流化床冷却器设计毕业论文.doc

流化床冷却器设计毕业论文目 录摘要IABSTRACTII第一章 绪论11.1流态化冷却技术发展简介11.1.1流态化技术发展简介11.1.2流态化冷却技术31.2颗粒流化床形成31.2.1流化过程31.2.2流态化的实现要素和特点41.2.3流化床冷却器基本构造61.3流化床的主要优缺点91.3.1流化床的优点91.3.2流化床的缺点101.4设备设计的意义11第二章 流化床冷却器工艺计算122.1工艺流程122.1.1流程工艺图122.1.2流程介绍122.2主体设备尺寸设计计算132.2.1筒体直径设计计算132.2.2冷却器高度设计计算142.3物料及热量衡算152.4换热构件的设计计算172.4.1换热构件形式172.4.2流态化床层与壁面间的传热182.4.3床层对管壁传热系数的影响因素192.4.4蛇形管换热器设计计算202.4.5单管式列管换热器设计计算222.4.6鼠笼式换热器设计计算23四川理工学院毕业设计2.5气体预分布器与分布板设计262.5.1气体预分布器272.5.2气体分布板272.6 压降计算282.6.1流化床层压降282.6.2分布板压降282.6.3换热构件压降292.7强度计算302.7.1筒体的强度计算302.7.2壳体开孔补强校核312.7.3封头厚度计算31第三章 旋风分离器的设计计算33第四章 附件结构设计374.1换热管374.2接管384.3法兰384.4螺栓螺母404.5支架41第五章 压缩机和泵的选型425.1压缩机的选型425.1.1空气压缩机的种类425.1.2空气压缩机选型435.2.3压缩机型号确定465.2泵的选型475.2.1泵的分类475.2.2泵的选型475.2.3泵的型号确定49第六章 总结50参考文献52致谢53四川理工学院毕业设计 第一章 绪论 颗粒材料指小而圆的物质，最简单的颗粒形状是圆球；粒径在40500m范围内，气固密度差在14004000之间的颗粒称粗颗粒；粒径在20100m范围内，气固密度差小于1400的颗粒称细颗粒；由许多个粒度间隔不大的粒级颗粒构成的颗粒系统称颗粒群。生活中我们常常用到颗粒材料有农业生产中的化肥、合成材料需要的聚酯切片、聚苯颗粒材料等，工业生产这些颗粒材料伴随着很大的热量交换，而对于解决这样的办法很多，但常用的方法就是流态化原理。 流态化1是固体流态化的简称，即依靠流体流动的作用使固体颗粒悬浮在流体中或随流体一起流动的过程。固体流态化技术现在普遍应用于固体材料的燃烧、煤的气化和焦化及化工生产中的气固相催化反应、物料的干燥加热与冷却、吸附、固体物料的输送等领域，成为跨学科发展的应用技术。近年来，人们在低温煅烧水泥熟料、煤炭干法分选等领域也尝试利用流态化技术，获得了较好的效果。1.1 流态化冷却技术发展简介1.1.1流态化技术发展简介 流态化技术究竟何时出现、为何人所创？目前尚无定论。因为人类的文明史已有数千年之久，早先的淘金、冶炼，甚至淘米等都可以看成是流态化技术在生产中应用。目前人们公认的流态化技术首先较大规模的工业应用始于1926年。当时德国科学家温克勒在诺伊纳建成第一台实用的常压流化床气化发生炉，用于粉煤气化，该法于1922年获得德国专利。1926年建成投产第一台煤气发生炉。在此以前，工业生产中制造水煤气的常用的方法是将块煤放在卧式或立式炉内通入空气及水蒸气进行气化。这种固定床汽化炉中使用的煤块需要有一定的尺寸，而且要均匀。而煤矿开采出来的不光是煤块，还有大量的煤粉。随着采掘机机械化水平不断提高，原煤中含煤量不断增多。对于劣质煤，其中煤末的含量更多，于是就形成了日趋紧张的煤块供应不足与大量造气需要之间的矛盾。人们分析固定床的气化过程，发现煤粉之间的空隙率小，气体通过的阻力很大，无法进行事宜操作，而且固定床中颗粒之间、颗粒与气体之间、床层物料与器壁之间的传热效果较差，不适合高放热的气化反应过程。在此分析的基础上进过大量研究、改进，终于提出了流化床粉煤造气法1。1 本世纪40年代，由于第二次世界大战的影响，航空汽油的需求激增。当时石油炼化工业中主要的炼油方法是采用固定床催化裂变；催化剂在反应器里不动，反应过程和催化剂的再生过程交替在同一设备进行，属于间歇操作，且催化剂寿命短，需要不断再生。为进行连续生产，不得不采用两套装置，轮流操作，致使操作麻烦，设备生产能力也受很大限制。为了解决这个矛盾，美国麻省理工学院和美孚石油公司率先推出流花催化裂化装置以取代传统固定法生产。 从40年代中期开始，美国和加拿大等地出现了流态化培烧装置，用于黄铁矿、石灰石等物料煅烧。这可以视为流态化燃烧技术的开始。 