3.2.4流化床反应器内部构件的选择及参数的确定.

1、3.2.4流化床反应器内部构件的选择及参数的确定（一）气体分布板的计算和预分布器的选择气体分布板位于流化床底部，是保证流化床具有良好而稳定流态化的重要构件，它的作用是支承床层上的催化剂或者其他固体颗粒；具有均匀分布气流的作用，造成良好的起始流化条件；可抑制气固系统恶性的聚式流态化，有利于保证床层稳定。分布板对整个流化床的直接作用范围仅为0.2-0.3m，然而他对整个床层流态化状态却具有决定性的影响。在生产过程中常会由于分布板设计不合理，气体分布不均匀，造成沟流和死区等异常现象。1. 分布板的形式和结构工业生产用的气体分布板的型式很多，主要有：直孔型、直流型、侧流型、密孔型、填充型、短管式分布板

2、以及多管式气流分布器等，而每一种型式又有多种不同的结构。（1）直孔型分布板包括直孔筛分布板、凹形筛孔分布板和直孔泡帽分布板，如下图3-17所示：（a）直孔式分布板（b）凹型分布板（c）直孔泡帽分布板图3-17直流式分布板（2）直流型分布板直流型分布板结构简单，易于设计制造。这种型式的分布板，由于气流正对床层，易产生沟流和气体分布不均匀的现象，流化质量较差。小孔容易堵塞，停车时又容易漏料，所以一般在单层流化床和多层流化床的第一层不采用这种型式。新型流化催化裂化反应器，因为催化剂颗粒与气流同时通过分布板，故采用凹形筛孔分布板。（3）侧流型分布板侧流型分布板如下图3-18所示，这种分布板有多种型式，

3、有条件侧缝分布板、锥形侧缝分布板、锥形侧孔分布板、泡帽侧孔分布板等。其中锥形侧缝分布板是目前公认较好的一种，现已为流化床反应器广泛采用。他是在分布板孔中装有锥形风帽，气流从锥帽底部的侧缝或锥帽四周的侧孔流出，因其不会在顶部形成小的死区，气体紧贴分布板吹出，不致使板面温度过高，避免发生烧结和分布板磨蚀现象，避免了直孔型分布板的特点。锥帽是浇铸并经车床简单加工做成的，故施工、安装、检修都比较方便。（a）条型侧缝分布板（b）锥型侧缝分布板（c）锥型侧孔分布板（d）泡帽侧缝分布板（e）泡帽侧孔分布板图3-18侧流式分布板无分布板的旋流式喷嘴。气体通过六个方向上倾斜10°的喷嘴喷出，托起颗粒，

4、使颗粒激烈搅动。中部的二次空气喷嘴均偏离径向20°25°,造成了向上旋转的气流。这种流态化方式一般应用于对气体产品要求不严的粗粒流态化床中。图3-19无分布板的旋流式喷嘴（4）密孔型分布板密孔型分布板又称烧结板，被认为是气体分布均匀、初生气泡细小、流态化质量最好的一种分布板。但因易被堵塞，并且堵塞后不易排出，加上造价较高，所以工业中较少使用。（5）填充式分布板填充式分布板是在多孔板和金属丝网上间隔地铺上石英砂、卵石，再用金属丝网压紧。其结构简单，制造容易，并能达到均匀分布气体的要求，流态化质量较好。但在操作过程中，固体颗粒一旦进入填充层就很难被吹出，容易造成烧结。另外经过长

5、期使用后，填充层常有松动，造成移位，降低了布气的均匀程度。图3-20填充式分布板6）短管式分布板短管式分布板是在整个分布板上均匀设置了若干根短管，每根短管下部有一个气体流入的小孔。孔径为9-10mm,约为管径的1/4-1/3,开孔率约为0.2%。短管长度为200mm。短管及其下部的小孔可以防止气体涡流，有利于均匀布气，使流化床操作稳定。图3-21短管式分布板（7）多管式气流分布板器图3-22多管式气流分布器多管式气流分布板器是近年来发展起来的一种新型分布器，由一个主管和若干带喷射管的支管组成，由于气体向下射出，可消除床层死区，也不存在固体泄漏问题，并且可以根据工艺要求设计成均匀布气或非均匀布气

