流化床反应器的设计..
化学反应工程第八章流化床反应器
2. 聚式流态化与散式流态化 使用不同的流体介质，固体流态化可分为：
散式流态化（particulate fluidization） 聚式流态化（aggregative fluidization）
2. 聚式流态化与散式流态化
理想流态化是固体颗粒之间的距离随着流体流速增加而 均匀地增加，颗粒均匀地悬浮在流体中，所有的流体都 流经同样厚度的颗粒床层，保证了全床中的传质、传热 和固体的停留时间都均匀，对化学反应和物理操作都十 分有利。理想流态化的流化质量（fluidization quality） 是最高的。 在实际的流化床中，会出现颗粒及流体在床层中的非均 匀分布，越不均匀，流化质量越差。 液体作流化介质时，液体与颗粒间的密度差较小，在很 大的液速操作范围内，颗粒都会较均匀地分布在床层中， 比较接近理想流态化，称为散式流态化。
(2) 聚式流态化
由于气泡在床层径向截面上不均匀分布，诱发了床内密 相的局部以致整体的循环流动，气体的返混加剧。这种 流型称为 鼓泡流态化 （bubbling fluidization），气-固接 触效率和流化质量比散式流态化低得多。 气泡上升到床层表面时的破裂将部分颗粒弹出床面。在 密相床上面形成一个含有少量颗粒的自由空域 （freeboard）。 一部分在自由空域内的颗粒在重力作用下返回密相床， 而另一部分较细小的颗粒就被气流带走，只有通过旋风 分离器的作用才能被捕集下来，经过料腿而返回密相床 内。
快 床 颗 粒 的 径 向 分 布
颗粒含率 高 度 实际分布 模型分布
气流输送 快床 湍流床 鼓泡流化床 0.2 0.4 0.6 密度
图：各种状态 流化床沿床高密度变化
2. 高气速气-固流态化中的流型
流化床反应器的设计25
精心整理mf U R =1000p d ep ρμ>mf U R =20p d ep ρμ<吨烯烃流化床反应器设计年产3.5万1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 -1MTO 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，其计算公式如下式所示： 对于的小颗粒()2U 1650p p mf d gρρμ-=（1）对于的大颗粒()1/2d U 24.5p p mfg 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 =0.4d p tepρμ<时，2U 18d g p p t ρρμ⎛⎫- ⎪⎝⎭=（3）当U 0.4<R=500d p tepρμ<时，221/34U d225g p t p ρρρμ⎡⎤⎛⎫- ⎪⎢⎥⎝⎭⎢⎥=⎢⎥⎢⎥⎣⎦（4）当U R=500d p tepρμ>时，1/23.1d U g p p t ρρρ⎡⎤⎛⎫- ⎪⎢⎥⎝⎭=⎢⎥⎢⎥⎢⎥⎣⎦（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U t ，因此用d p =60μm 计算带出速度。
反应操作单元(固定床、流化床、釜式、管式、塔式反应器)机械化自动化设计指导方案
反应操作单元（固定床、流化床、釜式、管式、塔式反应器）机械化、自动化设计指导方案目录1反应物系的相态化学反应是指分子破裂成原子，原子重新排列组合生成新分子的过程。
按反应物系的相态来分类，化学反应分为均相反应和多相反应，其中均相反应分为气相均相、液相均相、固相均相三类；多相反应分为气-固、气-液、液-液、液-固、固-固、气-液-固等六类。
2反应器类型反应器是一种实现反应过程的设备，根据不同特性，有不同的分类，工业生产中常用的五种反应器有固定床反应器、流化床反应器、釜式反应器、管式反应器、塔式反应器。
2.1固定床反应器化学工业中最为常用的气固相反应器主要是固定床反应器。
凡是流体通过不动的固体物料所形成的床层而进行反应的装置都称作固定床反应器,其中尤以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-固相催化反应器占最主要的地位。
