流化床反应器的设计
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/m 3 催化剂装填密度为：640kg/m 3
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=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。
3 流化床床径的确定
3.1 密相段直径的确定
本流化床反应器设计处理能力为420.5kmol/h 原料气体,根据公式:
p
t n V U V D T 1013
.02732734.2240
?+?
?==
π
V-气体体积流量，m 3/s U 0-流化床操作气速，m/s
s m h m V /83.6/33.246001013
.01013
.027********.225.42033==?+??=
m U V D T 81.36
.014.383
.64401=??==
π 即流化床反应器浓相段的公称直径为DN=3.9m
3.2 稀相段直径的确定
稀相段直径和密相段直径一样，即D T1=3.81m 即流化床反应器稀相段的公称直径为DN=3.9m
3.3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:
s m U /3.00
=' 将流速带入公式中:
m U V D T 39.53
.014.383
.64402=??='=
π 即流化床反应器扩大段的公称直径为DN=5.4m
4流化床床高
4.1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。
4.2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=6.83m 3
/s 。其中静床高度计算式为：
2
4T
mf
D m H ρπ催化剂
?= 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：
m D m H T mf 7.59
.314.364043712
442
2=???=?=
ρπ催化剂 密相段的高度：m H H m f 4.117.5221=?== 稀相段的高度：m D H T 8.79.32212=?==
即反应段的高度为：m H H H 2.198.74.1121=+=+= 扩大段高度取扩大段直径的三分之一，即m H 8.13
14.53=?=
反应段与扩大段之间的过渡部分过度角为120°。 由三角函数，过渡段高度为：
m D D H T T 43.02
30tan )9.34.5(230tan )(214=?
-=?-=
锥形段取锥底角为40o ,取锥高为H 5=1.2m ，其锥底直径为1.5m 。由此可得，流化床床高：
m H H H H H H 63.222.143.08.18.74.1154321=++++=++++=
其高径比为：
8.59
.363
.221==T D H 总
5床层的压降
流化床在正常操作时具有恒定的压降，其压降计算公式为：
kpa pa A mg A g m p p P 66.181865695
.114.381
.9545.420)(2
==???=≈-=
?ρρρ 6选材及筒体的设计
流化床反应器的操作温度为440摄氏度，操作压力为0.1Mpa ，设计温度为500摄氏度，设计压力为0.11Mpa 。由于温度较高，因此选择0Cr18Ni9材料，该种材料在设计温度下的许用应力为100Mpa ，流化床体采用双面对接焊，局部无损探伤，取流化床体焊接接头系数为φ=0.85，壁厚的附加量取C=2mm 。流化床的计算厚度：
[]mm p D p c t
i c 53.211
.085.010023900
11.02=-???=-=
φσδ 考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的名义厚度为,流化床筒体的有效厚度为:mm C n e 3=-=δδ 筒体的应力按下式进行计算：
Mpa D p e e i c t 56.713
2)
33900(11.02)(=?+?=+=
δδδ
许用应力[]Mpa Mpa t
56.718585.0100>=?=φδ,应力校核合格。 对于扩大段：