6、的结构。另外分布器本身不同时支撑床层，可做成薄型结构。选择和确定分布板型式，首先应考虑的是要有较好的流化质量，对于高温反应，还应注意分布板的材料和结构的选择，尽量避免高温变形影响气流分布，同时其压降要小，在操作过程中不易被堵塞和磨蚀。2. 分布板开孔率的计算分布板开孔率是指板上布孔的截面积与流化床床层截面积之比，以“申”表示，若流化床总压降不随气速而变化，对应的开孔率称作临界开孔率。分布板开孔率的大小，直接影响流化质量、气体的压力降以及过程操作的稳定性。布孔截面积床层截面积x100%F/p/Cg/DE0A0lgu图3-23分布板总压降与流速的关系如果分布板开孔率超过一定值后，总压降将随流速的增

7、加而减小，总压降减小到一定数值后又会上升，如图ADE线所示。这是因为在流化初期，分布板压降随流速增加而增加的值抵消不了床层压降随流速增加而减小的值，所以当流速达到一定数值后，总压降又会上升。这种能使总压降具有极小点的大开孔率分布板，称为低压降分布板。若减小分布板的开孔率，则可使系统总压降一直随流速增加而上升，并不出现极小值，这种分布板称为高压降分布板。在上述两种开孔率之间，存在着一个值，此时总压降不随气速而变化，此开孔率称为临界开孔率，以“：.：-”表示，如图3-23中ABC线所示。能否保持床层良好的稳定流化条件，取决于分布板上流化床层的状态。分布板的阻力只有大于分布板上继续保持均匀布气所消耗

8、的阻力，才能克服不稳定的聚式流态化，使已经建立起来的良好的起始流化条件稳定地保持下去。否则，床层中布气不均，将引起床层流速局部增大，以致相互影响最后使床层形成严重的沟流，破坏了操作的稳定性。所以，一般不宜采用低压降(即开孔率过大)分布板。但压降过大(即开孔率过小)，将无益地消耗动力，经济上不合理。因此，最经济最合理的分布板是具有临界开孔率的分布板。确定开孔率，实际上就是决定分布板压力降AP,的大小。两者密切相关，其关系式定义为：dAPd壬3-30)pu2f02p2式中：E-分布板阻力系数，其值为1.5-2.5，对于锥帽侧缝分布板，取2.0。分布气临界压力降：AP=分布板阻力损失+气流重排阻力损

9、失。dcpu2AP二AP/+AP=10CAP+AP=10g/1(3-31)dcdcdcdcdc2稳定性临界压力降：AP=10%AP(3-32)dc.s计算结果比较：压力降取大值，开孔率取小值，然后由(3-30)求9。概念：a：临界压力降，分布板即能起均匀布气，又能使床层具有良好的稳定性的最小压降；b：稳定性临界压力降，分布板阻力大于分布板上继续保持均匀布气所消耗的阻力，才能保持床层良好的稳定流化条件，克服不稳定聚式或流态化；c：布气临界压力降，布气均匀对分布板压力降的要求，由气体在分布板前的流型决定，其大小与预分布器有关。布气均匀与良好稳定性对分布板压力降要求，不仅数值有差别，而且本质也不同。

10、目前，国内流化床反应器分布板开孔率多取0.4%-1.4%。参见下表3-5。表3-5一些丁业流化床催化反应器的开孔率产品开孔率/%备注丁烯氧化脱氢14锥帽以直孔计异戊二烯2.87凹形板，循环流化石油催化裂化(再生器)0.46凹形板，循环流化苯酐0.48以中心管开孔计苯酐1.25以中心管开孔计苯酐1.12以中心管开孔计三氯氢硅1.3以中心管开孔计（4）间距和数目开孔排列多为三角形、同心圆等，开孔间距为帽径的1.5倍左右，开孔的数目按照下面公式计算（DY数目：n二申一（3-35）其中：n-为开孔数目，,-中心管直径3气体预分布器的选择分布板前气体的引入状态对均匀布气起重要的作用。一般都在气体进入流化

11、床反应器锥底前先通过预分布器，然后进入分布板，以防气流直冲分布板，影响均匀布气。常用气体预分布器的结构型式见下图3-24。（a）弯官式（b）同心圆壳式（c）帽式（d）充填式（e）开口式图3-24气体预分布器（二）挡板和挡网结构参数的确定气固相催化反应在流化床中进行，对保持恒温反应、强化传热以及催化剂的连续再生等都具有独特的优点。但由于固体颗粒不但运动，使气体返混，再加上生成的气泡不断长大以及颗粒密集的原因，造成气固接触不良和气体的短路，并且随着设备直径的增大，情况更加恶化，降低了反应的转化率，而这也成为流化床反应器的严重缺点。为了提高流化床反应器的转化率，提高反应器的生产能力，必须增强气泡和连

