【正文】 ，所對應的壓降都是不變的。處于流態(tài)化狀態(tài)時的壓降不再隨流速改變而改變，該壓降等于床層內單位截面積上的顆粒重量，即[1] （2—27）式中L和，可對應不同流速下的床高和空隙率。 壓降計算 冷卻器壓降主要分為三部分：流化床層壓降、分布板壓降、換熱構件壓降。臨界開孔率[4]： （2—25） ==式中：— 為開孔率； —為進口管內徑； D—為分布板直徑； — 為分布板阻力系數，～取開孔孔由于在其他條件相同情況下，增大分布板壓降或減小開孔率，一般能起到改善其布氣和穩(wěn)定性能的作用；反之，壓降過小或開孔率過大，分布板的布氣和穩(wěn)定性能差。我國目前在生產應用的分布板，大致可分為四種型式，即直流，測流，密孔及填充型分布板，而其中每一種型式又包括多種不同結構。本次設計就采用彎管式預分布器。 國內流化床采用的氣體預分部器型號有多種，主要有彎管，同心圓錐殼，帽式及錐底填充等。從后面的分析，還可以進而看到，有些場合有無預分布器對流化并無顯著影響，但多數情況，預分布器能夠起到上述減輕分布板均勻布氣負荷的作用，從而使分布板和反應器的操作更為合理。至于在其它方面，它并不能或很少能分擔分布板的作用。這三點足以說明氣體分布板在流化床催化反應器中所占據的重要地位置。二是均勻分布氣體并創(chuàng)造一個良好的起始流化條件。==Re===2886(過渡流）修正系 === = ==2284==2284=1485又床層對豎直管傳熱系數 =6913 =即K=457圖 25 鼠籠式換熱構件由換熱器在床層中距軸中心位置為2/5D時換熱系數最大則取r=上下兩個環(huán)形彎管流速取=則 ==由無縫鋼管規(guī)格GB8163—87，取d=27mm2mm材料為20鋼根據實際設計豎直管取n=16 ，===m由無縫鋼管規(guī)格GB8163—87，取d=9mm2mm材料為20號鋼對其結構進行預設取，取直管有效高度L=則彎管部分面積 ==直管部分面積 ==傳熱面積 =兩者傳熱系數比 則預取傳熱系數 = （2—20）==流體對彎管傳熱系數==199==6331（過渡流）湍流下傳熱系數 = （2—21）==1303修正系數 =====1303=1186==1186=1991 床層對彎管傳熱系數與蛇形管相同，=542 取剛和污垢導熱系數分別為：=45， =64.彎管總傳熱系數 （2—22）==415流體對直管傳熱系數== ==2061（層流）由于水被加熱取[8]，則 （2—23） = =935床層對豎直管傳熱系數[4] （2—24）式中：校正系數，由換熱器在床層中距軸中心位置而定即=6913==903 =415＋903=708==(滿足條件）鼠籠式換熱構件的尺寸圖 27 鼠籠式換熱構件通過計算鼠籠式換熱構件尺寸如圖27所示。圖23 傳熱系數校正值圖 24 蛇形換熱管管徑選取一般蛇形彎管自來水流速[8]取值u＜，故取u=由 = （2—12） ==則d===由無縫鋼管規(guī)格GB8163—87，取d=22mm冷卻水質量流速[8] （2—13）G== Re= （2—14）==7833（過渡流）流體在圓形直管作強制湍流時[8] = （2—15）==2369修正系數[8] = （2—16）==流體在圓形直管中作過渡流=2396=2227流體在彎管中對流時[8] = （2—17）r—彎曲半徑，m.在換熱構件設計中換熱器在床層中距軸中心位置為2/5D時換熱系數最大[4]則r== m==3475 床層對彎管壁傳熱系數[4] =（1） （2—18）式中：床層與壁管壁傳熱系數， 顆粒密度 氣體密度 氣體流速，m/s 氣體粘度Pa 不同的氣固系統(tǒng)，從各準數方程式中表明，傳熱系數也各有差異。達到臨界流化速度以后，傳熱系數隨氣速增加而增加，當增至一定值后開始逐步減慢。這部分傳熱量是流化床層與固體壁面間的有效傳熱量。對于需要保持較高溫度的流化床反應器而言，流化床層與容器壁面間的傳熱可能成為熱損失，例如流態(tài)化鍋爐的流化床層與爐墻壁面間的傳熱是鍋爐的散熱損失，對于需要保持溫度大致穩(wěn)定在一定范圍的流化床來說，床層中特別設置的裝置(如橫排管、縱排管、肋管等)則是為了對床層進行加熱或移出反應熱量。 