近几十年来，流态化技术的应用与研究更广泛，不仅仅应用于石油炼制，而且在化工、冶金、制药、动力、环保等领域均得到广泛重视和开发应用。 我国在本世纪50年代初期，就开展了对流态化技术及其应用的研究工作，最早的应用实例就是流态化焙烧。1956年南京化学工业公司采用流态化技术焙烧黄铁矿以制造二氧化硫并制造硫酸。 1957年我国在辽宁葫芦岛采用流态化装置焙烧精矿以生产二氧化硫，获得成功。 50年代末，我国首次从原苏联获得流态化技术生产苯酐技术，次用一个直径3m的反应器，可使生产能力打到800t/a。1965年沈阳化工研究院与大连染料厂合作，成功开发了流态化冷凝技术，在年产600t苯酐生产系统中，应用达8年之久。同年，我国建成了第一台自行设计和制造的流态化催化裂化装置，生产能力为150t/h，随后又建成了一些规模更大的装置。 50年代中期，采用新型的全沸腾风貌式流态化技术用于固体煤颗粒的燃烧，获得良好效果，因而与多国家开始重视正反面工作。1973年的石油危机客观上促使这种燃烧技术的发展。这种燃烧方式有非常广泛的燃烧适应能力，可燃用一般锅炉燃烧，也可燃用一些其他固体染料，如无烟煤、贫煤、石煤、页岩等。1975年，原西德鲁奇公司在第一代风帽式全沸腾炉的燃烧装置中引入外分离装置，使得效率大大提高。 我国自1964年开始流态化燃烧技术的研究工作。1965年清华大学与广东茂名石油公司研制我国第一台燃烧母页岩的风帽式流化床锅炉，至今已有50年。目前2130t/t容量的鼓泡床锅炉在我国已有2000多台，约占全国工业锅炉蒸发量1%。由于我国燃烧构成的特殊性，因而发展固体燃料的流态化燃烧技术有着特殊意义。进入80年代以来，我国也开始重视循环床的研究工作，继36t/h循环床沸腾炉1988年11月在山东水热电厂投运之后，75t/h循环锅炉及燃烧梅尼的35t/h循环床锅炉均已列为国家科技攻关计划或工业示范项目，有些项目已完成并投入使用。1.1.2流态化冷却技术 流态化过程普遍件随有传热问题，放热过程需要撤走热量，吸热过程需要补充热量;无热效应产生的过程，因不是在常温下进行，需维持适宜的温度，亦存在热平衡的计算问题。因此，流化床的传热问题是流化床设计的重要问题之一。 由于固体颗粒热容较大，运动的粒子与流动的流体都直接参与传热过程，使床内温度梯度极小，床层温度比较均与;气固间的剧烈搅动，传热表面不断更新，都提高了气固间的给热系数和床层与热交换器器壁间的给热系数，加之流化床所用固体粒子比固定床的小得多，粒子的比表面积极大，因面传热速率大大提高。综上所述，流化床的传热效率高，其传热系数约比固定床的高10倍4。 流化床传热过程可分为如下三部分： （一）点与点之间的传热床层中点与点之问的传热是在高速率下进行的。颗粒的剧烈搅混可使床层导热系数比银还高100倍。因此，在设计时就不必考虑这种传执部分。 （二）流体与颗粒间的传热 固体颗粒的热量传给流体主要是以对流传热方式进行。不少实验证明，气体进入床层很快与固体颗粒传热，在极短的区域内达到温度平衡，这一区域大约只有25毫米高，在此区域以上床层温度是均匀的。气固间传热速率如此快，并不是由于高的传热系数所致，主要是流体与颗粒间有较大的接触表面积。 （三）流化床床层与热交换器是面之固的传热 在流化床系统中，单靠进、出床层的物料总热焓一般不能取得热平衡。除个别采用向床层直接喷入冷却介质(水等物质)外，一般都采用在床内增设换热器，撤出床层多余热量或加入床层不足的热量。1.2 颗粒流化床形成1.2.1流化过程在垂直的管中装人固体颗粒，气体自下而上通过颗粒床层，随着气体流速逐渐增大，管中的固体顺粒将出现三种状态2（如图1-1所示）：固定床阶段、流态化阶段、气体输送阶段。图1-1 不同流速下床层变化1、 固定床阶段即为颗粒静止时的状态。2、 流态化阶段也称流化床阶段，当气流速度逐渐增大时，气流对颗粒的曳力也逐渐增大，当该气速增大至某一定值时，固体颗粒达至受力平衡，即： 气流对颗粒的曳力+气流对颗粒的浮力=颗粒的重力此时，固体颗粒有可能在床层中自由浮沉。只是由于固定床阶段颗粒紧密接触，彼此有嵌顿、搭桥现象，因而床层有可能不是一下子全部琉松、颗粒全部浮起。三、气体输送阶段，在正常流态化阶段，由于固体颗粒大小不一，会有一些细小颗粒在曳力、浮力作用下被气流带出床外，但运动的固体物料仍可形成一定的上界面。操作速度带出速度后，被带出的物料逐渐增多，甚至一些大颗粒也被带出，原有的床层上界面逐渐消失，对应的料层阻力急剧减小。这就是气力输送状态。气力输送也称为气流床。当操作速度很大时，气流对固体颗粒的携带能力也很大。