如炼油工业中的催化重整，异构化，基本化学工业中的氨合成、天然气转化，石油化工中的乙烯氧化制环氧乙烷、乙苯脱氢制苯乙烯等等。
此外还有不少非催化的气-固相反应，如水煤气的生产，氮与电石反应生成石灰氮(CaCN2)以及许多矿物的焙烧等，也都采用固定床反应器。
2.2流化床反应器流态化技术是一种强化流体(气体或液体)与固体颗粒间相互作用的操作，可使操作连续，生产强化，过程简化。
具有传热效率较高、床层温度分布均匀、相间接触面积很大、固体粒子输送方便等优点。
流态化的过程与流化床的结构紧密联系，要根据生产任务正确识别流化床反应器及其附属设备。
流化床反应器是将流态化技术应用于流体（通常指气体）、固相化学反应的设备。
有气-固相流化床催化反应器和气-固相流化床非催化反应器两种。
以-定的流动速率使固体催化剂颗粒呈悬浮湍动，并在催化剂作用下进行化学反应的设备称为气-固相流化床催化反应器（常简称为流化床），它是气-固相催化反应常用的一种。
流化床反应器的结构形式很多，除单器外，还有双器流化床反应器。
气固流化床反应器的设计与优化
气固流化床反应器的设计与优化气固流化床反应器是一种常用的化学反应器，其优点在于能够实现气体与固体的良好接触，反应速率快，反应效率高。
在化工、能源、环保、材料等领域，气固流化床反应器有广泛的应用。
为了发挥气固流化床反应器的优点并达到最佳的反应效果，需要对其进行设计和优化。
一、气固流化床反应器的设计气固流化床反应器设计需要考虑多个因素，包括反应物的物理性质、反应条件、反应器的结构等。
设计时需要进行如下考虑：1.反应物物理性质：反应物的物理性质对反应器的设计有着重要的影响。
比如反应物的密度、粒径、流动性等，这些因素都会直接影响到反应器内气体和固体的流动性质。
在设计气固流化床反应器时，需要充分考虑反应物的物理性质。
2.反应条件：反应条件也是影响气固流化床反应器设计的一个重要因素。
反应条件包括反应温度、反应压力、反应速率等。
不同反应条件下的反应器需要具备不同的结构和设计。
3.反应器结构：反应器的结构是影响其性能的另一个关键因素。
反应器结构决定着气流、固流的流动性质，同时也对反应器的插入和取出作用着重要的影响。
常用的气固流化床反应器包括圆柱形床、锥形床、方形床等，根据不同的需求，需要选取合适的反应器结构。
二、气固流化床反应器的优化气固流化床反应器的优化包括多个方面，比如反应器的运行状态优化、反应器的结构优化等。
以下是气固流化床反应器优化的几个关键点：1.气固流动受限因素的分析：气固流化床反应器中，气体和固体颗粒之间存在着很复杂的相互作用。
在优化过程中需要对气固流动受限因素进行分析和研究。
2.反应器结构优化：反应器结构是影响其性能的另一个重要因素，选择合适的反应器结构可以优化其性能，加强其固体和气体之间的接触。
例如改变反应器的高宽比，调节反应器锥度等，都可以对反应器的性能进行优化。
3.气固流动数值模拟：使用CFD（计算流体动力学）软件对反应器进行数值模拟，可以帮助了解反应器内的流动性质和固体颗粒的分布情况。
对反应器运行状态进行数值模拟，可以有效地指导优化过程。
流化床反应器 设计计算
流化床反应器设计计算
流化床反应器是一种用于化学反应的设备，其特点是固体催化剂以流化床的方式悬浮在气相反应物中。
该反应器具有高的传质和传热能力，可以有效地控制反应温度和催化剂的失活，因此在化工领域具有广泛的应用。
流化床反应器的设计计算需要考虑以下几个方面：
1. 反应器的尺寸与气体流速的关系。
反应器的体积和气体流速是反应器设计的两个重要参数，通过计算可以确定反应器的大小和气体流速的选择。
这可以通过Bernoulli方程进行计算。
2. 反应器温度的计算。
流化床反应器中反应温度对于反应速率和催化剂寿命有很大影响。
通过热平衡方程可以计算反应器中温度的变化情况，在确定反应器尺寸和气体流速的同时，需要考虑反应器的冷却方式和催化剂的热容。
3. 反应器化学反应动力学参数的计算。
化学反应动力学参数可以用于描述反应速率和反应的数量关系，例如反应速率常数和反应级数。
这些参数可以通过实验获得，也可以通过计算机模拟获得。
4. 催化剂性能的计算。
催化剂的性能可以用各种方法来描述，例如活性、选择性和稳定性。