[]mm p D p c t
i c 5.311
.085.010025400
11.02=-???=-=
φσδ 考虑到扩大段，过渡段压力略有减小，并且扩大段温度较低，因此均选取扩大段、过渡段壁厚为5mm 。
锥形段为反应气体的预分布阶段，未发生反应，温度较低直径较小，因此壁厚更小，但为考虑选材与安装的方便性，其壁厚也选取为5mm 。
7封头的设计
由于反应器压力较低，封头承压不大，故选用应用最为广泛的椭圆形封头， 设计压力为0.11Mpa ，设计温度为440摄氏度，腐蚀裕量为2mm ，封头焊缝系数为0.85。封头高度取1m 。选择材料为0Cr18Ni9材料，在设计温度下，其许用应力为100Mpa 。形状系数为K=1.0。封头厚度按下式进行计算：
[]mm p D Kp c t
i c h 5.311
.05.085.010025400
11.015.02=?-????=-=
φσδ
考虑到便于焊接，故选取封头厚度为5mm 。
8裙座的选取
裙座的厚度取20mm,高度为1m 。
9水压试验及其强度校核
水压试验的试验压力P T =1.25P=0.1375Mpa 。水压试验时壁内应力为：
Mpa D p e e i T T 44.893
2)
33900(1375.02)(=?+?=+=
δδδ
已知0Cr18Ni9材料在常温下的屈服强度为R eL =137Mpa ，计算0.9R eL =123.3Mpa 可以知道水压试验时筒体壁内应力小于0.9R eL ，水压试验安全。
10旋风分离器的计算
在流化床顶部，为防止小粒径催化剂颗粒随气体被带出，故在流化床扩大段设立二级旋风分离器。已知催化剂颗粒直径范围为44μm～88μm，从反应器出来的气体流速u i =23.78m/s 。 一级分离器直径计算：
p
i c Nu B
d ρπμ9=
标准旋风分离器N=5
m Nu d B p
i c 464.092==μ
ρπ
旋风分离器的布置和结构：一级旋风分离器的料腿下伸到床底部，下料腿端部安装锥形堵头，使催化剂能够随自下而上的气流进入下料管内。二级旋风分离器下料腿置入床层稀相区，下料腿端部安装挡风帽和翼阀。
11主反应器设计结果
主反应器最终设计结果如下：
项目名称 主反应流化床反应器 操作介质 丙烯、氨气、氧气
操作流量 m 3/s 6.83 操作压力 MPa 0.11 操作温度 ℃ 440 密相段气速 m/s 0.6 密相段直径 m 3.9 密相段高度 m 11.4 稀相段气速 m/s 0.6 稀相段直径 m 3.9 稀相段高度 m 7.8 扩大段气速 m/s 0.3 扩大段直径 m 5.4 扩大段高度 m 1.8 过渡段高度 m 0.43 锥形段 m 1.2 裙座 m
1.0
固定床流化床浆态床的优缺点
固定床反应器 定义：气体流经固定不动的催化剂床层进行催化反应的装置。 特点：结构简单、操作稳定、便于控制、易实现大型化和连续化生产等优点，是现代化工和反应中应用很广泛的反应器。 应用：主要用于气固相催化反应。 基本形式：轴向绝热式、径向绝热式、列管式。 固定床反应器缺点： 床层温度分布不均匀； 床层导热性较差； 对放热量大的反应，应增大换热面积，及时移走反应热，但这会减少有效空间。 流化床反应器（沸腾床反应器） 定义：流体（气体或液体）以较高流速通过床层，带动床内固体颗粒运动，使之悬浮在流动的主体流中进行反应，具有类似流体流动的一些特性的装置。 应用：应用广泛，催化或非催化的气—固、液—固和气—液—固反应。 原理：固体颗粒被流体吹起呈悬浮状态，可作上下左右剧烈运动和翻动，好象是液体沸腾一样，故流化床反应器又称沸腾床反应器。 结构：壳体、气体分布装置、换热装置、气—固分离装置、内构件以及催化剂加入和卸出装置等组成。 优点：传热面积大、传热系数高、传热效果好。进料、出料、废渣排放用气流输送，易于实现自动化生产。 缺点：物料返混大，粒子磨损严重；要有回收和集尘装置；内构件复杂；操作要求高等。 固定床： 一、固定床反应器的优缺点 凡是流体通过不动的固体物料形成的床层面进行反应的设备都称为固定床反应器，而其中尤以利用气态的反应物料，通过由固体催化剂所构成的床层进行反应的气固相催化反应器在化工生产中应用最为广泛。气固相固定床反应器的优点较多，主要表现在以下几个方面： 1、在生产操作中，除床层极薄和气体流速很低的特殊情况外，床层内气体的流动皆可看成是理想置换流动，因此在化学反应速度较快，在完成同样生产能力时，所需要的催化剂用量和反应器体积较小。 2、气体停留时间可以严格控制，温度分布可以调节，因而有利于提高化学反应的转化率和选择性。 3、催化剂不易磨损，可以较长时间连续使用。 4、适宜于高温高压条件下操作。 由于固体催化剂在床层中静止不动，相应地产生一些缺点： 1、催化剂载体往往导热性不良，气体流速受压降限制又不能太大，则造成床层中传热性能较差，也给温度控制带来困难。对于放热反应，在换热式反应器的入口处，因为反应物浓度较高，反应速度较快，放出的热量往往来不及移走，而使
