第六章 流化床反应器
化工基础第六章工业反应器
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第6章工业化学反应过程及反应器6.1 概述1.工业化学反应过程的特征在化工生产中,大部分都包含化学反应,而化学反应有关的工序的设计问题,都是属于化学反应工程学的问题。
化学反应工程的概念是在1957年第一次欧洲化学反应工程会议上首先提出的。
六十多年来,化学反应工程得到了迅速的发展,逐步形成了一门独立的学科,成为化学工程的一个分支。
化学反应工程学,它是以工业反应器为主要对象,研究工业规模的化学反应过程和设备的共性规律的一门学科。
大家知道,化工产品的生产都涉及到化学反应工程,然而化学反应过程,特别是在工业规模下进行的化学反应过程,其影响因素是错综复杂的,它不仅受化学热力学和化学动力学的制约,还与化学反应器的类型、结构和尺寸有很大的关系。
实践证明,同一化学反应在实验室或小规模进行时可以达到相对比较高的转化率或产率,但放大到工业反应器中进行时,维持相同反应条件,所得转化率却往往低于实验室结果,其原因有以下几方面:①大规模生产条件下,反应物系的混合不可能像实验室那么均匀。
②生产规模下,反应条件不能像实验室中那么容易控制,体系内温度和浓度并非均匀。
③生产条件下,反应体系多维持在连续流动状态,反应器的构型以及器内流动状况、流动条件对反应过程有极大的影响。
工业反应器内存在一个停留时间分布。
工业反应器中实际进行的过程不但包括化学反应,还伴随有各种物理过程,如热量的传递、物质的流动、混合和传递等,这些传递过程显著地影响着反应的最终结果,这就是工业规模下的反应过程。
2.化学反应工程学的任务和研究方法化学反应工程学研究生产规模下的化学反应过程和设备内的传递规律,它应用化学热力学和动力学知识,结合流体流动、传热、传质等传递现象,进行工业反应过程的分析、反应器的选择和设计及反应技术的开发,并研究最佳的反应操作条件,以实现反应过程的优化操作和控制。
①改进和强化现有的反应技术和设备,挖掘潜力②开发新的技术和设备。
③指导和解决反应过程开发中的放大问题。
反应器(化工设备操作维护课件)
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2023/10/13
表 釜式反应器常见故障与处理方法
故障 搅拌轴转数降 低或停止转动
搪瓷搅拌器脱 落 出料不畅
产生原因 皮带打滑 皮带损坏 电机故障 被介质腐蚀
出料管堵塞 压料管损坏
处理方法
调整皮带 更换皮带 修理或更换电机 更换搪瓷轴或修 补 清理出料管 修理或更换配管
2、特点:反应过程伴有传热、传质和反应物的流动过程。 物理与化学过程相互渗透影响,反应过程复杂化。
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2023/10/13
§1-2 反应器的类型
• 反应器的类型: 釜式反应器 管式反应器
操作方式 材料 操作压力 绝热管式
换热管式
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2023/10/13
2023/10/13
b. 机械密封
机械密封 结构较复 杂,但密 封效果甚 佳。
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2023/10/13
4、换热装置
换热装置是用来加热或冷却反应物料,使之符合工艺 要求的温度条件的设备。
其结构型式主要有夹套式、蛇管式、列管式、外部循 环式等,也可用回流冷凝式、直接火焰或电感加热。
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2023/10/13
第六章 反应器
第二节 釜式反应器
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2023/10/13
§2-1 反应釜基本结构
(一)基本结构:
壳体 密封装置 换热装置 传动装置
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2023/10/13
1、搅拌釜式反应器的壳体结构
壳体结构:一般为碳钢材 料,筒体皆为圆筒型。釜 式反应器壳体部分的结构 包括筒体、底、盖(或称 封头)、手孔或人孔、视 镜、安全装置及各种工艺 接管口等。
第六章 固定床
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水力半径
• 湿周---在总流的有效截面上,流体与固体壁面的接 触长度称为湿周,用字母L表示。
• 水力半径---总流的有效截面积A和湿周L之比。用字
母RH表示
RH = A / L
44
• 对于圆形截面的管道,其几何直径用水力半径表示 时可表示为
• A=(1/4)×πd2 • L=πd • 则 R=A/L=(1/4)×d → d = 4 R