12、续相间的气体交换，减少气体返混，使气泡破碎以便增加气固相间接触。实践证明，在床内设置内部构件是目前改善流化床操作的重要方法之一。内部构件有垂直内部构件（如在床层中均匀配置直立的换热器）和水平内部构件（如栅格、波纹挡板、多孔板或换热管，而最常用的是挡板和档网）。1.斜片挡板的结构与特性工业上采用的百叶窗式斜片挡板分为单旋导向挡板和多旋导向挡板两种。在气速较低（门的流化床层，采用挡板或档网的效果差别不大。由于挡板的导向作用使气固两相剧烈搅动，催化剂的磨损较大，故在气速低而催化剂强度不高时，一般多采用挡网，反之则采用挡板。（1）单旋导向挡板单旋导向挡板使气流只有一个旋转中心，随着斜片倾斜方向不同，气

13、流分别产生向心和离心两种旋转方向。向心斜片使粒子的分布为床中心稀而近壁处浓。离心斜片使粒子的分布为在半径的二分之一处浓度小，床中心和近壁处浓度大。因此，单旋挡板使粒子在床层中分布不均匀，这种现象对于较大床径更为显著。为解决这一问题，在大直径流化床中都采用多旋导向挡板。（a）内旋挡板（b）外旋挡板图3-25单旋导向挡板图3-26多旋导向挡板（2）多旋导向挡板由于气流通过多旋导向挡板后产生几个旋转中心，使气固两相充分接触与混合，并使粒子的径向浓度分布趋于均匀，因而提高了反应转化率。但是，由于多旋导向挡板较大的限制了催化剂的轴向混合，因而增大了床层的轴向温度差。同时，多旋导向挡板结构复杂，加工不便。

14、2.挡板和档网的结构参数挡板和挡网的主要结构参数有挡板斜片的尺寸，挡板或挡网的直径，挡板或挡网的间距及配置等。实践证明，只有正确选择这些参数，才能发挥挡板或挡网的作用。（1）挡板和挡网的的结构尺寸斜片挡板的叶片厚度应能保证一定强度和满足加工方便的要求，一般取2-6mm；叶片的倾角0在生产上一般采用，目前多采用-='o倾角过小，叶片上会发生积料，在高温时导致烧结，还会使阻力增大；倾角过大，会削弱挡板的导向作用。叶片高度应根据生产要求恰当的选择，根据床径大小不同，叶片宽度一般选择为30、丁工二，相应的叶片高度h为20二。叶片间距a对床层阻力、轴向温度等都有影响，一般使前一片上端投影与后一片

15、的下端刚好重合或稍微错开些，这样效果会更好。如用挡网，网眼通常为15mm'：15mm或25mm'：25mm,丝网直径为3.0"3.5mm。（2）挡板和档网直径、间距挡板和挡网在流化床中既有有利的作用，又有不利的影响。它能阻止颗粒的纵向混合，使颗粒沿床层的高度产生分级，轴向温度差增大，恶化了流化质量。为了解决这一问题，可以将挡板、挡网的直径设计得比反应器的内径小一些，从而在床壁与挡板间留出环隙空道，使颗粒得以上下循环混合。但如果环隙量过大，便颗粒轴向循环量过大，会引起反应推动力降低和发生二次反应，而且容易造成气流短路。可见，环隙的大小，影响颗粒的轴向循环量及流化质量。挡

16、板比挡网的分级作用强，易造成轴向温度差过大，故挡板环隙量宜略大于挡网。目前，我国工业生产中所采用的环隙为1050mm。一些工厂流化床生产过程采用的环隙尺寸见表3-6。表3-6挡板、挡网环隙尺寸和间距产品床径q/mm挡板、挡网直径q/mm环隙/mm间距/mm苯酐3000290050400苯酐1800176020150丙烯腈1200117015150丁二烯80076020100从工艺方面分析，挡板或挡网的间距大小，将直接影响气固两相流动和接触，影响流化质量。从设备方面看，过小的间距将增多挡板或挡网的数目，提高造价，并给安装和检修带来不方便。因此必须合理选择板间距。在流化床反应器中，床层不同截面应要

17、求外界提供不同的运动条件，因此，在床层不同高度上加设间距不等的挡板或挡网更为合理。例如，有些生产过程在流化床下部易产生气泡，并在上升过程中增大，破坏了流化质量的稳定性，因此在床层下部设置较密的挡板或挡网，以防止气泡的生成和长大，改善气固相接触，增加反应效果；另外一些生产过程主要解决的问题不是消除气泡，而是需要消除较大的轴向温度差，为此应将床层下部挡板或挡网间距增大，以增加颗粒的轴向混合量，消除轴向温度差，保证产品质量。可见对不同的生产过程应进行具体分析，采用适当的板间距。某些产品生产过程采用的挡板、挡网不等间距尺寸参见下表3-7。表3-7不同产品牛产过程釆用的挡板、挡网不等间距产品挡板、挡网总