流化床反应器的设计定稿版
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。
某小区中水处理工艺设计毕业论文
某小区中水处理工艺设计毕业论文 目录 1 概述 (1) 2设计依据及任务 (1) 2.1设计依据 (1) 2.2设计任务 (1) 3设计工艺 (2) 3.1工艺流程图 (2) 3.2流程说明 (4) 3.3污水中各项指标处理情况表 (4) 4处理构筑物设计说明 (5) 4.1粗格栅 (5) 4.2提升泵房 (8) 4.3细格栅 (8) 4.4平流沉砂池 (11) 4.5初沉池（普通辐流式沉淀池） (14) 4.6SBR反应器 (17) 4.7曝气生物滤池 (21) 4.8微絮凝过滤池 (25) 4.9鼓风机房 (27) 4.10污泥浓缩池（辐流浓缩池） (28) 4.11加药间 (30) 5各构筑物高程 (32) 6中水处理厂工程投资概算 (32) 6.1主要设备清单列表 (32) 6.2土建投资一览表 (34) 6.3工程总投资一览表 (35) 7综合效益分析 (35) 7.1节省城市引水、净水的边际费用 (35) 7.2节水可增加国家财政收入 (35) 7.3消除污染减少的社会损失 (36) 7.4节省城市排水设施的建设和运行费 (36) 8总结 (36) 致谢 (37) 参考文献 (38) 附图：
图1小区中水处理工艺高程图图2小区中水处理工艺平面图图3平流沉砂池平剖面图 图4辐流沉淀池平剖面图 图5SBR反应池平剖面图 图6生物曝气滤池平剖面图
1 概述 建筑小区是具有一种功能或多种功能的相对独立的区域，其排水系统通常不在城市市政管网覆盖围之[2]。根据当地的环保标准，必须设置独立的污水处理设施，这就是我们所指的小区污水处理。小区污水不同于城市污水(常包括部分工业废水)，属于生活污水畴。其水质水量特征可概括为：水质水量变化较大，污染物浓度偏低，即比城市污水低，污水可生化性好，处理难度小。 2设计依据及任务 2.1设计依据 (1)一般来说，不同小区对出水的要求差异较大，应根据我国《地面环境质量标准》(GB3838-88)和《污水综合排放标准》(GB8978-96)的有关规定和当地环保部门的要求确定处理程度，以确保出水水质[3]。 (2)污水处理设施的设计和建设必须结合小区的整体规划和建筑特点，即外观设计上要与小区建筑环境相协调，以求美观。 (3)污水处理厂位置应尽可能位于小区下风向，与其它建筑物有一定的距离，以减少对环境的影响。 (4)在污水处理工艺上力求简单实用，以方便管理。 2.2设计任务 2.2.1设计题目 某小区中水处理工艺。 2.2.2设计基础资料 ①设计规模： 根据建设方提供的资料，废水处理工程的处理规模为3000m3/d。
流化床反应器的设计
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） 第七章酶反应器的类型与选择 ◆用于酶进行催化反应的容器及其附属设备称为酶反应器。 ◆按照结构的不同分为: 搅拌罐式反应器（Stirred Tank Reactor, STR）、鼓泡式反应器(bubble column reactor, BCR )、填充床式反应器(packed column reactor, PCR )、流化床式反应器( Fluidized Bed Reactor, FBR)、膜反应器(Membrane Reactor, MR)等； ◆酶反应器的操作方式可以分为分批式反应(batch )、连续式反应(continuous )和流加分批式反应(feeding batch ); ◆将反应器的结构和操作方式结合一起，对酶反应器进行分类， 连续搅拌罐反应器（Continuous Stirred Tank Reactor, CSTR）、分批搅拌罐反应器（Batch Stirred Tank Reactor, BSTR）等。 