这时的单颗粒受力关系为：气流对颗粒的曳力+气流对颗粒的浮力 颗粒受到的重力1.2.2流态化的实现要素和特点由流态化过程的分析可以得出，流态化实际上是一种状态，可称之为固体物料颗粒在流体介质作用下的流体化状态，也可称为颗粒状固体与流体介质接触并发生作用的一种操作状态，或者还可以称之为介于固定床(对应固定床状态)与输送床(也称流动床或气流床，对应气力输送状态)之间的一种相对稳定的状态。人们可以利用这种状态实现某种目，的，如加快反应速度等，因而流态化状态的应用就成了一种方法或技术。它具有这么几个要素1：有固体颗粒存在、有流体介质存在、固体与流体介质在特定条件下发生作用。 流态化过程具有以下特点: 一、类似液体的特性 流化床中气体和固体的运动情况很像沸腾的液体，因而也称之为沸腾床，它表现出类似液体的性质，即： 轻小的物料颗粒容易浮起； 当容器倾斜时，流态化床层的上界面仍保持相对水平状态； 气、固两相流体(运动着的固体粒子群也属于流体)容易变形、流动，没有固定的形状，如在容器侧部开口，固体颗很容易自孔口流出; 有两个流态化容器并联相通时，两容器的上界面维持相同的高度。 这种似液体性对于实现操作过程的连续化与自动化是非常有利的。 二、固体颗粒的剧烈运动与迅速混合 由于流化床内颖粒处于悬浮运动状态，又由于气固流化床以气泡运动为基本特征颗粒在气流或气泡作用下进行强烈的运动，包括上下运动和左右运动，床层基本处于全混状态，温度与浓度趋于均匀。这一均温特性便于温度的调节控制及维持稳定的运动。但是当固体物料连续进、出床层时，固体颗粒在床内停留时间并不一致，这对于要求颗粒充分停留的工艺操作是不利的。 三、强烈的碰撞与摩擦 这种碰撞与摩擦是固，体颗粒在床内强烈运动的结果，包括颗粒之间的碰撞与摩擦，颗粒与容器壁之间的碰撞与摩擦。如果床内设置阻挡元件(如沸腾锅炉床层内布置的埋管受热面)，则固体颗粒与阻挡元件之间的碰撞与摩擦也是非常强烈的。这种特点对于气固系统与固体壁面(容器壁面及阻挡件表面)间的对流传热是极为有利的，对于固体颗粒表面的更新，促进床内反应过程的进行及床层内的加热、冷却也是很有利的。其缺点是固体壁面的物理磨损较严重。假如所需工艺操作不希望颗粒过于粉碎，则可通过控制物料的进、出一时间来减少粉碎程度。 四、颗粒比表面积大 流化床的要素之一是限制固体物料的粒度，因而其物料粒度比固定床小得多，颗粒的比表面积相应要大得多，气固间或两种不同的固体颗粒间的传热、传质和反应过程也强烈得多。 五、气体与颗粒的接触时间不均匀 在气固流化床中，大部分气流以气泡的形式较快地通过床层，与颗粒的接触时间有限，而固味与部分气体形成的密度相对均匀的乳化相中气体与颗粒的接触时间较长，这就造成了气、固相间接触时间的不均匀规象。假如固体颗粒扮演催化剂角色，则其催化作用会受到相应的影响。 流化床的这些特性对于工业应用真有非常重要的意义，因为在流态化技术的工业应用中必须首先解决采用何种类型的流态化、应控制哪些参数以获得最佳操作状态等向题。1.2.3流化床冷却器基本构造流化床的结构型式4很多，但不论什么型式，一般都由壳体，气体分布装置，内部构件，换热装置，气固分离装置和固体颗粒加、卸装置所组成如图1-2所示。图1-2 流化床结构示意图1换热器； 2壳体； 3加料口； 4内部构件； 5循环管； 6固体颗粒； 7分布板； 8预分布器 今将这些基本构件的作用和概况分述于下: 一、壳体壳体的作用，主要是保证流化过程局限在一定范围内进行。它由底盖、筒身和顶盖组成。筒身的形状有圆柱形(常用)，圆锥形，箱式和组合式(变直径圆往床，如明矶石沸腾焙烧炉，圆柱和圆锥组合，如重碱沸腾缎烧炉，圆柱形和箱式组合，有带前、后室的黄铁矿沸腾焙烧炉)。底盖和顶盖一般是配合筒身的形状。如果按照床内固体粒子的分区来分类，可以分为单层床，多层床、串联床、双容器或多容器循环装置。 二、气体分布装置气体分布装置主要是均匀分布气体，造成一个良好的起始流化条件，同时需要支承固体粒子。气体分布装置可分为气体预分布器和气体分布板两部分，气体预分布器虽然也有多种结构型式，但没有严格的设计要求，只要使进床的气体不偏流就行。气体分布板是均匀分布气体的关键.构件，一块好的气体分布板要能达到良好的气体分布状态、阻力小、不漏料，不堵塞、结构简单，制造检修方便等耍求。对于无溢流管多层床和流化催化裂化装置的气体分布板，除满足上述要求外，还需满足落料量和均匀落料的要求。 三、内部构件 内部构件的作用是用来改善流态化质量。内部构件的形式有挡网、挡板、垂直板和填充物等。挡网一般朵用铁丝网。挡板有单旋百叶窗式、多旋百叶窗式和单向斜片式等。目前，国内大多数反应器已采用了百叶窗挡板和挡网，效果较好。