当ReM>1000 湍流, 局部阻力损失为主, f≈1.75 , 略去第一项
结论: 对ΔP影响最大的是ε和u
49
Pf L
'(duSm 2 )(1B3B)
f ' 1501.75 ReM
一般床压不宜超过床内压力的15%,所以颗粒不 能太细,应做成圆球状。
50
➢ 压降的计算 ΔP=ΔP1+ ΔP2
= 15fu 0 OG L 0(1)21.75fuO 2 G L 0(1)
dS 2
3
dS
3
Pa
式中混合物的粘度
1
yi
fi M
2 i
f
1
yiM
2 i
kg/m.s
51
6.3 固定床中的传热
传热包括: 粒内传热,颗粒与流体间的传热,床层与器壁的传热
给热系数 αP 给热系数αW ,λer 总给热系数α t
当单纯作为换热装置时,以床层的平均温度tm与 管壁温差为推动力-----总给热系数αt
n
算术平均直径: d xWidi i1
调和平均直径:
1 n xWi
d
d i1 i
几何平均直径:
di
didi
30
6.2.3 床层空隙率及分布
流化床反应器
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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。
第六章气固流态化基础(2024)
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类型与结构
根据反应类型和需求,流化床反应器可分为多种类型,如固定床反应器、移动床反应器和 循环流化床反应器等。其结构通常包括反应器主体、气体分布器、固体颗粒循环系统和控 制系统等。
通过气体或液体以一定速度穿过 固体颗粒层,使颗粒之间产生相 互作用和能量传递,从而实现流 态化。
2024/1/29
5
气固流态化的重要性
与传统的间歇式生产方式相比, 气固流态化技术可降低能耗和生 产成本。
气固流态化技术不仅应用于化工 、冶金等领域,还可拓展到环保 、新能源等领域。
2024/1/29
提高生产效率 降低能耗
在气固流态化系统中,通过设置合适的分离 装置,可实现气体和固体颗粒的有效分离, 以满足不同工艺需求。
2024/1/29
催化剂再生
在石油化工等领域中,催化剂的再生是一个重要环 节。利用流态化技术可实现催化剂的高效再生和循 环利用。
粉体输送
利用气固流态化的原理,可实现粉体物料的 高效输送和分配,广泛应用于化工、冶金等 领域。
颗粒粘结
某些物料在流化床内可能发生粘结现象,形 成团聚体或结块。粘结可能导致床层塌落、 沟流以及传热和传质效率下降等问题。
2024/1/29
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气体分布不均与沟流现象
气体分布不均
在气固流态化过程中,气体的不均匀分布是 一个常见问题。气体分布不均可能导致床层 内的温度和浓度梯度增大,从而影响产品质 量和收率。
强化传质方法
强化传质的方法包括增加气体流速、减小固体颗粒粒径、提高床层温度和压力等。此外 ,采用催化剂或添加反应促进剂等方法也可以提高传质效率。同时,优化流化床结构和
反应第六章
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第六章如何理解活化能的工程意义是反应速率对反应温度敏感程度的一种度量? 答:反应速率表达式为12()()i i r f T f c = ∵10()exp()cg E f T k k R T==- ∴1ln /c E k T ∝∂∂ 即1ln /c i E r T∝∂∂反应活化能直接决定了反应速率常数对温度的相对变化率大小,因此,活化能的工程意义是反应速率对反应温度敏感程度的一种度量。
简述间歇反应器?简述脉冲示踪法测停留时间分布密度的实验方法及其对应曲线?答:脉冲示踪法是在定常态操作的连续流动系统的入口处在t=0的瞬间输入一定量M 克的示踪剂A ,并同时在出口处记录出口物料中示踪剂的浓度随时间的变化。
(4分)对应的曲线为E(t)曲线,0()()()c t E t c t dt∞=⎰。
用作图法求解理想管式反应器体积? 答:反应空时可由下图求得则由0r V V τ=可求得反应器体积。
24225C H H O C H OH 是可逆放热反应,如何优化管式反应器温度?答:该反应是一个可逆放热反应,提高温度可以提高正方向反应速率,但降低了平衡常数,从而减小了可能达到的最大收率,降低了原料的利用率。
因此,在反应器进口处,由于反应气体组成远离平衡,为提高反应速率,采用较高的温度是有利的;在反应器出口处应降低温度,以提高所能达到的平衡转化率。
整个反应器温度采用前高后低序列。
试描述催化剂在催化反应中的作用? 什么是拟一级反应,有什么作用?答:拟一级反应是指在双组分二级反应中,其中一个组分浓度相对与另一个组分浓度很高,则高浓度组分在整个反应过程中浓度可以近似看作不变,则反应可以看作低浓度组分的一级反应,称为拟一级反应。
拟一级反应在降低二级反应后期反应时间,降低相同转化率所需时间。