18、数挡板、挡网间距/mm醋酸乙烯9400,600，500，500，1000，1000，1000苯胺6250，250，300，300，300丁二烯44下面10层为150,上面34层为1003）挡板、挡网的配置方式挡网、挡板在床层中的配置方式在工业上有以下几种：向心挡板或离心挡板分别使用；向心挡板和离心挡板交错使用；挡网单独使用；挡板、挡网重叠使用。对于多旋导向挡板，每一组合件同为同旋，但还有左旋、右旋的区别，上下两板的配置方位也有不同。其中以采用单旋导向挡板向心排列的流化床反应器较多。至于哪一种配置方式更好，还需进一步研究。（三）气固分离装置结构参数的确定流化床中被气流夹带上去的固体颗粒，从经济或

19、环境方面考虑，应当予以捕集回收。流化床回收固体颗粒的最通用设备是内过滤管和旋风分离器。1.内过滤管的选择有些生产过程被带出床外的固体颗粒很细小，为使带出的粒子尽量小，一般多采用内过滤器来分离气体中的固体颗粒。内过滤器一般做成管式，材料有素瓷管、烧结陶瓷管、开孔铁管和金属丝网管等。在开孔铁管或金属丝网管的外面包扎数层玻璃纤维布，许多过滤管组成了过滤器。气体从玻璃纤维布的细孔隙中通过，被夹带的绝大部分固体颗粒可被过滤下来。内过滤管的分离效果高，离开反应器的气体纯净，但阻力较大，必须安设反吹装置，以便定时吹落积聚在过滤管上的粉尘，以减小气体流动阻力。过滤器结构尺寸的选择，主要考虑过滤面积和过滤管开孔

20、率，一般均按生产经验数据确定。对小型流化床反应器，过滤面积取为其床层截面积的8-10倍，对大的流化床反应器取其床层截面积4-5倍。得出过滤面积后，便可按管总外表面积求过滤管的开孔率。或先确定总开孔率、管径和管数，再计算求的总过滤面积。对分离要求不太高或固体颗粒与气体分离不甚困难的生产过程，或者为避免因床层温度控制不当，而在过滤管表面发生催化反应，引起过滤管温变甚至燃烧时以及必须保持较小压降操作时，可不用过滤管，而改用内旋风分离器。2.旋风分离器结构尺寸的确定I排气图3-27旋风分离器结构示意图（1）旋风分离器的作用旋风分离器设备的主要功能是尽可能除去输送介质气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，达到

21、气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。按离心力作用原理分析，气速大，圆柱体直径小，则离心力大，分离效果好。但是进口气速过大，除使阻力显著增加外，还容易将已沉降粒卷起，反而降低了分离效果。因此，必须选择适宜的进口气速，通常，选择范围为1425m/s。含尘量高时，取1828m/s更为适宜，超过25m/s除尘效率几乎不再增加，而阻力却剧增。气速过小时，除尘效率降低，同时在进气管中就会有固体颗粒沉积，严重时造成堵塞。（2）工作原理及结构旋风分离器由简体、引入管、项帽、溢流环、简底导叶和底板等部件组成。旋风分离器是一种分离效果很好的汽水分离设备。其工作原理及工作过程是：较高流速的汽水混合物，经引入管切

22、向进入简体而产生旋转运动，在离心力的作用下，将水滴抛向筒壁，使汽水初步分离。分离出来的水通过筒底四周导叶，流人汽包水容积中。饱和蒸汽在筒体内向上流动，进入顶帽的波形板间隙中曲折流动，在离心力和惯性力的作用下，小水滴被抛到波形板上，在附着力作用下形成水膜下流，经简壁流入汽包水容积，使汽水进一步分离，而饱和蒸汽从顶帽上方或四周引入汽包蒸汽空间。电站锅炉随参数容量的不同，其汽包内部装置也不完全一样，现以高压和超高压锅炉的汽包为例，介绍其内部装置、它们的布置及主要作用。沿汽包长度在两侧装设若干旋风分离器，每个旋风分离器筒体顶部配置有百页窗（波形板）分离器，它们的主要作用是将由上升管引入的汽水混合物进行汽和水的初步分离。在汽包内的中上部，水平装没蒸