垂直板在国内仅使用在氯乙烯合成流化床内，将垂直翅片焊在热交换列管上，既可改善流态化质量，又增加了传热面积。填充物在国外试验过玻璃球、钢球、金属丝网圆往体、拉西环等。床内加设内部构件可以破碎大气泡，改善气固接触，减少气固返混，从而提高反应效果。但是，内部构件不同程度地限制了颗粒混和，促进固体粒子的分级和增加床层的轴向、径向温差，这对多数化学反应过程是不利的。因此，有时在加设内部构件的同时，还用内部和外部循环管帮助固体粒子混和，减少扬析和保待良好的固体粒度分布。 四、换热装置几乎所有的化学反应过程都带来热交换问题，流化床反应器也不例外。放热反应必须及时撤走热量，吸热反应必须及时加入热量。热量交换除借流化介质和颗粒直接换热外，常采用外夹套换热和床内换热器。外夹套换热可以用电威加热和载热体换热。床内换热可以采用载热体换热、电威加热和电极炭棒加热等方式。由于电加热耗电量大，不经济，所以使用不广。间接换热的热载体常用水、蒸汽、空气、耐高温油、联苯、煤气等。采用流化床浓相换热器时，除考虑一般的换热器要求外，必须考虑对流化床内流型有利。对相同换热面积的换热器，希望在床内的投影面积越小越好。另外，在温度高、换热器较长且刚性固定时，必须考虑热交换器的热膨胀补偿问题。 五、气固分离装置流化床内固体顾粒的运动，引起粒子之间以及粒子与设备之间的碰撞和磨损。因此，离床层的气体带有大量的细粉和粉尘。不少细粒对反应还有用，需返回床层，有些过程细粒是有用的产品;有些粉尘带出床外后影响产品的纯度和千净。这些都要求对离床的气体进行气固分离。流化床分离装置常用下列三种型式。 （一）自由沉降段在床层上部留一扩大空间高度，使离床层的含尘气体减慢速度，有利细粒沉降下来。进沉降段的颖粒运动状态，可以分为三种情形:有些颖粒的沉降速度小于沉降段的气速，就被带出床外，有些颗粒的沉降速度等于沉降段气速，颗粒悬浮在沉降段作随机运动，有可能被磨细后带出设备，也有可能与其它顺粒粘附而落回床层;有些颗粒较大，由于近床面大气泡破裂而被弹出床面进入沉降段的，本身沉降速度远大于沉降段气速，当弹出料面的颗粒动能清失后即会返回床层。自由沉降段只适合带出量不多的气固分离或床外还有其它除尘设施。(二)内旋风分离装置在流化床稀相段设置旋风分离器或旋风分离器组，是减少细粒带出的有效方法之一。如万型流化催化裂化装置内设置了三组二级内旋风分离器，捕集量最大可达1600吨/时，除尘效率可达99，9%以上。目前，不少催化反应器内亦采用了内旋风分离器。这种装置由旋风分离器、料腿和料腿密封装置组成。料腿和料服密封装置是它的关键，料腿的粗细和长度以及密封装置的严密性都直接影响这种装置的正常运转状态。根据过程的各自特点，可将料腿伸入床层或悬在稀相区内。(三)内过滤器要求出流化床的气体含粉尘很少，可以采用内部过滤装置来实现。过滤器常用若干根钻孔铁管外包玻璃布制成。也有用素瓷管、烧结陶瓷管的。为了使过簿管上的粉尘及时排除，减少过滤阻力，提高过滤效率，保持长期运转，常常附设空气循环反吹装置。苯酐流化床几乎全部采用过滤器。上述三种装置中分离效率最高的是过滤器，但阻力较大，结构复杂，投资较多，检修亦不方便。自由沉降段效率虽低，但其结构十分简单，可使用在一般分离要求的过程。内旋风分离器使用越来越多，是很有发展前途的一种气固分离装置。 六、固体颗粒加卸装置流化系统存在固体颗粒的加卸问题。固相加工中的物料进出床层，气相加工中固体颗粒的输送，如流化催化裂化的催化剂循环输送，砂子裂解炉中热载体的循环输送，都有各自的加卸待点。加卸料常用的方法有重力流动法、机械传送法和气流输送法。 （一）重力流动法靠粒子本身重力加入床层或自床层流出的方法，设备结构简单，但是加卸速度较慢，因此仅适用于小加、小卸的场合。为了使流动顺利进行，在有些场合可以通入少量气体以松动粒子，使之便于流动。如醋酸乙烯流化床每天补充新触媒和卸出旧触媒，就是采用此法。 （二）机械传送法机械传送法使用十分广泛。一般常用的机械有：螺旋愉送机，皮带加料机，圆盘加料机，星形加料器，斗式提升机等。此法传送物料稳妥可靠，多数机械传送不受物料的湿度和粒度等限制。但是，这种方法必须配备专门的机器设备。 （三）气流输送法 气流输送是靠气体吹动颗粒定向流动。按输送物料与空气的比例大小，可以分为稀相输送和浓相输送。稀相输送时，气速一般采用530米/秒，固气比为100.5。浓相输送的气速，一般很少超过8米/秒，固气比可达10025。气流输送法设备结构简单，输送能力大，调节方便，因此近年来得到迅速发展。如果要维持流态化操作的正常进行，还需要动力设备、完整的床层空间或容器、床内加人一定量及一定粒度范围、粒度形状的固体颗粒物以及测控仪表等。