺状况。正常停车正常停车正常停车的顺序都是首先切断热源（对于放热反应过程，则是停止送料），随后降温。正常停车的顺序都是首先切断热源（对于放热反应过程，则是停止送料），随后降温。至于是否需要停气或放料，
42、则视工艺特点而定。一般情况下，固相加工过程有时可以采至于是否需要停气或放料，则视工艺特点而定。一般情况下，固相加工过程有时可以采取停气，把固体物料留在装置里不会造成下次开车启动的困难；但对气相加工来说，特取停气，把固体物料留在装置里不会造成下次开车启动的困难；但对气相加工来说，特别是对于采用细颗粒而又用旋风分离器的场合，就需要在床温降至一定温度时，立即把别是对于采用细颗粒而又用旋风分离器的场合，就需要在床温降至一定温度时，立即把固体物料用气流输送的办法转移到贮罐里去，否则会造成下次开车启动的困难。固体物料用气流输送的办法转移到贮罐里去，否则会造成下次开车启动的困难。注意事项注意事项为了防止突然
43、停电或异常事故的突然发生，考虑紧急地把固体物料转移出去的手段是必为了防止突然停电或异常事故的突然发生，考虑紧急地把固体物料转移出去的手段是必须的。同时，为了防止颗粒物料倒灌，所有与反应器连接的管道，如进、出气管，进料须的。同时，为了防止颗粒物料倒灌，所有与反应器连接的管道，如进、出气管，进料管，测压与吹扫气管，都应安装止逆阀门，使之能及时切断物料，防止倒流，并使系统管，测压与吹扫气管，都应安装止逆阀门，使之能及时切断物料，防止倒流，并使系统缓慢地泄压，以防事故的扩大。缓慢地泄压，以防事故的扩大。固定床反应器的操作固定床反应器的操作日常维护日常维护旋风分旋风分离器离器回收催化回收催化剂管线剂管线
44、分布器分布器挡板挡板换热器换热器与密封与密封123主反应：主反应：工艺条件为：反应温度工艺条件为：反应温度 180180；反应压力反应压力 常压；常压；催化剂：催化剂：CuSiO2 原料配比：氢气：硝基苯原料配比：氢气：硝基苯=1=1：1.21.2（molmol）C6H5NO2 +3H2 C6H5NH2 +2H2O +Q 催化剂升温活化（催化剂为催化剂升温活化（催化剂为CuCuSiOSiO2 2）：）：Cu(OH)Cu(OH)2 2SiOSiO2 2 Cu CuSiOSiO2 2 +2H +2H2 2O O反反应应岗岗位位操操作作规规程程1 1）开车前的准备工作）开车前的准备工作 检查设备内无
45、杂物，设备、管线、阀门、仪表、检查设备内无杂物，设备、管线、阀门、仪表、电器完好、水系统完好、消防器材到位，关闭所有电器完好、水系统完好、消防器材到位，关闭所有阀门阀门.2 2）置换）置换 在系统处于冷态由氮气储罐进氮气，慢慢向还原系在系统处于冷态由氮气储罐进氮气，慢慢向还原系统通入，在系统压力升到统通入，在系统压力升到0.05Mpa0.05Mpa时调节氮气阀。时调节氮气阀。按照机泵操作法启动氢压机，工作正常后调节系统按照机泵操作法启动氢压机，工作正常后调节系统压力，待流化床内压力到压力，待流化床内压力到0.1MPa0.1MPa，打开排开阀，并，打开排开阀，并不断向系统补充氮气，维持系统压力在
46、不断向系统补充氮气，维持系统压力在0.110.110.12MPa0.12MPa。经经3030分钟后取尾气样分析氮中含氧量分钟后取尾气样分析氮中含氧量0.50.5为合为合格，高于此值再继续置换，直到分析合格。格，高于此值再继续置换，直到分析合格。关闭氮气阀，同时调节排空阀，用氮气调节好系统关闭氮气阀，同时调节排空阀，用氮气调节好系统压力使流化床内部压力控制在压力使流化床内部压力控制在0.100.100.12MPa0.12MPa。反反应应岗岗位位操操作作规规程程将高压汽接入系统，开启汽化器、过热器加热蒸汽将高压汽接入系统，开启汽化器、过热器加热蒸汽阀，并同时打开疏水阀，开始控制较小开启度，等流阀，
47、并同时打开疏水阀，开始控制较小开启度，等流化床内无水锤声后，适当开大加热蒸汽阀，提高升温化床内无水锤声后，适当开大加热蒸汽阀，提高升温速度，为节省时间，可边置换边升温。速度，为节省时间，可边置换边升温。流化床中心温度升至流化床中心温度升至180180，缓慢补充氢气，一旦，缓慢补充氢气，一旦分布板温度开始上升，则活化开始。分布板温度开始上升，则活化开始。调节氢气量，控制升温速度调节氢气量，控制升温速度50/h50/h。维持活化温度在维持活化温度在190190220220，当温度超过，当温度超过200200时时关闭高压蒸汽。当中心温度开始下降时增加氢气量，关闭高压蒸汽。当中心温度开始下降时增加氢气
48、量，降至降至210210时，开启换热器加热蒸汽阀，尽量在高温时，开启换热器加热蒸汽阀，尽量在高温时维持不小于时维持不小于8 8小时。小时。在活化过程中，如升温速度过快或系统压力下降较在活化过程中，如升温速度过快或系统压力下降较快，可适量补充氮气。催化剂的填装。快，可适量补充氮气。催化剂的填装。3 3）升温）升温反反应应岗岗位位操操作作规规程程4 4）硝基苯还原反应）硝基苯还原反应催化剂活化催化剂活化8 8小时后，准备开车还原，保证开小时后，准备开车还原，保证开 车前流化床温度维持在车前流化床温度维持在180180以上。以上。启动硝基苯加料泵，打开预热器疏水和进汽启动硝基苯加料泵，打开预热器疏水
49、和进汽 阀，向系统进料，初始投料控制在阀，向系统进料，初始投料控制在1m3/h1m3/h。当流化床中心温度达到当流化床中心温度达到230230时开热水循环时开热水循环 泵，向流化床列管进水泵，向流化床列管进水 正常开车控制流化床中心温度在正常开车控制流化床中心温度在235235270270 系统运行稳定后缓慢提高硝基苯量，提高速系统运行稳定后缓慢提高硝基苯量，提高速 度直到可以达到的度直到可以达到的1.71.71.8m3/h1.8m3/h。反反应应岗岗位位操操作作规规程程5 5）停车）停车停止加料，关闭硝基苯预热器加热阀，打开疏水停止加料，关闭硝基苯预热器加热阀，打开疏水阀，停止软水、热水输送
50、泵，接入高压汽，维持阀，停止软水、热水输送泵，接入高压汽，维持床内温度床内温度180180，对流化床进行吹料。，对流化床进行吹料。高温吹料直至尾气氮气中氢含量高温吹料直至尾气氮气中氢含量0.50.5为合格，为合格，关闭氮气阀并调节放开阀，维持系统压力在关闭氮气阀并调节放开阀，维持系统压力在0.10.1 0.12MPa0.12MPa。流化床中心则大于温度小于流化床中心则大于温度小于180180时开大高压蒸汽时开大高压蒸汽 阀将中心温度升至阀将中心温度升至180180，准备再生。，准备再生。若还原终点连续三次分析大于若还原终点连续三次分析大于0.010.01，即可判断催，即可判断催化剂单程寿命结束