1.酶反应器的类型 1.1搅拌罐式反应器： ◆搅拌罐式反应器(stirred tank reactor, STR)是有搅拌装置的一种反应器(图8-1，8-2所示)。◆在酶催化反应中是最常用的反应器。它由反应罐，搅拌器和保温装置组成。 ◆搅拌式反应器的操作方式可以根据需要采用分批式（batch）、流加分批式(feeding batch)和连续式(continuous)三种。与之对应的有分批搅拌罐式反应器和连续搅拌罐式反应器之分。 (1)分批搅拌罐式反应器： 图8-1 分批搅拌罐式反应器 (2)搅拌罐式反应器： 连续搅拌罐式反应器（continuous stirred tank reactor ,CSTR）的结构示意图如图8-2 图8-2 连续搅拌罐式反应器示意图 1.2填充床式反应器： 填充床式反应器(packed column reactor, PCR)是一种用于固定化酶进行催化反应的反应器。如图8-3所示。 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。 污水深度处理工程设计毕业论文 目录 摘要 (1) 第一篇设计说明书 第一章概述 (2) 1.1企业概况 (3) 1.2生产工艺……………………………………………………… 1.3工程简介……………………………………………………… 第二章工程设计依据、原则和围…………………………… 2.1设计依据……………………………………………………… 2.2设计原则……………………………………………………… 2.3设计围……………………………………………………… 第三章工程设计参数……………………………………………… 3.1 废水来源及特点……………………………………………… 3.2 处理规模………………………………………………… 3.3 进水水质…………………………………………………… 3.4 出水水质…………………………………………………… 3.5排放标准…………………………………………………… 第四章工艺流程……………………………………………………… 4.1 工艺流程确定原则……………………………………………… 4.2废水性质分析…………………………………………………… 4.3 工艺流程处理方法比较………………………………………… 4.4工艺流程选择确定……………………………………………… 4.5去除率预测………………………………………………… 第五章主要处理构筑物设计及设备型………………………… 5.1 格栅池………………………………………………………… 5.1.1 构筑物…………………………………………………… 5.1.2 主要设备…………………………………………………… 5.2 集水池……………………………………………………… 5.2.1 构筑物…………………………………………………… 5.2.2 主要设备…………………………………………………… 5.3 酸化调节池…………………………………………………… 5.3.1 构筑物……………………………………………… 5.3.2 主要设备……………………………………………… 5.4 UASB反应器……………………………………………………… 5.5 CASS池……………………………………………………… 5.5.1 构筑物……………………………………………………… 5.5.2 主要设备…………………………………………………… 5.6 集泥井…………………………………………………… 5.6.1 构筑物……………………………………………………… 5.6.2主要设备…………………………………………………… 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内扩散传质的影响。 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,圆整可得反应器内径可以选择1200mm 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 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。 