1.3 流化床的主要优缺点 近十年来，流化床的使用范围越来越广泛，仅化工行业国内已有几十种产品果用流化床生产，很多固定床日益被流化床所代替，流化床的主要优缺点4如下。1.3.1流化床的优点 （一）气一固间传热和传质速率快，床层温度均匀流化床所用的固体粒子比固定床的小得多，粒子的比表面积很大，每立方米床层的接触表面积可达3280 49200平方米，因此，气体与固体间的传热和传质速率要比固定床的快得多。由于气体和固体粒子的强烈搅动，使得床层内局部热量和气体分子迅速传至其他方向。这对于许多化学反应十分可贵，尤其是强烈放热的过程，如果热量不及时取出，将使过程无法进行。流化床能理想地满足这种过程的要求。 （二）床层与壁面间的传热系数大流化床内固体颗粒扫过传热表面的剧烈运动，促使传热表面不断更新，沿壁存在固体颗粒亦使壁面气体流膜的厚度减薄，这些都使流化床传热系数提高。一般流化床传热系数比固定床大10倍左右。 （三）便于实现过程连续化和自动化流化床粒子处于运动状态，因此粒子的取出和加入床层特别方便。有些催化反应过程，催化剂失活很快，须及时再生。要达到过程的连续化，必须将催化剂不断地加入和取出。例如，一个炼制能力为60万吨/年的流化催化裂化装置，催化剂的循环量达760吨/时，象这样大量的催化剂从反应器取出，经再生后又返回反应器，在固定床内根本无法实现。 （四）设备生产强度大 由于流化床具有传热、传质效果好，速度快和过程的连续化，因此设备在单位时间内处理量大，又可提高年平均操作天数。与相同生产量的固定床相比，流化床设备直径小，造价低。 （五）操作条件好 过程的连续化、自动化和流动化，使操作简化，减轻了体力劳动，改善了操作条件。1.3.2流化床的缺点 （一）固体颗粒磨提大，损耗多 固体颗粒的剧烈搅动，造成粒子的磨损，增加了粉尘的带出和回收系统的负担。固体颗粒的带出损耗，对有些催化剂价格昂贵者，使其产品成本增加。此外，由于坚硬粒子的剧烈运动也带来了设备的磨损。 （二）流化床内固体颗粒和流体沿设备轴向混合(又称返混)很严重，大量参加反应的物质被已反应的物质所稀释，使传质推动力减小，导致反应过程的转化率下降和选择性变差。由于床内产生大气泡，使气固接触极不均匀，气体在床层内的停留时间分布不均匀，增加了副反应的产生，亦导致反应过程的转化率下降和选择性变差。另外，气固接触不良和严攻的返混现象，都使催化剂的利用效率降低，所以流化床的空间时间收率比固定床低。如有些反应，流化床催化剂效率只有固定床的1015%。为了克服返混造成的弊病，可以采用多层流化床或者在流化床内加设内部构件等措施来弥补。 必须指出，虽然流化床具有很多优点，甚至有些过程只有在流化床中才能实现，但是，并不是所有用固定床的过程均可用流化床代替。1.4 设备设计的意义 在绪论中曾提到，流态化技术首次大规模的工业应用始于1962年问世的流化床气化法(即温克勒气化法)。不仅如此，迄今为止在化工领域，该技术的应用仍然是最多的。概括起来说、流态化技术的应用与理论研究表现出如下三方面特点1: 流态化技术在化工领域的应用时间最长，应用范围最广。包括化工生产中的物理操作(冷凝，吸附，干燥，冷却等)、合成反应(生产苯酥，顺丁烯二酸哥，苯胺，甲醛，合成烃类，丁二烯，醋酸乙烯，丙烯睛，氯硅烷，二氯乙烷)、烃类加工(催化裂化制取石油产品，砂子炉热裂解，粉煤干馏与气化)、焙烧(硫铁矿焙烧，磁化焙烧，锌精矿、贫铁矿、明矾石的焙烧，氧化铁矿石还原，重碱、石灰石锻烧)以及其它应用等。 以上所述的化工应用，有很多还处于逐级放大状态，需要不断摸索、积累经验，以便使试验研究装置最终变为可大规模应用的工业化生产装置。有些应用方法(或装置)在当时具有一定的技术先进性、曾发挥过重要作用，但后来又被更新好的方法所替代。因而流态化技术也是有局限性的，既不可能一经问世便一劳永逸、一成不变，也不可能成为解决某些具体问题的终极手段。流态化技术的应用水平在一定意义上领先于流态化理论的发展。由于流态化技术的应用领域很广，种类或型式较多，采用的工艺条件不同，因而尚缺少统一的模型或完备、系统的理论来解释流态化过程及其行为，对流化床中两相或三相床层的流体动力特性、传热传质特性等机理问题的解释还更多地依赖于经验公式或假说。这也可以从侧面说明流态化技术仍是发展中的技术，有待于人们的深人研究。综上所述，本次设计的实验平台是希望通过实验的不断探索研究为流态化在冷却方面取得更进一步的理论基础，从而对流态化应用做出贡献。