另一種是流態(tài)化床層與固體壁面間的傳熱。這部分傳熱可以看作是流化床反應器必需的傳熱，因為流化床良好的均溫性、較大的蓄熱能力及床層中劇烈的顆粒運動可能有助于目標反應的完成。根據換熱量大小，可在濃相段設置一個或多個。橫排管束式換熱器用于流化質量要求不高而熱交換量很大的場合，如沸騰燃燒鍋爐等。這種換熱器的傳熱面積較大。目前，這種換熱器常用單管式和套管式（亦稱指型管)兩種。④因流化床與換熱器處于不伺溫度條件下操作，所以要考慮流化床與換熱器之間的不同熱膨脹，采取熱補償措施。②盡量減少床內的水平平面構件，防止在床內出現(xiàn)局部死角以及對換熱管起屏蔽作用。圖22 夾套式換熱器 對大型流化床設備，都是在床內設置具有一定傳熱面積的內壁換熱器，以滿足工藝過程要求。這類換熱器受顆粒磨損也較其他類型換熱器小，不易損壞，使用壽命長。又因它在床層內不占空間位置，所以也適合在流化床內_安置內部構件。因此，可保持床內溫度均勻。s Pr=空氣定性溫度(+)=30則查其物性= = = =Pa （2—5） （2—6）=277則流化段空隙率[2] （2—7）=膨脹系數[4]R==則=R至今，沒有獲得一個統(tǒng)一、準確、能在寬范圍里適用的關聯(lián)方法。習慣上用流化床高與靜床高的比值來表示一個床層膨脹的程度，并稱之為膨脹比[4]，數符號R示之。到目前為止，靜床高的選定，還是憑經驗的。但由于流化床中有氣泡和短路等現(xiàn)象，氣固接觸顯著變差，致使實際需要的靜床高較之于固定床或流化床實驗室裝置提供的數值往往要高得多。本次設計的實驗設備適用場合是學校實驗室，故結合實際取流化床處理量： W=135kg/h， 質量空速為2. 靜床高本應根據化學反應和傳熱面的設置兩方面[4]來確定。 =操作流化系數[2]取K=3 ，則=K 根據熱軋（擠壓、擴）鋼管的外徑和壁厚截取筒體直徑，取=325mm12mm聚酯切片物性： 固體顆粒臨界流速[4] （2—1） 式中： ˉ臨界流速，m/s， 顆粒平均直徑，m， 顆粒密度，kg/， 進口流體體密度，kg/， 進口流體黏粘度，Pa 本次設計考慮到設計一種自用實驗設備，故設備的制造要求簡單便宜。最后從頂部出去的含塵空氣進入自行設計的旋風分離器出去細微塵粒，并將潔凈空氣放空。冷卻介質通過離心泵來提供，在進出口設置溫度表和壓力表，在控制閥作用下調節(jié)流速和壓力，并且分別由轉子流量計和壓力表監(jiān)控。其中空氣主要作為流化動力，冷卻介質主要是換熱構件中的水。9第二章 流化床冷卻器工藝計算本章介紹對流化床顆粒冷卻器的筒體直徑和主要高度進行設計計算，然后進行物料和熱量衡算以及設計三種不同換熱構件并計算它們的換熱系數，最終合理選取其中一種作為本次設計的換熱構件。這也可以從側面說明流態(tài)化技術仍是發(fā)展中的技術，有待于人們的深人研究。③流態(tài)化技術的應用水平在一定意義上領先于流態(tài)化理論的發(fā)展。有些應用方法(或裝置)在當時具有一定的技術先進性、曾發(fā)揮過重要作用，但后來又被更新好的方法所替代。包括化工生產中的物理操作(冷凝，吸附，干燥，冷卻等)、合成反應(生產苯酥，順丁烯二酸哥，苯胺，甲醛，合成烴類，丁二烯，醋酸乙烯，丙烯睛，氯硅烷，二氯乙烷)、烴類加工(催化裂化制取石油產品，砂子爐熱裂解，粉煤干餾與氣化)、焙燒(硫鐵礦焙燒，磁化焙燒，鋅精礦、貧鐵礦、明礬石的焙燒，氧化鐵礦石還原，重堿、石灰石鍛燒)以及其它應用等。不僅如此，迄今為止在化工領域，該技術的應用仍然是最多的。 必須指出，雖然流化床具有很多優(yōu)點，甚至有些過程只有在流化床中才能實現(xiàn)，但是，并不是所有用固定床的過程均可用流化床代替。如有些反應，流化床催化劑效率只有固定床的10～15%。由于床內產生大氣泡，使氣固接觸極不均勻，氣體在床層內的停留時間分布不均勻，增加了副反應的產生，亦導致反應過程的轉化率下降和選擇性變差。此外，由于堅硬粒子的劇烈運動也帶來了設備的磨損。 （一）固體顆粒磨提大，損耗多 固體顆粒的劇烈攪動，造成粒子的磨損，增加了粉塵的帶出和回收系統(tǒng)的負擔。