搜索
1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。22、催化剂颗粒间相互剧烈碰撞，造成催化剂的损失和除尘的困难。综上所述，流化床反应器比较适用于下述过程：热效应很大的放热或吸热过程；要求有均一的催化剂温度和需要精确控制温度的反应；催化剂寿命比较短，操作较短时间就需更换（或活化）的反应；有爆炸危险的反应，某些能够比较安全地在高浓度下操作的氧化反应，可以提高生产能力，减少分离和精制的负担。2流化床反应器设计参数要求对于一般的工业流化床反应器，需要控制和测量的参数主要有颗粒粒度、颗粒组成、床层压力和温度、流量等。这些参数的控制除了受所进行的化学反应的限制外，还要受到流态化要求的影响。实际操作中是通过安装在反应器上的各种测量仪表了解流化床中的各项指标，以便采取正确的控制步骤达到反应器的正常工作。1.颗粒粒度和组成的控制如前所述，颗粒粒度和组成对流态化质量和化学反应转化率有重要影响。下面介绍一种简便而常用的控制粒度和组成的方法。在氨氧化制丙烯腈的反应器内，采用的催化剂粒度和组成中，为了保持44μm的“关键组分（即对流态化质量起关键作用的较小粒度的颗粒。）”粒子在20％～40％之间，在反应器上安装一个“造粉器”。当发现床层内44μm的粒子小于12％时，就启动造粉器。造粉器实际上就是一个简单的气流喷枪，它是用压缩空气以大于300m/s的流速喷入床层，粘结的催化剂粒子即被粉碎，从而增加了小于44μm粒子的含量。在造粉过程中，要不断从反应器中取出固体颗粒样品，进行粒度和含量的分析，直到细粉含量达到要求为止。2.压力的测量与控制压力和压降的测量，是了解流化床各部位是否正常工作较直观的方法。对于实验室规模的装置，U型管压力计是常用的测压装置，通常压力计的插口需配置过滤器，以防止粉尘进入U型管。工业装置上常采用带吹扫气的金属管做测压管。测压管直径一般为12～25.4mm,反吹风量至少为1.7m3/h。反吹气体必须经过脱油、去湿方可应用。为了确保管线不漏气，所有丝接的部位最后都是焊死的，阀门不得漏气。3.温度的测量与控制流化床催化反应器的温度控制取决于化学反应的最优反应温度的要求。一般要求床内温度分布均匀，符合工艺要求的温度范围。通过温度测量可以发现过高温度区，进一步判断产生的原因是存在死区，还是反应过于剧烈，或者是换热设备发生故障。通常由于存在死区造成的高温，可及时调整气体流量来改变流化状态，从而消除死区。如果是因为反应过于激烈，可以通过调节反应物流量或配比加以改变。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Umf起始流化速度仅与流体和颗3粒的物性有关，其计算公式如下式所示：对于的小颗粒2U1650ppmfdg（1）对于的大颗粒1/2dU24.5ppmfg（2）式中：dp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Rep20，将已知数据代入公式（1），校核雷诺数：将Umf带入弗鲁德准数公式作为判断流化形式的依据散式流化，Frmf＜0.13；聚式流化，Frmf＞0.13。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Ut其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度Ut，其计算公式如下式所示：当UR=0.4dptep时，2U18dgppt（3）当U0.4R=500dptep时，221/34Ud225gptp（4）当UR=500dptep时，41/23.1dUgppt（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Ut，因此用dp=60μm计算带出速度。代入已知数据求得校核雷诺数：Rep=0.532（0.4Rep500）2.3流化床操作气速如上所述，已知颗粒的临界流化速度Umf和催化剂的小颗粒的带出Ut，对于采用高流化速度，其流化数（流化数=气体表观速度/临界流化速度）可以选着300-1000，本装置设计使用流化数为1000，带入计算故本装置的操作气速为1.3m/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。2.4密相段直径确定本流化床反应器设计处理能力为13.4t/h。体积流量为24829.3m3/h甲醇气体，即6.9m3/s。