9第二章 流化床冷却器工艺计算本章介绍对流化床颗粒冷却器的筒体直径和主要高度进行设计计算，然后进行物料和热量衡算以及设计三种不同换热构件并计算它们的换热系数，最终合理选取其中一种作为本次设计的换热构件。2.1 工艺流程2.1.1流程工艺图图 2-1 工艺流程图2.1.2流程介绍 本次实验平台具体是一种另类换热器，它的作用是将220的聚酯切片无料冷却至40。其中空气主要作为流化动力，冷却介质主要是换热构件中的水。当热物料进入流化床时与从预分布器中来的空气接触从而形成流化态，通入的空气是通过压缩机实现，通过控制压力和气量来达到不同实验要求，压力和气量分别通过压力表和转子流量计监控，由阀门来调节。冷却介质通过离心泵来提供，在进出口设置温度表和压力表，在控制阀作用下调节流速和压力，并且分别由转子流量计和压力表监控。物料通过重力加料法，从上部加料下边出料，并且进出口设置温度表进行监测。最后从顶部出去的含尘空气进入自行设计的旋风分离器出去细微尘粒，并将洁净空气放空。2.2 主体设备尺寸设计计算2.2.1筒体直径设计计算 床径1是流化床反应器最重要的工艺尺寸产规模来说，床径要由操作气流速度来决定对于一定的生而欲确定操作气流速度，自然要涉及粒子的擂界流化速度和带出速度以及其他诸方面的因素4。 本次设计考虑到设计一种自用实验设备，故设备的制造要求简单便宜。所以对流化床筒体直接选取截取无缝钢管的方式制造，设备的其他管件也尽量采用无缝钢管，管子规格符合GB8163878要求。 根据热轧（挤压、扩）钢管的外径和壁厚截取筒体直径，取=325mm12mm聚酯切片物性： 固体颗粒临界流速4（21） 式中： 临界流速，m/s， - 颗粒平均直径，m， - 颗粒密度，kg/， -进口流体体密度，kg/， - 进口流体黏粘度，Pas。 =0.027m/s操作流化系数2取K=3 ，则=K=0.081m/s由密相段直径公式 8 =（22）流体体积流量 =20.6/h则稀相段直径公式4=（23）一般取=0.0405m/s则 = =0.426m由热轧（挤压、扩）钢管的外径和壁厚，取 =450mm12mm2.2.2冷却器高度设计计算 流化床反应器的总高，系由三部分构成2，即锥底、浓相段和稀相段。本次设计的实验设备适用场合是学校实验室，故结合实际取流化床处理量： W=135kg/h， 质量空速为2. 静床高本应根据化学反应和传热面的设置两方面4来确定。对一定的床径和操作气流速度，为了满足空间速度和反应接触时间的需要，须有相应的催化剂籽床高。但由于流化床中有气泡和短路等现象，气固接触显著变差，致使实际需要的静床高较之于固定床或流化床实验室装置提供的数值往往要高得多。虽然目前已提出不少流化床的气体流动模型，但欲将它们应用于实际尚有相当的距离。到目前为止，静床高的选定，还是凭经验的。静床高度公式2（24）则 =0.78m 当气流速度超过临界流化点之后，床层便随着气速增加而不断膨胀。习惯上用流化床高与静床高的比值来表示一个床层膨胀的程度，并称之为膨胀比4，数符号R示之。 气固系统属于聚式流化，它在床层膨胀方面较之于液固流化状态复杂得多。至今，没有获得一个统一、准确、能在宽范围里适用的关联方法。可供设计应用的关联式都是基于小床数据获得的，应用到工业装置可能有较大的偏差，好在随着床径的放大，膨胀程度一般都趋于减小。（25）（26）=277则流化段空隙率2（27）=0.57膨胀系数4R=1.63则=R=1.630.78=1.27m，取=1.3m扩大段高度根据流化床分离空间高度确定4取=0.15m流化段与扩大段过渡高度（取过渡角）则=0.1m2.3 物料及热量衡算表2-1 物料初始数据流量进口温度出口温度 聚酯切片=220 =40水= =空气 床层颗粒对数平均温度10=（28）排气温度选择10 (29）式中t取值为（515）则空气，水及流化颗粒定性温度下物性8:水的定性温度=（+）=35则查其物性=993.6 =4.174 =62.16 =72.3Pas Pr=5.02空气定性温度(+)=30则查其物性=1.165 =1.005 =2.675 =1.86Pas =0.701流化颗粒定性温度=（+）=130则查其物性 =1.55物料及热量衡算8传热量 =（-）=（-）+(-)（210）=1301.55（22040）=3.6=10=9937W空气流量=20.61.205=24.8式中为20空气密度则冷却水流量=286对数平均温差8=-=170 =-=20则(211)=702.4 换热构件的设计计算2.4.1换热构件形式 工业上常用的热器分为外壁和内壁两种3: 一.外壁夹套式换器 如图2-2所示，这种换热器结构简单，且不影响床内流化质量，不会使床层产生死角。