流化床反应器(课堂PPT)
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流化床基础PPT课件
流化床类似液体的性状
轻的物体浮起； 表面保持水平； 固体颗粒从孔中喷出； 床面拉平； 床层重量除以截面积等于压强差
2 固体颗粒迅速混合，整个床层近似等温（传热效率高）； 2颗粒停留时间分布不均匀（产品质量不一） 扩大段：降低气流速度以便有利于气固分离 （1）认为床层主体部分气泡大小均一且均匀分布于床层之中。 为保证流化均匀，稳定，分布板要有足够压降，一般选分布板压降 1气体的流动状态难以描述，容易偏离平推流，气泡使颗粒发生沟流，接触效率下降； 沟流：在流固系统或气液系统中，由于不均匀的流动，流体打开了一条阻力很小的通道，形成所谓沟，以极短的停留时间通过床层。 聚式流化态：颗粒在床层的分布不均匀，床层呈现两相结构：一相是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 颗粒可以在两个流化床之间流动、循环，使大量热、质有可能在不同床层之间传递； 2 固体颗粒迅速混合，整个床层近似等温（传热效率高）； 床层（浓相段）：床高与催化剂的装填量、气速有关，是反应器的有效体积。 小循环：乳相内，颗粒的无规则运动。 按固体颗粒是否在系统内循环分 工业生产中常见流化床反应器形式 小循环：乳相内，颗粒的无规则运动。 通常催化剂填充层的静止高度与流化床直径的比值很少超过1，一般接近于1。 锥底：一般锥角为90°或60° (1)自由床 1 颗粒流动类似液体，易于处理，控制； 3脆性颗粒易粉碎被气流带走（需分离）；
腾涌床：床高与床径比大，气泡在上升过程中可能聚并增大甚至达到 占据整个床层，固体粒子一节节的往上柱塞式的推动，直到达到某一 位置崩落为止，这种现象称为腾涌或者节涌。 腾涌时床层高度起伏很大，器壁被颗粒磨损加剧，容易引起设备 震动，损伤床内构件。
聚式流化态：颗粒在床层的分布不均匀，床层呈现两相结构：一相是 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；另一相则是以气泡形式夹带少量颗粒穿过床层向上运动的 不连续的气泡相，因此又称为鼓泡流态化。
固定床和流化床反应器ppt课件
层，可采用离心流动或向心流动，床层同外界无 热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流 动的距离较短,流道截面积较大,流体的压力降较小。 但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。以上两 种形式都属绝热反应器,适用于反应热效应不大,或 反应系统能承受绝热条件下由反应热效应引起的 温度变化的场合。
• ③列管式固定床反应器。
• 当流体通过床层的速度逐渐提高到某值时，颗粒 出现松动，颗粒间空隙增大，床层体积出现膨胀。 如果再进一步提高流体速度，床层将不能维持固 定状态。此时，颗粒全部悬浮与流体中，显示出 相当不规则的运动。随着流速的提高，颗粒的运 动愈加剧烈，床层的膨胀也随之增大，但是颗粒 仍逗留在床层内而不被流体带出。床层的这种状 态和液体相似称为流化床。其中，流化床的种类 有：最小流化床，鼓泡流化床，腾涌流化床。
固定床反应器的结构
1.绝热式固定床反应器 1.1单段绝热式
1-矿渣棉2-瓷环3-催化剂 1-催化剂 2-冷却器
固定床反应器有三种基本形式
• 固定床反应器有三种基本形式： • ①轴向绝热式固定床反应器。流体沿轴向自上而
下流经床层，床层同外界无热交换。 • ②径向绝热式固定床反应器。流体沿径向流过床
固定床反应器
• 固定床反应器又称填充床反应器，装填有固体催化剂或固 体反应物用以实现多相反应过程的一种反应器。固体物通 常呈颗粒状，粒径2～15mm左右，堆积成一定高度或厚 度的床层。床层静止不动，流体通过床层进行反应。
固定床 反应器
分类及其应用
不同 的传 热要 求和 传热 方式
单段绝热式
二段
绝 热 式 多段绝热式
真思考如何为以后的发展开好头。
Thank you
流化床反应器的结构
流化床反应器类型 ➢ 按固体颗粒是否在系统内循环分
• ③列管式固定床反应器。
• 当流体通过床层的速度逐渐提高到某值时，颗粒 出现松动，颗粒间空隙增大，床层体积出现膨胀。 如果再进一步提高流体速度，床层将不能维持固 定状态。此时，颗粒全部悬浮与流体中，显示出 相当不规则的运动。随着流速的提高，颗粒的运 动愈加剧烈，床层的膨胀也随之增大，但是颗粒 仍逗留在床层内而不被流体带出。床层的这种状 态和液体相似称为流化床。其中，流化床的种类 有：最小流化床，鼓泡流化床，腾涌流化床。