與相同生產量的固定床相比，流化床設備直徑小，造價低。例如，一個煉制能力為60萬噸/年的流化催化裂化裝置，催化劑的循環(huán)量達760噸/時，象這樣大量的催化劑從反應器取出，經再生后又返回反應器，在固定床內根本無法實現(xiàn)。有些催化反應過程，催化劑失活很快，須及時再生。一般流化床傳熱系數比固定床大10倍左右。流化床能理想地滿足這種過程的要求。由于氣體和固體粒子的強烈攪動，使得床層內局部熱量和氣體分子迅速傳至其他方向。 流化床的主要優(yōu)缺點 近十年來，流化床的使用范圍越來越廣泛，僅化工行業(yè)國內已有幾十種產品果用流化床生產，很多固定床日益被流化床所代替，流化床的主要優(yōu)缺點[4]如下。氣流輸送法設備結構簡單，輸送能力大，調節(jié)方便，因此近年來得到迅速發(fā)展。稀相輸送時，氣速一般采用5～30米/秒，固氣比為10～。 （三）氣流輸送法 氣流輸送是靠氣體吹動顆粒定向流動。此法傳送物料穩(wěn)妥可靠，多數機械傳送不受物料的濕度和粒度等限制。 （二）機械傳送法機械傳送法使用十分廣泛。為了使流動順利進行，在有些場合可以通入少量氣體以松動粒子，使之便于流動。加卸料常用的方法有重力流動法、機械傳送法和氣流輸送法。 六、固體顆粒加卸裝置流化系統(tǒng)存在固體顆粒的加卸問題。自由沉降段效率雖低，但其結構十分簡單，可使用在一般分離要求的過程。苯酐流化床幾乎全部采用過濾器。也有用素瓷管、燒結陶瓷管的。(三)內過濾器要求出流化床的氣體含粉塵很少，可以采用內部過濾裝置來實現(xiàn)。料腿和料服密封裝置是它的關鍵，料腿的粗細和長度以及密封裝置的嚴密性都直接影響這種裝置的正常運轉狀態(tài)。目前，不少催化反應器內亦采用了內旋風分離器。(二)內旋風分離裝置在流化床稀相段設置旋風分離器或旋風分離器組，是減少細粒帶出的有效方法之一。有些顆粒較大，由于近床面大氣泡破裂而被彈出床面進入沉降段的，本身沉降速度遠大于沉降段氣速，當彈出料面的顆粒動能清失后即會返回床層。 （一）自由沉降段在床層上部留一擴大空間高度，使離床層的含塵氣體減慢速度，有利細粒沉降下來。這些都要求對離床的氣體進行氣固分離。不少細粒對反應還有用，需返回床層，有些過程細粒是有用的產品。 五、氣固分離裝置流化床內固體顧粒的運動，引起粒子之間以及粒子與設備之間的碰撞和磨損。對相同換熱面積的換熱器，希望在床內的投影面積越小越好。間接換熱的熱載體常用水、蒸汽、空氣、耐高溫油、聯(lián)苯、煤氣等。床內換熱可以采用載熱體換熱、電威加熱和電極炭棒加熱等方式。熱量交換除借流化介質和顆粒直接換熱外，常采用外夾套換熱和床內換熱器。 四、換熱裝置幾乎所有的化學反應過程都帶來熱交換問題，流化床反應器也不例外。但是，內部構件不同程度地限制了顆?；旌停龠M固體粒子的分級和增加床層的軸向、徑向溫差，這對多數化學反應過程是不利的。填充物在國外試驗過玻璃球、鋼球、金屬絲網圓往體、拉西環(huán)等。目前，國內大多數反應器已采用了百葉窗擋板和擋網，效果較好。擋網一般朵用鐵絲網。 三、內部構件 內部構件的作用是用來改善流態(tài)化質量。一塊好的氣體分布板要能達到良好的氣體分布狀態(tài)、阻力小、不漏料，不堵塞、結構簡單，制造檢修方便等耍求。 二、氣體分布裝置氣體分布裝置主要是均勻分布氣體，造成一個良好的起始流化條件，同時需要支承固體粒子。底蓋和頂蓋一般是配合筒身的形狀。它由底蓋、筒身和頂蓋組成。流化床的結構型式[4]很多，但不論什么型式，一般都由殼體，氣體分布裝置，內部構件，換熱裝置，氣固分離裝置和固體顆粒加、卸裝置所組成如圖12所示。假如固體顆粒扮演催化劑角色，則其催化作用會受到相應的影響。 四、顆粒比表面積大 流化床的要素之一是限制固體物料的粒度，因而其物料粒度比固定床小得多，顆粒的比表面積相應要大得多，氣固間或兩種不同的固體顆粒間的傳熱、傳質和反應過程也強烈得多。其缺點是固體壁面的物理磨損較嚴重。如果床內設置阻擋元件(如沸騰鍋爐床層內布置的埋管受熱面)，則固體顆粒與阻擋元件之間的碰撞與摩擦也是非常強烈的。但是當固體物料連續(xù)進、出床層時，固體顆粒在床內停留時間并不一致，這對于要求顆粒充分停留的工藝操