因此，可保持床内温度均匀。整个床层温差很小，这对于温差控制很严的操作非常合适。又因它在床层内不占空间位置，所以也适合在流化床内_安置内部构件。但安内部构件后，床层轴向、径向温差要增大。这类换热器受颗粒磨损也较其他类型换热器小，不易损坏，使用寿命长。主要缺点是传热面积受设备尺寸限制。图2-2 夹套式换热器 二.内壁换热器 对大型流化床设备，都是在床内设置具有一定传热面积的内壁换热器，以满足工艺过程要求。在床内安置换热设备要往意以下几点: 设备外表面尽量简洁光滑，以减少对床内流化质量的影响。尽量减少床内的水平平面构件，防止在床内出现局部死角以及对换热管起屏蔽作用。设备在床内部的焊接点越少越好，避免热膨胀引起焊缝胀裂以及被运动颗粒磨损，造成泄漏。因流化床与换热器处于不伺温度条件下操作，所以要考虑流化床与换热器之间的不同热膨胀，采取热补偿措施。 常用的内壁换热器有以下几种4: (一)列管式换热器 列管式换热器是将热管竖直放置在床内，无论在浓相还是稀相都可使用。目前，这种换热器常用单管式和套管式（亦称指型管)两种。 （二）鼠笼式换热器这种换热器焊缝较多，由于总管与支管的刚性不同，因此，热膨胀情况不一，在温差大的场合，焊缝容易胀裂，造成渗漏等现象。这种换热器的传热面积较大。 （三）管束换热器管束可以列置亦可横排，根据不同工艺过程而定。横排管束式换热器用于流化质量要求不高而热交换量很大的场合，如沸腾燃烧锅炉等。 （四）蛇管换热器 与一般蛇管换热器似。根据换热量大小，可在浓相段设置一个或多个。2.4.2流态化床层与壁面间的传热流化床大致可分为两种情形1: 一种是流体介质与固体颗粒间的传热，这也包括固体颗粒不参与反应(例如催化剂)、但有两种或两种以上的流体介质相草作用、相互传热的情况。这部分传热可以看作是流化床反应器必需的传热，因为流化床良好的均温性、较大的蓄热能力及床层中剧烈的颗粒运动可能有助于目标反应的完成。对流态化燃烧而言，气体与颗粒间的传热既涉及碳粒的氧化然烧速度，也涉及床层运行的稳定和燃料颗粒的着火性能。 另一种是流态化床层与固体壁面间的传热。固体壁面包括两类:一类是流化床的容器壁面，一类是床层中特别设置的装置壁面。对于需要保持较高温度的流化床反应器而言，流化床层与容器壁面间的传热可能成为热损失，例如流态化锅炉的流化床层与炉墙壁面间的传热是锅炉的散热损失，对于需要保持温度大致稳定在一定范围的流化床来说，床层中特别设置的装置(如横排管、纵排管、肋管等)则是为了对床层进行加热或移出反应热量。较为常见的是移出反应热量，例如流态化锅炉内部设置的各种排管、胁管就是锅炉的主要传热面之一，这些传热面从流化床中吸收的热量占锅炉总传热面吸收热量的很大一部分，有的可以占到40%。这部分传热量是流化床层与固体壁面间的有效传热量。2.4.3床层对管壁传热系数的影响因素 床层对管壁传热系数的影响因素4极多，主要因素有以下几点： 1. 操作速度的影响 固定床的传热系数较低，气速增加给热系数也稍有增加。达到临界流化速度以后，传热系数随气速增加而增加，当增至一定值后开始逐步减慢。 2.颗粒直径的影响 在相近的气速下，床层与管壁的传热系数随颗粒粒径的减小而增大，这是由于颗粒与壁面的气膜更紧密接触所致。 3.气体和固体颗粒物性的影响不同的气固系统，从各准数方程式中表明，传热系数也各有差异。4.热器在床中位置的影响换热器置于床中不同半径时，给热系数不等，换热器置于距中心2/5时给热系数最高，换热器横放和竖放给热系数都不相同如图2-3所示4。图2-3 传热系数校正值2.4.4蛇形管换热器设计计算图 2-4 蛇形换热管管径选取一般蛇形弯管自来水流速8取值u1.0，故取u=0.3由 =（212） =则d=0.019mm由无缝钢管规格GB816387，取d=22mm1.5mm材料为20钢冷却水质量流速8 （213）G=0.3993.6=298.08Re=（214）=7833（过渡流）流体在圆形直管作强制湍流时8=0.023（215）=0.023=2369修正系数8=（216）=0.94流体在圆形直管中作过渡流=0.942396=2227流体在弯管中对流时8=（217）r弯曲半径，m.在换热构件设计中换热器在床层中距轴中心位置为2/5D时换热系数最大4则r=0.12 m=3475 床层对弯管壁传热系数4=0.075（1-）（218）式中：-床层与壁管壁传热系数， -颗粒密度 -气体密度 -气体流速，m/s -气体粘度Pas - 颗粒平均直径，m - 流化空隙率 -气体导热系数， -气体比热容， -固体比热容，= =542 蛇形换热构件总的传热系数8 （219）式中：刚的导热系数=45, 冷却水侧污垢热阻= , 流化颗粒侧污垢热阻=.