毕业设计（论文）说明书 题目中石化南阳煤粉炉烟气脱硫脱硝除尘改造工程 ——SCR反应器设计, 毕业设计（论文）原创性声明和使用授权说明 原创性声明 本人郑重承诺：所呈交的毕业设计（论文），是我个人在指导教师的指导下进行的研究工作及取得的成果。尽我所知，除文中特别加以标注和致谢的地方外，不包含其他人或组织已经发表或公布过的研究成果，也不包含我为获得及其它教育机构的学位或学历而使用过的材料。对本研究提供过帮助和做出过贡献的个人或集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意。 作者签名：日期： 指导教师签名：日期： 使用授权说明 本人完全了解大学关于收集、保存、使用毕业设计（论文）的规定，即：按照学校要求提交毕业设计（论文）的印刷本和电子版本；学校有权保存毕业设计（论文）的印刷本和电子版，并提供目录检索与阅览服务；学校可以采用影印、缩印、数字化或其它复制手段保存论文；在不以赢利为目的前提下，学校可以公布论文的部分或全部内容。 作者签名：日期： 学位论文原创性声明 本人郑重声明：所呈交的论文是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的研究成果。除了文中特别加以标注引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经发表或撰写的成果作品。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。本人完全意识到本声明的法律后果由本人承担。 作者签名：日期：年月日 学位论文版权使用授权书 本学位论文作者完全了解学校有关保留、使用学位论文的规定，同意学校保留并向国家有关部门或机构送交论文的复印件和电子版，允许论文被查阅和借阅。本人授权大学可以将本学位论文的全部或部分内容编入有关数据库进行检索，可以采用影印、缩印或扫描等复制手段保存和汇编本学位论文。 涉密论文按学校规定处理。 作者签名：日期：年月日 导师签名：日期：年月日 固定床-流化床-浆态床的优缺点 固定床反应器 定义：气体流经固定不动的催化剂床层进行催化反应的装置。 特点：结构简单、操作稳定、便于控制、易实现大型化和连续化生产等优点，是现代化工和反应中应用很广泛的反应器。 应用：主要用于气固相催化反应。 基本形式：轴向绝热式、径向绝热式、列管式。 固定床反应器缺点： 床层温度分布不均匀； 床层导热性较差； 对放热量大的反应，应增大换热面积，及时移走反应热，但这会减少有效空间。 流化床反应器（沸腾床反应器） 定义：流体（气体或液体）以较高流速通过床层，带动床内固体颗粒运动，使之悬浮在流动的主体流中进行反应，具有类似流体流动的一些特性的装置。 应用：应用广泛，催化或非催化的气—固、液—固和气—液—固反应。 原理：固体颗粒被流体吹起呈悬浮状态，可作上下左右剧烈运动和翻动，好象是液体沸腾一样，故流化床反应器又称沸腾床反应器。 结构：壳体、气体分布装置、换热装置、气—固分离装置、内构件以及催化剂加入和卸出装置等组成。 优点：传热面积大、传热系数高、传热效果好。进料、出料、废渣排放用气流输送，易于实现自动化生产。 缺点：物料返混大，粒子磨损严重；要有回收和集尘装置；内构件复杂；操作要求高等。 固定床： 一、固定床反应器的优缺点 凡是流体通过不动的固体物料形成的床层面进行反应的设备都称为固定床反应器，而其中尤以利用气态的反应物料，通过由固体催化剂所构成的床层进行反应的气固相催化反应器在化工生产中应用最为广泛。气固相固定床反应器的优点较多，主要表现在以下几个方面： 1、在生产操作中，除床层极薄和气体流速很低的特殊情况外，床层内气体的流动皆可看成是理想置换流动，因此在化学反应速度较快，在完成同样生产能力时，所需要的催化剂用量和反应器体积较小。 2、气体停留时间可以严格控制，温度分布可以调节，因而有利于提高化学反应的转化率和选择性。 3、催化剂不易磨损，可以较长时间连续使用。 4、适宜于高温高压条件下操作。 由于固体催化剂在床层中静止不动，相应地产生一些缺点： 1、催化剂载体往往导热性不良，气体流速受压降限制又不能太大，则造成床层中传热性能较差，也给温度控制带来困难。