这些参数可以通过实验获得，也可以通过计算机模拟来获得。
催化剂的物理化学性质对反应器设计、传质作用和催化剂寿命等方面都有影响。
综上所述，流化床反应器设计需要综合考虑反应器尺寸、气体流速、反应温度、化学反应动力学参数和催化剂性能等多个方面。
这涉及到热力学、动力学和传质传热等多个学科。
在实际应用中，需要根据具体情况进行设计和计算，以实现反应器的最佳性能和稳定性。
流化床反应器的操作与控制—流化床反应器的工艺计算
A组分总消失量 dCAb dt
dl dt
dCAb dl
ub
dCAb dl
流化床反应器内的传热
流化床反应器具有温度分布均匀和传热速率高的特点，特别适于产生大量反 应热的化学反应，同时换热器的传热面积可以减小，结构更紧凑。
传热的三种基本形式：
• 固体颗粒与固体颗粒之间的传热 • 固体颗粒与流体间的传热 • 床层与器壁或换热器表面的传热
这三种传热的基本形式中，前两种传热速度比后一种要大得多，所以要提 高整个流化床的传热速度，关键就在于提高后一种传热速度。
1.844 102 C 1
Re0.23
Pr 0.43
CP P
CP
0.8
P
0.66
0.43
• 注意： 是有单位的，其单位为[s.cm-2]
• 床层与横放的换热器器壁之间传热时，给热系数计
算式为
Nu
0.66 Re0.44
Pr 0.3
P
1
0.44
流化床传热小结
• 水平管的给热系数比垂直管低5－15％，因此倾向 于使用垂直管。
• u：气流的空塔流速[m.s-1]
可见，流化床的内径取决于气流的空塔气速，而流化床的空塔气速应介
于初始流化速度（也称临界流化速度）与逸出速度之间。即维持流化状态的最 低气速与最高气速之间。
例8-1 计算萘氧化制苯酐的微球硅胶钒催化剂的起始流化 速度和逸出速度
已知催化剂粒度分布如下：
目 >1 100 80- 60 40 < 数 20 - 10 - - 4
d p gumf
2
0402流化床工艺计算(精)
➢ 扩大段高度h2
经验取：h2=D2
4．锥底高h3
h3
1 2
D1ctg 2
H=hf+h1+h2+h3
一般锥角θ=60度或90度
直径
➢ 反应器主体直径D1
D1
4v0
u0
v0-----操作条件下的气体体积流量
➢ 扩大段直径D2
D1
4vd
ut
vd------扩大段的气体体积流量
流态化的工艺计算
在两个目数间隔内颗粒平均直径可按几何平均值计算，即
dP d1d2
目数 >120 100-120 80-100 60-80 40-60 <40
dPi 0.121 0.133 0.163 0.208 0.298 0.360
xi 0.99 0.752
d Pi
0.797 1.680 0.839 0.139
重量% 12 10
13
35 25 5
催化剂颗粒密度ρP=1120[kg.m-3] 气体密度ρ=1.10[kg.m-3]
气体粘度μ=0.0302[cp]
解 1．计算颗粒平均粒径 根据标准筛的规格，目数与直径关系如下：
目数
120 100 80 60 40
直径[mm] 0.121 0.147 0.175 0.246 0.360
6
d
3 p
s
g
1 2
CD
g
g
d
2 p
4
ut2
CD 曳力系数
对于单颗粒，有半经验公式：
CD
24 Re
10 CD 1
Re 2
CD 0.43
Re 2
对应
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：翟鹏飞肖畅裴一歌徐嘉星廖鹏飞田仪长指导教师: 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/h2操作气速的选择流化床的操作气速U0=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:pt n V U V D T 1013.02732734.2240⨯+⨯⨯==πV-气体体积流量，m 3/s U 0-流化床操作气速，m/ss 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=3.9m3.2 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=3.9m3.3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。