简述扩散模型基本假设试用作图法说明如何优化自催化反应反应器,使其反应器体积最小?答:如图所示,自催化反应器可采用全混流反应器串联管式反应器,使整个反应器体积最小。
第六章_固定床反应器详解
![第六章_固定床反应器详解](https://img.taocdn.com/s3/m/7af541defab069dc502201ba.png)
3.熔盐:温度范围300℃~400℃,由无机熔
盐KNO3、NaNO3、NaNO2按一定比例组成, 在一定温度时呈熔融液体,挥发性很小。但 高温下渗透性强,有较强的氧化性。 4.烟道气:适用于600~700℃的高温反应。
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6.2 固定床的传递特性
• 气体在催化剂颗粒
之间的孔隙中流动,
较在管内流动更容
补充水
产物
4. 自热式反应器
采用反应放出的热量来预热新鲜的进料,
达到热量自给和平衡,其设备紧凑,可用
于高压反应体系。
但其结构较复杂,操作弹性较小,启动反
应时常用电加热。
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6.1.3 传热介质
•传热介质的选用根据反应的温度范围决定, 其温度与催化床的温差宜小,但又必须移走 大量的热,常用的传热介质有: 1.沸腾水:温度范围100~300℃。使用时需注 意水质处理,脱除水中溶解的氧。 2.联苯醚、烷基萘为主的石油馏分:粘度低 ,无腐蚀,无相变,温度范围200~ 350℃
如图 (b) 所示。径向反应器的结构较轴向 反应器复杂,催化剂装载于两个同心圆构 成的环隙中,流体沿径向流过床层,可采 用离心流动或向心流动。
径向反应器的优点是流体流过的距离较短
,流道截面积较大,床层阻力降较小。
轴向反应器与径向反应器
(a)
(b)
2.多段绝热式固定床反应器
热效应大,常把催化剂床层分成几段(层), 段间采用间接冷却或原料气(或惰性组分)
8
原料气
绝热式
催化剂
固定床 反应器
产物
9
绝热式固定床反应器可分为轴向反应器和
径向反应器。 (1)轴向绝热式固定床反应器
流化床反应器的操作与控制—流化床反应器的工艺计算
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A组分总消失量 dCAb dt
dl dt
dCAb dl
ub
dCAb dl
流化床反应器内的传热
流化床反应器具有温度分布均匀和传热速率高的特点,特别适于产生大量反 应热的化学反应,同时换热器的传热面积可以减小,结构更紧凑。
传热的三种基本形式:
• 固体颗粒与固体颗粒之间的传热 • 固体颗粒与流体间的传热 • 床层与器壁或换热器表面的传热
这三种传热的基本形式中,前两种传热速度比后一种要大得多,所以要提 高整个流化床的传热速度,关键就在于提高后一种传热速度。
1.844 102 C 1
Re0.23
Pr 0.43
CP P
CP
0.8
P
0.66
0.43
• 注意: 是有单位的,其单位为[s.cm-2]
• 床层与横放的换热器器壁之间传热时,给热系数计
算式为
Nu
0.66 Re0.44
Pr 0.3
P
1
0.44
流化床传热小结
• 水平管的给热系数比垂直管低5-15%,因此倾向 于使用垂直管。
• u:气流的空塔流速[m.s-1]
可见,流化床的内径取决于气流的空塔气速,而流化床的空塔气速应介
于初始流化速度(也称临界流化速度)与逸出速度之间。即维持流化状态的最 低气速与最高气速之间。
例8-1 计算萘氧化制苯酐的微球硅胶钒催化剂的起始流化 速度和逸出速度
已知催化剂粒度分布如下:
目 >1 100 80- 60 40 < 数 20 - 10 - - 4
d p gumf
2
流化床反应器概述
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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。
流化床反应器的设计
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mf U R =1000p d ep ρμ> 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 -1MTO 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,mf U R =20p d ep ρμ<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 gρρμ-=(1)对于的大颗粒()1/2d U 24.5p p mfg 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 =0.4d p tepρμ<时,2U 18d g p p t ρρμ⎛⎫- ⎪⎝⎭= (3)当U0.4<R=500dp tepρμ<时,221/34U d225gpt pρρρμ⎡⎤⎛⎫-⎪⎢⎥⎝⎭⎢⎥=⎢⎥⎢⎥⎣⎦(4)当UR=500dp tepρμ>时,1/23.1dUgp ptρρρ⎡⎤⎛⎫-⎪⎢⎥⎝⎭=⎢⎥⎢⎥⎢⎥⎣⎦(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。