对于放热反应，在换热式反应器的入口处，因为反应物浓度较高，反应速度较快，放出的热量往往来不及移走， 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 机械设计制造及其自动化毕业论文 基于纳米TiO<,2>碳热还原氮化制备Ti（C，N）的相关应用基础研究 客观性问题——量子力学对机械物质观的挑战 传动机械仓库管理系统设计及开发 机械搅拌UASB反应器的研究 高性能丁苯胶乳的研究与开发 面向CAD设计模型的计算多体动力学虚拟原型 基于XML的机械图形标记语言的研究与开发 集装箱码头机械状态无线监控系统的研究 重型商用车机械自动变速器控制软件开发及试验研究 A港务公司机械操作部培训系统研究 特种橡胶/有机蒙脱土纳米复合材料的结构与性能研究 激光陀螺捷联惯组减振系统设计及其动力学特性研究 机械精度对中心偏测量精度的影响 农业拖拉机液压机械无级变速传动变速规律研究 林分密度对华北落叶松人工林林木生长及林下植物多样性影响的研究——以塞罕坝机械林场为例 并联机器人及其协调操作的运动学和动力学研究 质子交换膜退化机理研究 机动喷射式地下施药机的研制 生物可降解气管内支架的基础研究 领域汉语理解知识库的研究与实现及在机械产品设计中的应用 机械制造过程非核心业务外包战略决策与管理研究 SWFP66X60A型锤式粉碎机锤片尺寸及排列方式优化研究 振荡轮与热沥青混合料相互作用动力学过程的研究 印刷机滚筒疲劳强度分析和寿命估算研究 博山区机械电子工业园区发展战略研究 油田关键往复机械智能诊断方法和技术研究 硅片软磨料砂轮的磨削性能研究 预制桩打桩过程的非线性有限元分析 低振动的滚筒洗衣机驱动系统控制研究 平面柔性机械设计方法 堆垛机位置控制若干问题研究 基于旋量和李群李代数的SCARA工业机器人研究 机械制造企业信息化中订单变更及生产计划技术研究 云杉CTMP纤维漆酶介体体系改性工艺及其机理研究 阻燃镁合金的制备及半固态研究 机械构件动态参数电磁检测技术与系统研究 基于自然进风机械排风的住宅通风换气技术的研究 运煤车防冻液喷洒装置液流及机械系统设计 机械自动化控制系统中RS485-光-CAN通信模块设计与开发 华泰重工基于供应链的项目成本控制研究 机械成孔混凝土灌注桩竖向承载力研究 基于虚拟仪器的机械量测试系统 模拟毫针机械刺激诱导成纤维细胞压力信号生物转化作用与针刺效应的研究 熊猫型保偏光纤机械强度分析的理论和方法研究 轿车车身冲压线机器人物流机械系统及关键设备的研制 市场经济下烟草机械企业技术标准体系研究 环模制粒机高效制粒机理与性能分析 用于大型旋转机械转子故障监测的电感测量仪的研制 成年大鼠心房肌细胞牵张激活钾通道的门控机制 基于流形学习的机械故障诊断理论与方法研究 基于长周期光纤光栅的理论及应用研究 人工机械心脏瓣膜置换术后华法林抗凝治疗的监测 中低端产品用全棉秆化机浆生产工艺及机理研究 基于通用化思想的透平机械热力性能在线评估系统研究 Al-Zn-Mg合金的表面纳米晶化及其性能研究 制药厂污水处理设计毕业论文 目录 前言·1第一部分：设计说明书·2 1 项目说明·2 1.1 设计任务及工程概况·2 1.2 设计原始资料·2 1.3 自然概况·3 1.4 设计依据·4 2 设计方案及其工艺流程确定·4 2.1 工艺选择的原则·4 2.2 工艺的确定·4 3 工艺设计说明·6 3.1 水处理单体构筑物设计说明·6 3.2 中水回用深度处理装置的设计说明·8 3.3 污泥处理设计说明·9 3.4 主要附属构筑物设计说明·9 4 污水厂总体布置·9 4.1 污水厂平面布置·9 4.2 污水厂高程布置·10 5 补充说明·10 第二部分：设计计算书·11 1 水处理构筑物设计计算·11 1.1 中格栅设计计算·11 1.2 细格栅设计计算·12 1.3 集水池设计计算·13 1.4 铁炭电解池设计计算·14 1.5 沉淀池设计计算·15 1.6 均质缓冲池设计计算·17 1.7 UASB反应器设计计算·18 1.8 一级水解酸化池设计计算·28 1.9 CASS反应池设计计算·30 1.10 二级水解酸化池设计计算·36 1.11 曝气生物滤池设计计算·37 1.12 清水池设计计算·44 2 中水回用深度处理装置设计计算·44 2.1 高效过滤器设计计算·45 2.2 吸附塔设计计算·45 2.3 反渗透装置设计计算·45 2.4 接触池设计计算·46 3 泥处理构筑物设计计算·46 3.1 贮泥池池设计计算·46 