流化床反应器PPT课件
3.1 流化床内的构件
在流化床内设置若干层水平挡板、挡网或 垂直管束，便构成了内部构件。其作用是抑制 气泡成长并且粉碎大气泡，改善气体在床层中 的停留时间分布，减少气体返混合和强化两相 间的结构。
常见的内部构件可分为三类： 横向（水平）构件
纵向（垂直）构件
横向+纵向构件
3.1流化床内的构件
LOREM IPSUM DOLOR
2.1 工业合成甲基氯硅烷的研究 直接合成法反应：
对于综合性生产车间来说，直接法是必不可少的，但还需 辅以其他方法，方能满足生产需要和降低生产成本的要求。
2.2 直接法合成有机硅单体的原理
2.2 直接法合成有机硅单体的原理
反应过程中还可能发生热分解、歧化以及氯硅烷水 解（原料带进的水分）等副反应，致使反应产物变得更 为复杂，甲基氯硅烷产物组分可多达41个。
目前，大多数商用计算流体力学软件如 FLUENT软件都采用有限元法。
4.1 数值计算中的参数影响
在实际计算中，影响的参数因素可以分为以下三方面： （一） 网格的影响 （二） 边界条件的影响
（三） 时间步长的确定
网格是数值计算中求解控制方程的基本单元， 网格的形状及划分数量将直接影响模拟结果的准 确度。它可以分为两大类：结构化网格和非结构 化网格。
目录
02 工艺流程的介绍 05
1.1有机硅在国内外的进展程度
（1）有机硅生产的特点
有机硅单体及中间体生产集中于发达国家，并且生产规模不断扩 大。 有机硅单体生产的原理并不复杂，但是生产工艺复杂、流程长、 技术含量高，长期以来，只有美国、日本、法国、德国等少数发达 国家有这一生产技术，并在行业内形成技术垄断，所以世界上从事 有机硅单体工业生产的厂家并不多。
循环流化床催化反应器的设计及应用
循环流化床催化反应器的设计及应用石油、化工、能源等领域需要大量使用催化剂来完成各种反应过程，而催化剂的性质和反应器设计对反应的效率、产品质量、能源利用率等方面有着至关重要的影响。
循环流化床催化反应器是近年来发展起来的一种反应器，具有较高的催化活性、良好的固液、固气分离效果、易于大规模生产等优点，在各种反应过程中得到了广泛应用。
本文将介绍循环流化床催化反应器的设计原理、工艺流程及其应用领域。
一、循环流化床催化反应器的设计原理循环流化床催化反应器是由一个床层和循环管路组成，床层内有固体催化剂颗粒和反应物，反应物在催化剂颗粒上发生反应，产生的物质被带走，床层中的固体催化剂颗粒通过循环管路回到床层中，形成循环的反应过程。
循环床内催化剂颗粒的流动形式通常分为两种：快速流态和扩散流态，具有类似于流体的性质，称为流化床。
循环流化床催化反应器的主要特点是采用了循环流化床技术，可实现高效的催化反应，相较于传统催化反应器具有更高的传质速率、更高的反应速率、更高的容积效率、更好的固液分离效果等优点。
循环流化床催化反应器的设计原理基于以下三点：一、气固两相流动性能好，能大大提高传质速度、反应速度；二、催化剂颗粒稳定悬浮于流态床层内，具备良好的固液分离性能；三、在反应转化率逐渐上升的情况下，床内流体总体压降呈现下降趋势，从而能提高床层容积利用率。
二、循环流化床催化反应器的工艺流程循环流化床催化反应器的工艺流程一般分为预处理、进料、反应和产物处理四个部分。
首先是预处理，包括催化剂的活化、干燥、筛分等，催化剂的品质直接影响反应器的效果。
其次是进料，反应前要将气体、液体和固体物料进行混合，由气体或液体泵泵入床层，在床层底部设置多个喷嘴形成均匀的气流，使催化剂颗粒悬浮于流态床层内，形成循环流动。
进一步是反应，催化剂表面通过高速传质实现了吸附、反应和解吸三个基本过程，产生的物质通过流态床固液分离器分离，颗粒状态的催化剂流回反应器床层内循环利用，形成了床内催化反应循环过程。
7.1流化床反应器
µ
5.3 × 10 −3 × 0.733 × 10 −3 × 0.058 = = 6.09 × 10 − 4 < 20 3.7 × 10 − 4
（3）计算ut： ）计算