7.1流化床反应器
![7.1流化床反应器](https://img.taocdn.com/s3/m/a08f31cb0508763231121238.png)
µ
5.3 × 10 −3 × 0.733 × 10 −3 × 0.058 = = 6.09 × 10 − 4 < 20 3.7 × 10 − 4
(3)计算ut: )计算
• 如果全床空隙率均匀,处于压力最低处的床顶 如果全床空隙率均匀, 粒子将首先被带出,故取最小粒子 粒子将首先被带出,故取最小粒子dp=10µm计 µ 计 算。设Re<0.4
再 生
石油 催化 空气 剂输 消除内扩散;固定床因有△ 限制不能用 消除内扩散;固定床因有△P限制不能用 送
3. 强放热反应 氧化反应:萘氧化剂制苯酐需熔盐冷却; 氧化反应:萘氧化剂制苯酐需熔盐冷却; 丙烯氨氧化法制丙烯腈
流化床反应器的优点:( 流态化技术) 流化床反应器的优点:( 流态化技术)
• 传热效能高,且床内温度易于维持均匀; 传热效能高,且床内温度易于维持均匀; • 大量固体粒子可方便地往来输送; 大量固体粒子可方便地往来输送; • 由于粒子细,可消除内扩散阻力,充分发挥催 由于粒子细,可消除内扩散阻力, 化剂的效能。 化剂的效能。 缺点: 缺点: 1. CSTR:转化率甚至小于CSTR(气泡短路) :转化率甚至小于 (气泡短路) 2. 颗粒磨损:催化剂要贱,设备要被磨 颗粒磨损:催化剂要贱, 3. 气流出口分离粉尘,回收系统麻烦 气流出口分离粉尘, 4. 副反应:∵RTD太宽 副反应: 太宽
压力波动 达极大值 聚式 压力波动 趋于0 快床 Uc 相变 泡分散相 湍床 Cluster 分散相 Ut 夹带
散式
0
Umf
Ub 鼓泡床
快 床 颗 粒 的 径 向 分 布
颗粒含率 实际分布 模型分布 高 度
气流输送 快床 湍流床 鼓泡流化床 0.2 0.4 0.6 密度
第六章 流化床反应器
![第六章 流化床反应器](https://img.taocdn.com/s3/m/54dc01f94693daef5ef73d84.png)
当: Rep 2 10 时 CD 0.43 500
5
这样,可得到ut计算式:
当Rep 0.4时 ut
2 gd p ( s f )
18
0.5 ep
2d p ( s f ) gR 当0.4 Rep 500时 ut 15 f
流化床反应器的缺点
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,流化床又存在粉明显的局限性: 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,物料的 流动更接近于理想混合流,返混较严重。导致不适当的产 品分布,降低了目的产物的收率;为了限制返混,常采用 多层流化床或在床内设置内部构件。反应器体积比固定床 反应器大,并且结构复杂。对设备精度要求较高; 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。
式中:Lmf—临界流化床高;εmf—临界流化床的空隙率;
ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度
二、特征流速
1、临界流化速度 也称起始流化速度、最低流化速度, 是指刚刚能够使颗粒流化起来的气体空床流速(也叫表观速 度)。也即颗粒层由固定床转为流化床时流体的气体空床流 速,用umf表示。实际操作速度常取临界流化速度的倍数(又 称流化数)来表示。临界流化速度对流化床的研究、计算与 操作都是一个重要参数,确定其大小是很有必要的。确定临 界流化速度最好是用实验测定,也可用经验公式计算。
《流化床反应器》课件
![《流化床反应器》课件](https://img.taocdn.com/s3/m/cdd1e9785627a5e9856a561252d380eb629423b4.png)
04
流化床反应器的优缺点
优点
高转化率
高选择性
流化床反应器能够实现高转化率,使得反 应更加彻底,提高了生产效率和产品质量 。
通过优化反应条件,流化床反应器能够实 现高选择性,从而降低副产物的生成,进 一步提高了产品的纯度和质量。
操作简便
适应性强
流化床反应器的结构简单,操作方便,易 于维护和维修,降低了生产成本。
流化床反应器可用于生产塑料,如 聚乙烯、聚丙烯和聚氯乙烯等,通 过聚合反应将单体转化为高分子聚 合物。
在能源领域的应用
燃烧发电
燃料电池
流化床反应器可用于燃烧煤炭、生物 质和垃圾等燃料,产生高温高压蒸汽 驱动发电机发电。