固定床反应器的结构
1.绝热式固定床反应器 1.1单段绝热式
1-矿渣棉2-瓷环3-催化剂 1-催化剂 2-冷却器
固定床反应器有三种基本形式
• 固定床反应器有三种基本形式： • ①轴向绝热式固定床反应器。流体沿轴向自上而
下流经床层，床层同外界无热交换。 • ②径向绝热式固定床反应器。流体沿径向流过床
固定床反应器
• 固定床反应器又称填充床反应器，装填有固体催化剂或固 体反应物用以实现多相反应过程的一种反应器。固体物通 常呈颗粒状，粒径2～15mm左右，堆积成一定高度或厚 度的床层。床层静止不动，流体通过床层进行反应。
固定床 反应器
分类及其应用
不同 的传 热要 求和 传热 方式
单段绝热式
二段
绝 热 式 多段绝热式
真思考如何为以后的发展开好头。
Thank you
流化床反应器的结构
流化床反应器类型 ➢ 按固体颗粒是否在系统内循环分
流化床反应器ppt课件
mf 和 m 为临界状态和实际操作条件下床层的平
均密度。
颗粒带出速度 u ：
t 流化床中流体速度的上限，流体对粒子的曳
力与粒子的重力相等，粒子将被气流带走。
对于球形颗粒等速沉降时，可得出下式：
4 d p ( p f ) g
ut
f D
3
1
2
式中
D
过程原理
过程原理
过程原理
典型装置
壳体
气体分布装置
换热器
内部构件
催化剂的加入与卸
出装置
气固分离装置
流化床反应器的相关参数
流化过程床层压降变化
临界流化速度 u mf（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。
小颗粒
大颗粒
经验公式
umf
d ( p f ) g ( R 20 )
▪ 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
▪ 以一定的流动速度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反应器
▪ 而在气-固相流化床非催化反应器中，是原料气
直接与悬浮湍动的固体原料发生化学反应。
e
1650 f
u
2
mf
2
p
d p ( p f ) g
( Re 1000 )
24.5 f
umf 0.00923
d
1.82
p
( p f )
0.88
f
0.06
均密度。
颗粒带出速度 u ：
t 流化床中流体速度的上限，流体对粒子的曳
力与粒子的重力相等，粒子将被气流带走。
对于球形颗粒等速沉降时，可得出下式：
4 d p ( p f ) g
ut
f D
3
1
2
式中
D
过程原理
过程原理
过程原理
典型装置
壳体
气体分布装置
换热器
内部构件
催化剂的加入与卸
出装置
气固分离装置
流化床反应器的相关参数
流化过程床层压降变化
临界流化速度 u mf（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。
小颗粒
大颗粒
经验公式
umf
d ( p f ) g ( R 20 )
▪ 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
▪ 以一定的流动速度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反应器
▪ 而在气-固相流化床非催化反应器中，是原料气
直接与悬浮湍动的固体原料发生化学反应。
e
1650 f
u
2
mf
2
p
d p ( p f ) g
( Re 1000 )
24.5 f
umf 0.00923
d
1.82
p
( p f )
0.88
f
0.06
流化床反应器讲解课件
umf
0.00923
d
( 1.82
p
p
0.88 f
f
0.06 f
)0.94
该式适用于临界雷诺数Remf ＜5的情况
当Remf>5时，所求得的umf应加以校正
20
图10-11临界流化速度的修正系数
21
2.带出速度
• 当气速略大于颗粒的自由沉降速度时，颗粒沉降不下来而被 流体带出。开始把颗粒带出的速度称为带出速度。
对于球形颗粒，当Re＜0.4时，
ut
d
2 p
(
p
f
1.835 f
)
对于Ret>0.4的情况，要进行校正 .
校正的方法：先由上式求出ｕt的近似值
u
' t
，再求出
Re t
=
d put' t t
，由Ret查图10-12得校正系数FD.