• 如果全床空隙率均匀，处于压力最低处的床顶 如果全床空隙率均匀， 粒子将首先被带出，故取最小粒子 粒子将首先被带出，故取最小粒子dp=10µm计 µ 计 算。设Re<0.4
再 生
石油 催化 空气 剂输 消除内扩散；固定床因有△ 限制不能用 消除内扩散；固定床因有△P限制不能用 送
3. 强放热反应 氧化反应：萘氧化剂制苯酐需熔盐冷却； 氧化反应：萘氧化剂制苯酐需熔盐冷却； 丙烯氨氧化法制丙烯腈
流化床反应器的优点：（ 流态化技术） 流化床反应器的优点：（ 流态化技术）
• 传热效能高，且床内温度易于维持均匀； 传热效能高，且床内温度易于维持均匀； • 大量固体粒子可方便地往来输送； 大量固体粒子可方便地往来输送； • 由于粒子细，可消除内扩散阻力，充分发挥催 由于粒子细，可消除内扩散阻力， 化剂的效能。 化剂的效能。 缺点： 缺点： 1. CSTR：转化率甚至小于CSTR（气泡短路） ：转化率甚至小于 （气泡短路） 2. 颗粒磨损：催化剂要贱，设备要被磨 颗粒磨损：催化剂要贱， 3. 气流出口分离粉尘，回收系统麻烦 气流出口分离粉尘， 4. 副反应：∵RTD太宽 副反应： 太宽
压力波动 达极大值 聚式 压力波动 趋于0 快床 Uc 相变 泡分散相 湍床 Cluster 分散相 Ut 夹带
散式
0
Umf
Ub 鼓泡床
快 床 颗 粒 的 径 向 分 布
颗粒含率 实际分布 模型分布 高 度
气流输送 快床 湍流床 鼓泡流化床 0.2 0.4 0.6 密度
第七章 流化床反应器
• 根据对气泡结构的处理方法不同，常见的流 化床反应器模型有： 1.乳化相-气泡相组成的两相模型 2.乳化相-晕相-气泡组成的叁相模型
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21
7.3.1 两相模型
乳化相：
相当于一个返混程序较大的反应器，用轴向扩散模 型描述，当返混较大时，可认为是全混流模型。
f
)g
起始流化时，两式压降相同，可联立求解 umf
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(7.2)
7
最小流化速率关联式
式中
雷诺数
Remf (33.67 0.0408Ga)1/2 33.67
Remf
dPumf g
阿基米德数Ar
Ga
d
3 P
g
(S 2
g
)g
(7.4)
固体颗粒的平均表面当量直径用下式计算
1 x
气泡频率(单位时间个数)从床层底部到顶部是下降 的，分布板附近的12~19个/s下降到距离分布板50厘 米的2个/s
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18
2. 气泡群上升速度
单个气泡的上升速可用7.14计算，由于气泡上升过
程中会发生聚并，因此，床内气泡的平均上升速度
要高于单气泡，Davidson and Harrison提出应用广泛
z ub
(7.28)
上式中，反应时间常数为 ，传质时间常数为
两相模型没有考虑气泡晕的影响，预测精度很差， 一般使用实验数据进行拟合，获得方程中参数。
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7.3.2 三相模型
K-L模型，由Kunii和Levenspiel提出，适用于快速气 泡的自由鼓泡床。假设如下：
第六章 流化床反应器
当： Rep 2 10 时 CD 0.43 500
5
这样，可得到ut计算式：
当Rep 0.4时 ut
2 gd p ( s f )
18
0.5 ep
2d p ( s f ) gR 当0.4 Rep 500时 ut 15 f
流化床反应器的缺点
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，流化床又存在粉明显的局限性： 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，物料的 流动更接近于理想混合流，返混较严重。导致不适当的产 品分布，降低了目的产物的收率；为了限制返混，常采用 多层流化床或在床内设置内部构件。反应器体积比固定床 反应器大，并且结构复杂。对设备精度要求较高； 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。