流化床反应器可用于燃料电池发电, 通过氢气和氧气的化学反应产生电能 。
核能利用
流化床反应器可用于核燃料循环,包 括核燃料溶解、分离、纯化和再处理 等过程,实现核能的可持续利用。
在氢能生产领域,流化床反应 器可用于水蒸气重整和光催化 产氢,为可再生能源的储存和 运输提供床反应器的发展趋势
高效能化 随着技术的不断进步,流化床反 应器的性能将得到进一步提升, 实现更高的转化率和产物收率。
多功能化 未来的流化床反应器将具备更加 丰富的功能,能够适应多种反应 类型和生产需求,提高生产效率 和灵活性。
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循环流化床反应器
总结词
一种高效、环保的流化床反应器类型。
详细描述
循环流化床反应器是一种高效、环保的流化床反应器,其特点是固体颗粒在反应器内循环流动。这种 反应器的优点在于能够实现高效能、高转化率和低能耗,同时减少废气和废水的排放。循环流化床反 应器在煤燃烧、废弃物处理等领域有广泛应用。
第六章固定化酶反应器08
![第六章固定化酶反应器08](https://img.taocdn.com/s3/m/d42d9a60ddccda38376baf0a.png)
4、膜反应器(Membrane reactor or 、膜反应器 Hollow fiber reactor)
酶连接于膜表面和以特定形式存在于膜内分隔空 间,可用较大孔径的膜,因为溶质与固定化酶的 大小差别,远大于溶质与可溶酶的差异,这样, 溶质可容易通过膜,不易被堵塞。 有许多种类的膜反应器,一个普通的形式为,使 用半透膜的中空纤维,浸没于反应混合物中,该 反应器可分批也可连续。
25
26
酶反应器的发展
1、含有辅助因子再生的酶反应器 问题由来: 许多酶反应都需要辅因子的协助,如辅酶、辅基、能 量供给体等。这些辅因子价格昂贵,需再生循环使用 才能降低成本,因而发展了辅因子再生酶反应器。 例:利用固定化脱氢酶可将固定化NADH再生为NAD。依 靠半透膜能将固定化NAD保留在反应器内,实现了NAD 的再生与循环使用。 辅因子再生方法: (1)两种酶反应偶联、两种底物偶联 (2)电化学方法(生物传感器) (3)化学方法(氧化剂)
5
2、活塞流反应器或填充床反应器 、 (Plug flow reactor,PFR; or Packed bed reactor, PBR) 把颗粒状或片状等固定化酶填充于固定床 (填充床)内,底物按一定方向以恒定的速 度通过反应床。它是一种单位体积催化剂负 荷量最大,效率高的反应器。反应器水平或 垂直放置,底物用泵从底部或顶部打入(上 流比下流好,因不易阻塞,液流更均匀)。
12
连续搅拌罐反应器
产物 过滤器
固定化酶
底物
13
CSTR与PBR的比较: 与 的比较: 的比较
(1)在CSTR中,所有酶暴露在相对低的底物浓度和 相对高的产物浓度中,效率因子η下降,反应器中酶 未被有效利用。 在PBR中,反应器的初始部分在高底物浓度下操作, 仅在最后部分,底物浓度较低,产物浓度较高,因此 仅在最后部分效率因子η下降,这意味着在CSTR中比 PBR可能需更多的酶。 在实际中,在CSTR中很容易得到紊流,可消弱扩 散限制作用,而在PBR中,使用层流,更容易遇到扩 散限制情况,因此CSTR可得到与PBR一样好的性能, 而监控PH、温度相对容易。
第六章 流化床反应器思考题
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第七章流化床反应器思考题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.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)10.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)11.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)12.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。
流化床反应器的设计
![流化床反应器的设计](https://img.taocdn.com/s3/m/2611cbb0ccbff121dc36834e.png)
二、流化床反应器(Fluidized Bed )
流化床反应器是:利 用气体或液体自下而 上通过固体颗粒床层 而使固体颗粒处于悬 浮运动状态,并进行 气固相反应或液固相 反应的反应。在用于 气固系统时,又称沸 腾床反应器。
•1、概述
• 流化床反应器广泛应用于气固催化反应 器,由于流化床反应器具有传热性能好、温 度均匀的特点,已成为强放热反应或对温度 特别敏感的反应过程重要设备。如成功应用 于萘催化氧化制备邻苯二甲酸酐、丙烯氨氧 化制备丙烯腈等。
•(小颗粒 )
•(大颗粒)
•由上式看出,影响临界流化速度的因素有 :