根据公式T04VD=ΠU（6）2.5稀相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，本厂设计稀相段流化数为700，计算过程如下：将流速带入公式（6）中52.6流化床床高床高分为三个部分，即反应段，扩大段，以及锥形段高度。取质量空速为2h-1，则催化剂的量为6.7吨。由催化剂的装填密度为750kg/m3，所以静床高度的确定224670041.77503.142.6mfTmHmD催化剂，考虑到床层内部的内部构件，取静床层高度为2.0m。流化时的流化比取2，因此床层高度H1=2Hmf=3.4m。扩大段高度取扩大段直径的三分之一，H2=1.1m。反应段与扩大段之间的过渡部分过度角为120°，由三角函数，过渡段高度锥形段取锥底角为40°，取锥高为H4=1.2m，其锥底直径为1.5m。由此可得，流化床总高H=H1+H2+H3+H4=5.92m其长径比为5.92/2.6=2.3。2.7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2.8流化床壁厚流化床反应器的操作温度为450摄氏度，操作压力为0.12Mpa，设计温度为500摄氏度，设计压力为0.2Mpa，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。流化床壁厚：考虑到流化床较高，风载荷有一定影响，取反应器的设计壁厚为6mm，流化床体的有效厚度为te=tn-c1-c2=3.4mm。筒体的应力按下式进行计算0.226003.476.57223.4etepDtMpat。许用应力[σ]tφ=100x0.85=85Mpa76.57Mpa,应力校核合格。对于扩大段，d0.23100t=25.721000.850.22itpDcmmp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6mm。62.9椭圆封头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0.15Mpa，设计温度为500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考虑到便于焊接，故选取封头厚度为6mm。3.工业具体应用实例锦州石化将流化床反应器应用于丁烯氧化脱氢制丁二烯新工艺中。丁烯氧化脱氢新工艺流程见图1带提升管的气固流化床反应器见图2：参考文献[1]陈甘棠，王樟茂.流态化技术的理论和应用[M].北京：中国石化出版社，1996.1–17.[2]代炳新，王新生.我国煤基甲醇制烯烃技术进展[J].河南化工，2010，第27卷，25-26.[3]张藴璧.流态化选论[M].西安：西北大学出版社，1989.1-10.[4]王彪，李涛等.流化床中甲醇制低碳烯烃反应-再生过程研究[J].高校化学工程学报，2011，第25卷第2期，237-241.[5]胡彤宇，郭翠梨等.WO3/HZSM-5催化乙醇脱水制乙烯[J].化学工业与工程，2012，第28卷第4期，34-38.[6]DavidS.Wragg，RuneE.Johnsenetc.SAPO-34methanol-to-olefincatalystsunderworkingconditions:AcombinedinsitupowderX-raydiffraction,massspectrometryandRamanstudy[J].JournalofCatalysis,2009,268,209-296.[7]潘国昌，郭庆丰等.化工设备设计[M].北京：清华大学出版社，1996.11-31.[8]李佑楚.流态化过程工程导论[M].北京：科学出版社，2008.420-468.[9]陈俊武，曹汉昌等.催化裂化工艺与工程[M].北京：中国石化出版社，1995.414-650.[10]吴鑫干，王宝珠，李文生.气固流化床反应器工艺计算[J].石油与天然气化工，2004，第33卷第1期，30-34.[11]李伟，张述伟等.流化床反应器流化高度的计算[J].齐鲁石油化工，2001.第29卷第4期，273-276.[12]邢爱华，蒋立翔等.甲醇制烯烃固定流化床反应器设计[J].神华科技，2010.第8卷第4期，89-92.[13]梁雪松，肖勇等.流化床反应器分布板开孔率计算方法初探[J].云南化工，2006.第33卷第4期