式中：Lmf—临界流化床高;εmf—临界流化床的空隙率;
ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度
二、特征流速
1、临界流化速度 也称起始流化速度、最低流化速度， 是指刚刚能够使颗粒流化起来的气体空床流速（也叫表观速 度）。也即颗粒层由固定床转为流化床时流体的气体空床流 速，用umf表示。实际操作速度常取临界流化速度的倍数（又 称流化数）来表示。临界流化速度对流化床的研究、计算与 操作都是一个重要参数，确定其大小是很有必要的。确定临 界流化速度最好是用实验测定，也可用经验公式计算。
流化床反应器的设计
二、流化床反应器（Fluidized Bed ）
流化床反应器是：利 用气体或液体自下而 上通过固体颗粒床层 而使固体颗粒处于悬 浮运动状态,并进行 气固相反应或液固相 反应的反应。在用于 气固系统时，又称沸 腾床反应器。
•1、概述
• 流化床反应器广泛应用于气固催化反应 器，由于流化床反应器具有传热性能好、温 度均匀的特点，已成为强放热反应或对温度 特别敏感的反应过程重要设备。如成功应用 于萘催化氧化制备邻苯二甲酸酐、丙烯氨氧 化制备丙烯腈等。
•（小颗粒 ）
•（大颗粒）
•由上式看出，影响临界流化速度的因素有 ：
•①颗粒直径 ②颗粒密度 ③流体黏度
➢ 带出速度ut
➢ 实际操作气速u0
•①选定依据是流化数即u0/umf，通常为1.5~10 •②还可以按照u0/ut =0.1~0.4原则选取，所用气 体流速一般在0.15~0.5 左右。
•2、流化床床反应器的工艺计算
•液固流化为散式流化
•散式流化床 •聚式流化床
•颗粒与流体之间的密度差是它们主要区别
•气固流化为聚式流化
•②特殊（压力1较、高流的气态固化系统的或形者用式较轻的液体流化
较重的颗粒）情况下两种流化床判别：
•
wilhelm和郭慕孙首先先用弗劳德数来区分两种流化态：
•研究表明：
•为散式流化 •为聚式流化
带动固体颗粒运动的。
• 固体流态化分为几种形式如下：
• （a)固定床
•
(b)临界流化床
•
(c)流化床
•
(d)气流输送床
1、流态化的形式
•2.散式流化1、床和流聚式态流化化床的形式
•（1）散式流化床:
•
①颗粒均匀地分布在整个流化床。
流化床反应器的设计
mf U R =1000p d ep ρμ>mf U R =20p d ep ρμ<应器设计流化床反1 操作工艺参数反应温度为：450℃操作空速为：1~5h -1MTO 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 33×（32/14）烯烃的生产要求是35000t/a ，甲醇的量为89385/a 。
2 操作气速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，其计算公式如下式所示：对于的小颗粒()2U 1650p p mf d gρρμ-= （1）对于的大颗粒()1/2d 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 rmfrmf代入已知数据求得根据判别式可知流化形式为散式流化。
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UR=0.4dp tepρμ<时，2U18d gp ptρρμ⎛⎫-⎪⎝⎭=（3）当U0.4<R=500dp tepρμ<时，221/34U d225gpt pρρρμ⎡⎤⎛⎫-⎪⎢⎥⎝⎭⎢⎥=⎢⎥⎢⎥⎣⎦（4）当UR=500dp tepρμ>时，1/23.1dUgp ptρρρ⎡⎤⎛⎫-⎪⎢⎥⎝⎭=⎢⎥⎢⎥⎢⎥⎣⎦（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U t，因此用d p=60μm计算带出速度。
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（2）传热的三种基本形式：