•①颗粒直径 ②颗粒密度 ③流体黏度
➢ 带出速度ut
➢ 实际操作气速u0
•①选定依据是流化数即u0/umf,通常为1.5~10 •②还可以按照u0/ut =0.1~0.4原则选取,所用气 体流速一般在0.15~0.5 左右。
•2、流化床床反应器的工艺计算
•液固流化为散式流化
•散式流化床 •聚式流化床
•颗粒与流体之间的密度差是它们主要区别
•气固流化为聚式流化
•②特殊(压力1较、高流的气态固化系统的或形者用式较轻的液体流化
较重的颗粒)情况下两种流化床判别:
•
wilhelm和郭慕孙首先先用弗劳德数来区分两种流化态:
•研究表明:
•为散式流化 •为聚式流化
带动固体颗粒运动的。
• 固体流态化分为几种形式如下:
• (a)固定床
•
(b)临界流化床
•
(c)流化床
•
(d)气流输送床
1、流态化的形式
•2.散式流化1、床和流聚式态流化化床的形式
•(1)散式流化床:
•
①颗粒均匀地分布在整个流化床。
流化床反应器应用简介
![流化床反应器应用简介](https://img.taocdn.com/s3/m/0600c86fddccda38376baf36.png)
流化床反应器主要应用于:石油催化裂化,丙烯-氮氧化制丙烯腈,萘氧化制邻苯二甲酸酐,煤燃烧与转化,金属提取和加工等方面。
下面针对其中一部分做详细介绍。
流化床甲醇制丙烯过程丙烯是全世界需求量第二大化学品。
近年来,随着对丙烯衍生物的需求迅速增加,世界的丙烯需求呈强劲增长趋势,但其主要生产技术是以蒸汽裂解制乙烯过程及催化裂化过程的副产物。
流化床甲醇制丙烯(FMTP)工艺的基本原理是甲醇在多级纳米结构择形分子筛催化剂的作用下发生裂解反应,高选择性地生成目的产物丙烯,副产的其它低碳烯烃(乙烯、丁烯和戊烯)进入烯烃转化反应器再次高选择性地转化为丙烯。
流化床甲醇制芳烃过程芳烃是石油化工三烯、三苯平台化合物的重要组成部分,在国内每年的需求量超千万吨,主要是从石油化工过程中的连续重整及蒸汽裂解过程中芳烃工段制得。
发展一个由煤化工方法制备芳烃的工艺路线对于煤的深度利用十分重要。
甲醇制芳烃是将甲醇转化为芳烃的过程;是以煤为原料生产化工产品的一条新的工艺路线,为甲醇的综合利用和芳烃的生产提供了新的路径。
它是使甲醇在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下,进行芳构化、烷基化、异构化、氢转移、脱氢环化、加氢裂化等一系列化学反应,甲醇转化成苯、甲苯、二甲苯等主要产品及水、焦炭的生产过程。
循环流化床反应器在加热炉烟气除尘脱硫系统中的应用循环流化床反应器的结构图加热炉烟气被引入脱硫除尘系统后,首先进入循环流化床u形反应器前后半支进行降温和脱硫,经旋风除尘器后进入布袋除尘器进行除尘,最后经引风机排人大气。
烟气循环流化床反应器,整个反应器呈u形,前半支(喷雾干燥)引出和输送热烟气,并有干燥石灰乳和烟气冷却降温的作用,同时进行烟气脱硫反应,采取上喷液与烟气和灰粉并行的运行方式。
后半支主要进行延时脱硫反应和大颗粒除尘,采用下喷向上并行的运行方式循环流化床与其他脱硫工艺特别是湿法工艺相比,具有系统简单,占地面积小,总投资和运行费用低,没有严重腐蚀等特点。
流化床反应器简介
![流化床反应器简介](https://img.taocdn.com/s3/m/39e2c3faad51f01dc281f1ad.png)
流化床反应器简介一、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2O世纪2O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4O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。
二、基本流态化现象固定式和临界流化态将一批固体颗粒对方在多孔的分布板上形成床层(图1),使流体自下而上通过床层。
由于流体的流动及其与颗粒表面的摩擦,造成流体通过床层的压力降。
当流体通过床层的表观流速(按床层截面计算的流速)不大时,颗粒之间仍保持静止和互相接触,这种床层称为固定床。
当表观流速增大至起始流化速度时,床层压力降等于单位分布板面积上的颗粒浮重(颗粒的重力减去同体积流体的重力),这时颗粒不再相互支撑,并开始悬浮在流体之中。
进一步提高表观流速,床层随之膨胀,床层压力降近乎不变,但床层中颗粒的运动加剧。
而当流速达到某一限值,床层刚刚能被流体拖动时,床内颗粒就开始流化起来了,这时的流体空床线速称为临界流化速度。
散式流态化和聚式流态化这两种流态化现象,是根据流化床内颗粒和流体的运动状况来区分的。
在散式流态化时,颗粒均匀分布在流体中,并在各方向上作随机运动,床层表面平稳且清晰,床层随流体表观流速的增加而均匀膨胀。
在聚式流态化时,床层内出现组成不同的两个相,即含颗粒甚少的不连续气泡相,以及含颗粒较多的连续乳化相。
乳化相的气固运动状况和空隙率,与起始流化状态相近。