则= =3422.4.5单管式列管换热器设计计算图 2-6 单管式列管换热器由换热器在床层中距轴中心位置为2/5D时换热系数最大则取r=0.12m结合实际情况取主管n=8 ，u=0.3则管径=m由无缝钢管规格GB816387，取d=11mm2mm材料为20钢流体对直管传热系数G=u=0.3993.6=298.08Re=2886(过渡流）修正系 =0.65 =0.023 =2284=0.652284=1485又床层对竖直管传热系数 =6913 =即K=4572.4.6鼠笼式换热器设计计算图 2-5 鼠笼式换热构件由换热器在床层中距轴中心位置为2/5D时换热系数最大则取r=0.12m上下两个环形弯管流速取=0.2则 =0.023m由无缝钢管规格GB816387，取d=27mm2mm材料为20钢根据实际设计竖直管取n=16 ，=0.3=m由无缝钢管规格GB816387，取d=9mm2mm材料为20号钢对其结构进行预设取，取直管有效高度L=0.6m则弯管部分面积 =0.0545直管部分面积 =0.1508传热面积 =0.2053两者传热系数比 则预取传热系数 = （220）=流体对弯管传热系数=0.2993.6=199=6331（过渡流）湍流下传热系数=0.023（221）=1303修正系数 =0.91=0.911303=1186=1186=1991 床层对弯管传热系数与蛇形管相同，=542 取刚和污垢导热系数分别为：=45， =64.弯管总传热系数（222）=415流体对直管传热系数=0.3993.6=298.08 =2061（层流）由于水被加热取8，则 （223） = =935床层对竖直管传热系数4（224）式中：-校正系数，由换热器在床层中距轴中心位置而定即=6913=903 =0.44150.6903=708=(满足条件）鼠笼式换热构件的尺寸图 2-7 鼠笼式换热构件通过计算鼠笼式换热构件尺寸如图2-7所示。其中：=800mm ，=6mm，=147mm，=120mm，=9mm2mm2.5 气体预分布器与分布板设计气体分布板4在流化床中的作用有三:一是支承催化剂或其它固体物料;二是均匀分布气体并创造一个良好的起始流化条件;三是抑制聚式流化原生不稳定性的恶性引发，使这个良好起始流化条件得以长时期地稳定保待下去。这三点足以说明气体分布板在流化床催化反应器中所占据的重要地位置。预分布器4的作用，是在分布板之前，预先为气体分布创造一个较好的流型，从而减轻分布板在均匀分布气体方面的负荷。至于在其它方面，它并不能或很少能分担分布板的作用。因此，与分布板相比，它居于次要的地位。从后面的分析，还可以进而看到，有些场合有无预分布器对流化并无显著影响，但多数情况，预分布器能够起到上述减轻分布板均匀布气负荷的作用，从而使分布板和反应器的操作更为合理。特别是对于大型装置，更是如此。2.5.1气体预分布器 国内流化床采用的气体预分部器型号有多种，主要有弯管，同心圆锥壳，帽式及锥底填充等。弯管预分布器用的最多，主要是器制造简单，与进气直冲分布板相比已起到一定预分布作用，操作可靠不易堵塞。本次设计就采用弯管式预分布器。图 2-8 弯管式预分布器 进气管由无缝钢管取d=25mm2.5mm，材料为20号钢；分布器厚度=12mm，材料为16Mn。2.5.2气体分布板我国目前在生产应用的分布板，大致可分为四种型式，即直流，测流，密孔及填充型分布板，而其中每一种型式又包括多种不同结构。本次设计为实验装置，综合其几种分布器特点选取直流型分布器比较合适，该种分布板具有孔径小，分布密，制造简单的特点。临界开孔率4：（225） =0.01式中： 为开孔率； 为进口管内径； D为分布板直径； 为分布板阻力系数，一般取1.52.5取开孔孔由于在其他条件相同情况下，增大分布板压降或减小开孔率，一般能起到改善其布气和稳定性能的作用；反之，压降过小或开孔率过大，分布板的布气和稳定性能差。开孔径d=1mm，则开孔面积=则0.1（226）即 =974则分布板孔数小于974个，厚度取10mm。2.6 压降计算 冷却器压降主要分为三部分：流化床层压降、分布板压降、换热构件压降。2.6.1流化床层压降 流态化床的压降很容易计算。处于流态化状态时的压降不再随流速改变而改变，该压降等于床层内单位截面积上的颗粒重量，即1（227）式中L和，可对应不同流速下的床高和空隙率。对于固定床，L和分别代表表静止床高和固定床空隙率。二者也可以是临界参数或流态化状态时任意流速下的一对参数，所对应的压降都是不变的。则 =90002.6.2