3.2 污泥浓缩池池设计计算·47 3.3 污泥脱水间设计计算·49 4 附属构筑物设计计算·50 4.1 污水提升泵房的设计计算·50 4.2 鼓风机房的设计计算·50 5 高程设计计算·50 5.1 污水高程设计计算·50 5.2 污泥高程设计计算·50 6 工程概算·51 6.1 编制依据·51 6.2 处理厂费用的计算·51 6.3 工程效益分析·53 6.4 节能措施·53 6.5 结论·54 参考文献·55 致谢·56附录一·57 附录二·59 附录三·60 一、生物流化床工艺优缺点 生物流化床技术起始于20世纪70年代初，是一种新型的生物膜法工艺，生物流化床将普通的活性污泥法和生物膜法的优点有机结合在一起，并引入化工领域的流化技术处理有机废水。生物流化床是以微粒状填料如砂、活性炭、焦炭、多孔球等作为微生物载体，将空气（或氧气）、废水同时泵入反应器，使载体处于流化状态，反应器内固、液、气充分传质、混合，污水充氧和载体流化同时进行，通过载体表面上不断生长的生物膜吸附、氧化并分解废水中的有机物，颗粒之间剧烈碰撞，生物膜表面不断更新，微生物始终处于生长旺盛阶段，高效地对废水中污染物进行生物降解。 容积负荷高，占地面积小 由于BFB采用颗粒、甚至粉末填料，比表面积大，故流化床内能维持极高的微生物量（40-50g/l）；由于生物膜表面不断更新，微生物始终处于高活性状态，加之良好的传质条件，废水中的基质在反应器中与均匀分散的生物膜充分接触而被快速降解去除。BFB容积负荷可高达6-10kgBOD/m3.d，是一般活性污泥法高10～20倍。 耐冲击负荷能力强，能适应各种污水 在BFB中，污水和填料之间充分循环流动、传质混合，使反应器具有极大的稀释扩散能力，废水进入反应器后被迅速地混合和稀释；BFB生物膜更新速度快，使其保持着良好的生物活性，废水中的基质在反应器中与均匀分散的生物膜充分接触而被迅速降解而被稀释，从而对负荷突然变化的影响起到缓冲作用；微生物主要以生物膜形式存在，对原水中毒性物质抵抗能力强，从而使系统具有很强的抗冲击复合能力，当出现冲击负荷时，COD去除率开始可能会下降，但很快就恢复正常，通常情况下不需要设调节池。 氧传质效率高： 氧是一种难溶性气体，其从气相向液相转移过程中，传质阻力主要来自于液膜，液膜厚度是氧向水相转移的主要限制因素，BFB通过填料对气体切割，大气泡被切割成无数的小气泡或微小气泡，增加接触比表面积，延长气体在水相停留时间，明显压缩液膜和气膜厚度，大大提高氧船只效率；和普通接触氧化生物膜相比，BFB载体表面的生物膜较薄，有利于氧气和有机物等的传质，提高氧利用率；和活性污泥法相比，载体的投加降低反应器悬浮污泥浓度和粘度，使系统氧转化效率提高。在正常的载体填充量范围内，随着载体填充量及生物浓度增加微生物耗氧速率加快，可随氧气向水中的传递系数增大得到补偿，避免由于生物浓度增加而造成好氧废水生物处理中溶解氧不足的不利影响。但如果填料投放量过大，填料在水中流化效果差，紊动程度也降低，使得氧传递速率下降，氧利用率降低，加上填料本身对水中溶解氧的有一定吸附作用，这会造成水中溶解氧减少。 生物膜厚度可控，系统更稳定： BFB可通过曝气量控制填料剪切力，而控制生物膜厚度，而接触氧化生物膜厚度不可控； BFB结合了载体的流化机理、吸附机理、生物化学机理，将传统的活性污泥法和生物膜法优势结合起来，使系统既具有接触氧化法高生物量和微生物活性、高容积负荷、强抗冲击负荷能力、占地面积小，又具有活性污泥法的高传质效率，系统稳定，同时还具有氧转化效率高，生物膜厚度可控等优点，可适应不同浓度，不同种类的污水处理。 BFB始于70年代初，推广远不如活性污泥和接触氧化，原因在于其自身的一些瓶颈问题：如能耗大，虽然氧传质效率高，但曝气不仅是要生物降解提供溶氧，还必须保持载体流化状态；流化床内部的流态化特性十分复杂，对其流体力学特征研究严重不足，给放大设计造成了困难；泥水分离靠重力作用，载体易流失，出水水质较差。流化床反应器
第七章 酶反应器的类型与选择
流化床反应器的简介及其工业应用
污水深度处理工程设计毕业论文
固定床流化床设计计算讲义
第七章 流化床反应器
流化床反应器的设计
SCR反应器设计毕业设计
固定床-流化床-浆态床的优缺点
流化床反应器的设计
流化床反应器
机械设计制造及其自动化毕业论文题目
制药厂污水处理设计毕业论文
生物流化床工艺优缺点