①固体颗粒与固体颗粒之间的传热 ②固体颗粒与流体间的传热 ③床层与器壁或换热器表面的传热 这三种传热的基本形式中，前两种传热速 度比后一种要大得多，所以要提高整个流化 床的传热速度，关键就在于提高后一种传热 速度。
返回
（四）流化床反应器的参数及其工艺计算
理想流体的流化床压降与流速
4WF 2 DR P (1 mf )
m
(2)流化床高
Lf
（根据床层膨胀比R可求出）
为临界状态和实际操作条 件下床层的平均密度。
L f RLmf mf 和 m
(3)稳定段高度 D
L
3.流化床反应器压力降计算
气体分布板压力降
流化床反应器压力降
流化床压力降
分离设备压力降
散式流化 床
聚式流化 床
以气泡形式夹带少 量颗粒穿过床层向 上运动的不连续的 气泡称为气泡相
图1-2流化床的类型 返回
颗粒浓度与空 隙率分布较为 均匀且接近初 始流态化状态 的连续相，称 为乳化相。
3.两种流化态的判别
①一般情况两种流化床的判别：
液固流化为 散式流化
散式流化床
颗粒与流体之间的密度差是它们主要区别
图1-3流化床压降-流速关系
固定床阶段：如图AB段压力降△P随着流速u的增加而增加 。 流化床阶段：如图DE段所示床层的压力降保持不变 。 流体输送阶段：流体的压力降与流体在空管道中相似。
实际流化床的压降与流速：
图1-4实际流化床的△P-u关系图
①临界流化速度（起始流化速度，也称最低流化速度）： 颗粒层由固定床转化为流化床时流体的表现速度，用u mf 表示。 对于小颗粒：
{
全混流模型 活塞流模型
（2）两相模型
{ {
气泡相（活塞流）— 乳化相（活塞流）
气泡相（活塞流）— 乳化相（全混流）
（3）三相模型
气泡相—上流相（气+固）— 下流相（气+ 固） 气泡相— 气泡云—乳化相
以上各种模型，大多数以气泡直径作为模型参数， 根据气泡直径是否可变分为以下几种情况： （1）各参数为常数，不随床高变化，也与气泡 状况无关； （2）各参数为常数，不随床高变化，用一恒定 不变的当量气泡直径作为模型的可调参数。 （3）各参数与气泡大小有关，气泡大小随床高 变化。 迄今为止，已提出很多流化床数学模型，也有 一些应用的实例与实际情况比较符合，但尚无一个 被公认为可普遍使用的数学模型。下面以两种比较 典型的两相模型和鼓泡床模型为例，介绍建立数学 模型的思路。 返回
4 d p ( p f )g ut 3 f D
1 2
பைடு நூலகம்
式中 D
阻力系数，是
Ret
d put f uf
的函数。对球形粒子：
D 24 Re
D 10
t
(Ret 0.4)
(0.4 Ret 500)
2 Re1 t
D 0.43
CD
分布板的临界压力降
临界压降是指分布板能起到均匀布气并具有良好稳定性的最小压降， 它与分布板下面的气体引入及分布板上床层有关。 分布板的压力降分为布气临界压降和稳定性临界压降。
(PD ) dc 18000
fu
2g
开孔率小于 1%径向流速 趋于均匀。
2
五 流化床的数学模型
建立数学模型的目的是要定量地分析影响流化床 性能的各个参数之间的数学关系，解决反应器放大和 控制以及相关的最优化问题。 7.4.1 模型的类别 （1）简单均相模型
聚式流化床
气固流化为聚式 流化
②特殊（压力较高的气固系统或者用较轻的液体流化较重的颗 粒）情况下两种流化床判别：
wilhelm和郭慕孙首先先用弗劳德数来区分两种流化态：
Fr
mf
2 umf
dpg
研究表明：
为散式流化 Fr mf 1.3
Frmf 0.13
为聚式流化
（二）流化床反应器中的传质
C'
B'
△
lg∑
p
C
B
A'
A
uf
lg µ
图 1 低压降和高压降分布特性
固定 床
临界流态化 总压降
浓相不稳定
稀相不 稳定
定稳
B
p
C
lg∑
▽
分解流 动总压 降 最低总 压降
A
u u
1
/ 1
u
u
lg u-
/ 2
u
2
u u3
/ 3
图 2 低压降分布板的流速分解示意图
恳请提出宝贵意见！
THANKS
Q —气体的体积流量, DR —反映器直径,
m
m /h
3
T , p —放映器的绝对温度(K)和绝对压力(Pa)