通过床层的流体,部分从乳化相的颗粒间通过,其余以气泡形式通过床层。
增加流体流量时,通过乳化相的气量基本不变,而气泡量相应增加。
气泡在分布板上生成,在上升过程中长大;小气泡会合并成大气泡;大气泡也会破裂成小气泡。
气泡上升至床面时破裂,使床面频繁地波动起伏,同时将一部分固体颗粒抛撒到界面以上,形成一个含固体颗粒较少的稀相区;与此相对应,床面以下的床层称为浓相区。
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第二节 流化床的特征速度
一、流化床的压降与流速的关系
ΔP 500 固定床 300 200 斜率=1 夹带开始 Δ P=W/At 流化床
100 50 1
2
umf
10 空床流速 u0 ㎝/s
50
100
流化床压降—流速关系(△P-u关系图)
固定床阶段,压力降△P随着流速u的增加而增加。 流化床阶段,床层的压力降保持不变。 流体输送阶段,流体的压力降与流体在空管道中相似。
第三节
1/ 2
3.1dp( s f ) g 当Rep 500时,ut f
1/ 2
实际流化床气速的选取:
实际生产中,操作气速是根据具体情况 确定的。流化数u/umf一般在1.5~10的范围 内,也有高达几十甚至几百的。另外也有按 u/ut=0.1~0.4左右来选取的。通常采用的气 速在0.15~0.5m/s。对热效应不大、反应速 率慢、催化剂粒度小、筛分宽、床内无内部 构件和要求催化剂带出量少的情况,宜选用 较低气速。反之,则宜用较高的气速。
式中:Lmf—临界流化床高;εmf—临界流化床的空隙率;
ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度
二、特征流速
1、临界流化速度 也称起始流化速度、最低流化速度, 是指刚刚能够使颗粒流化起来的气体空床流速(也叫表观速 度)。也即颗粒层由固定床转为流化床时流体的气体空床流 速,用umf表示。实际操作速度常取临界流化速度的倍数(又 称流化数)来表示。临界流化速度对流化床的研究、计算与 操作都是一个重要参数,确定其大小是很有必要的。确定临 界流化速度最好是用实验测定,也可用经验公式计算。
对球形粒子作力平衡:
6
d s g
3 p
6
d f g CD S
3 p
4
2 dp(
f ut2
2
)
C 式中: DS 为单颗粒的曳力系数
Rep d p u t /
当:Rep 0.4时 CDS 24 / Rep
1/ 当: Rep 500时 CDS 10 / Rep 2 0.4
△P-u关系图的应用:
• 观察流化床的压力降变化可以判断流化质量。 • 如:正常操作时,压力降的波动幅度一般较小, 波动幅度随流速的增加而有所增加。在一定的流 速下,如果发现压降突然增加,而后又突然下降, 表明床层产生了节涌(腾涌)现象。形成气栓时 压降直线上升,气栓达到表面时料面崩裂,压降 突然下降,如此循环下去。这种大幅度的压降波 动破坏了床层的均匀性,使气固接触显著恶化, 严重影响系统的产量和质量。有时压降比正常操 作时低,说明气体形成短路,床层产生了沟流现 象。
流化床反应器有两种主要形式: 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。
流化床反应器结构 反应器主体
扩大段 分离段(气泡相或稀相)
浓相段(乳相或密相)
锥底
流化床反应器的优点
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,可在最佳温度点操作,而且易于控 制,特别适用于强放热反应; ③颗粒比较细小,有效系数高,可减少催化剂用量; ④压降恒定,不易受异物堵塞; ⑤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。
影响临界流化速度的因素:颗粒直径、颗粒密度、流体粘度等。 常用的经验公式: u 0.695 mf
d 1.82 ( p g )0.94 p
0 0.88 g .06
ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度
μ为流体粘度
2、起始鼓泡速度Umb
(1)对 B类和D类颗粒(大颗粒),当气体空床线速度 (即表观气速)超过临界流化速度时,床层即已进入鼓 泡流化床。 此时:Umf = Umb (2)对A类颗粒(较小和较轻颗粒),当气体空床线速度 (即表观气速)超过临界流化速度Umf时,还会经历一个 散式流态化阶段,然后进入鼓泡流化床。此时流化床的 Umb可按Geldart提出的计算式计算,即下式:
工业生产中常见流化床反应器形式
循环流化床烟气脱硫装置
鼓泡流化床反应器
第一节 固体流态化的基本特征
一、固体流态化现象
流态化——固体粒子象流体一样进行流动的现象。除重 力作用外,一般是依靠气体或液体的流动来带动固体粒子运 动的。 流态化的形成:
流体自下而上流过催化剂床层时,根据流体流速的不同,床层经历三 个阶段: 当流体流速很小时,固体颗粒在床层中固定不动,此时为固定床阶段。 当气速进一步加大时,床层高度逐渐增加,固体颗粒悬浮在气体中并 随气体运动而上下翻滚,此时为流化床阶段,称为流态化现象。开始流化
• 节涌流化床:气泡在上升过程中不断聚并增大,当气泡直径 大到与床径相等,将床层分为几段,变成一段气泡和一段颗 粒的相互间隔状态。此时颗粒层被气泡像活塞一样向上推动, 达到一定高度后气泡破裂,引起部分颗粒的分散下落。 这种现象在实验室或中试流化床中,当床高与床径比较 大时,可能出现,在工业规模的大床中,一般不会出现。 • 湍动流态化:随着气速的加大,流化床中湍动程度也跟着加 剧,压力脉动的幅值减小,此时的流化床叫湍动床。 • 快速流态化:在湍动流态化下继续提高气速,颗粒从连续的 床层变为分散的颗粒,而气体则从分散的气泡转变为连续的 气流,颗粒夹带明显提高,在没有颗粒补充的情况下,床层 颗粒将很快被吹空。此时的流态化称为快速流态化。此种情 况下,如果有新的颗粒不断补充进入床层底部,操作就可以 不断维持下去,相应的流化床称为快速流化床或循环流化床。 有的也叫过渡流化床。
4 0.9 0.1 umb 4.125 10 g g umf ( s g ) gd p
d 式中: p 为颗粒的调和平均直径;
上式中,各物性参数的单位是kg、m、s制
3、颗粒带出速度(终端速度):
颗粒带出速度是流化床中流体速度的上限,当 流体速度大于固体颗粒在流体中的沉降速度时, 颗粒粒子将被气流带出床层,这个速度叫做带出 速度ut,或称终端速度。近似地等于粒子的自由 沉降速度。 当气速达到某一定值时,流体对粒子的曳力 与粒子重力相等,则粒子会被带走。这一带出速 度等于粒子的自由沉降速度。
第六章
概述
流化床反应器
流化床反应器 (fluidized bed reactor) 是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 流化床反应器通常为一直立的圆筒型容器,容器下部 一般设有分布板,细颗粒状的固体物料装填在容器内,流 体向上通过颗粒层,当流速足够大时,颗粒浮起,呈现流 化状态。由于气固流化床内通常出现气泡相和乳化相,状 似液体沸腾,因而流化床反应器亦称为沸腾床反应器。
流化床压降的计算
在UO<Umf 时,(流速较低),压降与气速 成正比关系。床层内的颗粒处于静止状态。
当流速增大,床层内流体的压力降增大到与 静床压力 相等时,按理粒子应开始流动起来 了,但由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动 开来,需要稍大一点的压降。等到粒子一旦已经 松动,压降又恢复到 之值。随后流速进一步 增加。则△P不变。其计算公式为:
流态化现象
100 50 1
2
umf
10 空床流速 u0
50 ㎝/s
100
固 定 床
L0
L
起 始 流 化
L
(膨 散胀 式床 )
Lf
L
(鼓 聚泡 式床 )
Lf
节 涌
气 流 输 送
Lmf
流体
流体
流体
流体
流体
流体
二、流化床反应器中颗粒的分类
颗粒的形状,尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。 Geldart提出:对于气固流态化,根据不同的颗粒密度和粒 度,颗粒可分为A、B、C、D四类。 A类颗粒,称为细颗粒。粒度较小,在30~100μm之间, 密度ρP<1400kg/m3。适于流化,A类(细)颗粒形成鼓泡 床后,密相中气、固返混较严重,床层中生成的气泡小, 特别适于催化过程。 B类颗粒,称为粗颗粒。粒度较大,在100~600μm之间, 密度ρP=1400kg/m3 ~4000kg/m3 。适于流化,密相中气、 固返混较小 。砂粒是典型的B类颗粒。 C类为超细颗粒,粒间有粘附性,颗粒间易团聚,气体容 易产生沟流,不适用于流化床。 D类为过粗颗粒,流化时,易产生大气泡和节涌,操作难 以稳定,只在喷动床中才能较好流化。
的最小气速称为临界流化速度 umf
当流体速度更高时,固体颗粒就不能沉降下来,正常的流化状态被 破坏,整个床层的粒子被气流带走,床层上界面消失,床层处于气流输送阶 段。此时的速度称为带出速度,也称最大流化速度ut 或终端速度。
流化床反应器 fluidized reactor
ΔP 500 固定床 300 200 斜率=1 夹带开始 Δ P=W/At 流化床
流化床反应器的缺点
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,流化床又存在粉明显的局限性: 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,物料的 流动更接近于理想混合流,返混较严重。导致不适当的产 品分布,降低了目的产物的收率;为了限制返混,常采用 多层流化床或在床内设置内部构件。反应器体积比固定床 反应器大,并且结构复杂。对设备精度要求较高; 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。