u—以T、p计的表观气流, m / s
③流化床的床高：
（1）临界流化床高 Lmf 床层膨胀比的定义: R L f Lmf (1 mf 1 f ) mf m
Lmf
图1-1不同流速时床层的变化
2.散式流化床和聚式流化床
（1）散式流化床: ①颗粒均匀地分布在整个流化床。 ②随着流速增加床层均匀膨胀。
③床内孔隙率均匀增加。 ④床层上界面平稳，压降稳定、波动 (2) 聚式流化床: 聚式流态化出现在流-固密度差较大的体系 。
颗粒与流体间的传质 流化床反应器中的传质 气泡与乳化相间的传质
（1）颗粒与流体间的传质
①气体进入床层后，部分通过乳化相流动，其余则以 气泡形式通过床层。 ② 乳化相中的气体与颗粒接触良好，而气泡中的气 体与颗粒接触较差。 原因是气泡中几乎不含颗粒，气体与颗粒接触的主 要区域集中在气泡与气泡晕的相界面和尾涡处。
气体分布板的类型与作用
作用：
①具有均匀分布气流的作用，同时其压降要 小。
②能使流化床有一个良好的起始流态化状态。
③操作过程中不易被堵塞和磨蚀。
分布板的压力降计算
流体通过分布板的压降可用床内表观速度的速度头倍数来表示：
pD 9.807CD
u2 f 2 2 g
pD
分布板压降，Pa； 开孔率； 阻率系数，其值在1.5-2.5
目录
（一）流态化基本概念 （二）流化床反应器中的传质
（三）流化床反应器中的传热
（四）流化床反应器的主要参数及工艺
计算 （五）流化床反应器的数学模型
（一）流态化的基本概念
1.固体流态化现象
将固体颗粒悬浮于运动的流体中，使颗粒具有类似于 流体的某些宏观特性，这种流固接触状态称为固体流态 化。 固体流态化分为几种形式如下： （a)固定床 (b)临界流化床 (c)流化床 (d)气流输送床
(500 Ret 2 *10 )
5
对于非球形粒子， D 可用非对应的经验公式计算，或 者查阅相应的图表
对于上面的公式还可以考察对于大,小颗粒流化范围的影响
对细粒子，当 Re 0.4
ut u mf
ut u mf
9 1.6
对大颗粒， 当 Re 1000
8.7 2
2.流化床床反应器的工艺计算
umf
2 dp ( p f ) g
1650 f
( Re 20)
对于大颗粒：
u
2 mf
d p ( p f ) g 24.5 f
( Re 1000 )
f
用上述各式计算时,应将所得 u mf 值代入Re d pumf f 中，检验其是否符合规定范围。如不符合，应重新 选公式计算。
首先选型
再确定床高床径，内部构件
最后计算压力降
①选型：主要应根据工艺过程特点来考虑，即化学反应 特点、颗粒或催化剂的特性、对产品的要求即生成规模。
②流化床的直径：
1 2 273 p Q DR u 3600 4 T 1.013 10 5
DR 4 1.013 10 5 TQ 273 3600 up 4.132TQ 982800 up
u
ubr 0.711 ( gde )
12
在实际床层中，出现成群上升的气泡时，上升速度 一般用下式计算：
ubr u umf 0.711 ( gde )
de
为气泡的当量直径是与球形顶盖气 泡体积相等的球形直径单位为m。
12
③颗粒带出速度，也称终端速度。用“u t
”表示
对于球形颗粒等速沉降时，可得出下式：
（2）气泡与乳化相间的传质
由于流化床反器中的反应实际上是在乳化相中进 行的，所以气泡与乳化相间的气体交换作用非常重要。
相间传质速率与表面反应速率的快慢，对于选择合理 的床型和操作参数都相关。 返回
（三）流化床反应器中的传热
（1）流化床反应器内的传热
流化床反应器具有温度分布均匀和传热 速率高的特点，特别适于产生大量反应 热的化学反应，同时换热器的传热面积 可以减小，结构更紧凑。
d umf 0.00923
1.82 p
( p f )
0.88 f
0.94
0.06 f
m/s
式中只适用于Re<10,即较细颗粒。 由上式看出，影响临界流化速度的因素有： ①颗粒直径 ②颗粒密度 ③流体黏度
②气泡上升速度是气泡的重要参数之一。流化床单个气泡的 上升速度 br 可取：
实际流化床与理想流化床差异的原
因：
形成的原因是固定床阶段，颗粒之 间由于相互接触，部分颗粒可能有架桥、