实际带出速度为
ut
=
FD
•
u
' t
22
对于非球形颗粒，因它比同体积的球形颗粒具有更大的表面积， 故求出的ut应再乘以校正系数Ｃ 。
.
p p f Lf (1 f )( p - f )g
18
10.2.4流化速度
• 1.临界流化速度
19
对于小颗粒：
umf
d
2 p
(
p
f
)g
16501
上式适用于临界雷诺数Remf＜20的情况
对于粗颗粒，当Remf ＞1000时
umf
[ d p ( p f )g ]1/2 24.5 f
临界流化速度还常用经验式李伐公式计算
10.1流化床反应器的特点及结构
流化床反应器 ppt课件
此时：Umf ＝ Umb （2）对A类颗粒（较小和较轻颗粒），当气体空床线速度
（即表观气速）超过临界流化速度Umf时，还会经历一个 散式流态化阶段，然后进入鼓泡流化床。此时流化床的 Umb可按Geldart提出的计算式计算，即下式：
umb
4.125
104 0.9 g来自0.1 gumf
(s g )gdp
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。
当：0.4
Rep
500时 CDS
10 /
R1/ 2 ep
当：500 Rep 2105时 CD 0.43
这样，可得到ut计算式：
PPT课件
24
当Rep
0.4时 ut
gd
2 p
(s
f
18
)
当0.4
Rep
500时 ut
2d
p
(s 15 f
当气速达到某一定值时，流体对粒子的曳力 与粒子重力相等，则粒子会被带走。这一带出速 度等于粒子的自由沉降速度。
PPT课件
23
对球形粒子作力平衡：
6
d
3 p
s
g
6
d
3 p
f
g
CDS
4
（即表观气速）超过临界流化速度Umf时，还会经历一个 散式流态化阶段，然后进入鼓泡流化床。此时流化床的 Umb可按Geldart提出的计算式计算，即下式：
umb
4.125
104 0.9 g来自0.1 gumf
(s g )gdp
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。
当：0.4
Rep
500时 CDS
10 /
R1/ 2 ep
当：500 Rep 2105时 CD 0.43
这样，可得到ut计算式：
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当Rep
0.4时 ut
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2 p
(s
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18
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当0.4
Rep
500时 ut
2d
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(s 15 f
当气速达到某一定值时，流体对粒子的曳力 与粒子重力相等，则粒子会被带走。这一带出速 度等于粒子的自由沉降速度。
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对球形粒子作力平衡：
6
d
3 p
s
g
6
d
3 p
f
g
CDS
4
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。
化学反应工程-25-第八章-流化床反应器ppt课件
二、气泡的速度和大小 1、气泡的速度计算 单个气泡的平均上升速度可取：
u 0 . 711 gd br b
2 ① u u u 0 . 711 gd b 0 mf b 1
1 2
在实际床层中，气泡成群上升，其上升速度有不同的计算公式：
cm gd ② u b s
⑴气泡云与气泡的体积比 C 3 3 3 3 R R C b u 2 u 3 u V R b r f f C 4 C 1 1 C 3 V R u u u u 3 b b r f b r f b R b 4 ⑵气泡晕与气泡的体积比 V V C w Vb 显然： C w
⑶气泡所占床层的体积分率
b
一般认为：大于u0的气体均形成气泡，总的气体流量等于气泡及乳 相中气体流量之和。
u u u 1 0 b b mf b b
L L u u f mf 0 mf 则： b L u u 1 f b mf
四、气泡中的粒子含量 定义： b
有研究者认为：当 u br u t 时，粒子就被气泡带上，并可能从其底部
进入气泡，而使气泡破裂。故当 ubr ut 时为稳定气泡，反之则不稳定。
最大气泡直径应在 u br u t 之时，计算如下：
u 1 t d bmax .711 0 g
但实验表明，气泡的破裂常是由于粒子从气泡顶部侵入所致，故本式 的立论值得商榷。 另一计算式子为：d 0 . 652 A u b max tu 0
u mf u 当 u 时，uf为乳相中的真实气速，气泡内外由于 br f mf
气体环流而形成的气泡云变得明显起来，其相对厚度对圆柱形床，可按 下式计算： 3
流化床反应器简介 PPT
分布器的作用
换热装置
• 是反应体系的温度在适宜条件下进 行，使反应稳定进行。如对于放热 反应必须及时撤走热量，而对于吸 热反应必须及时加入热量。
大家学习辛苦了，还是要坚持
继续保持安静
• 1、套管和单管式换热器 • 2、管束式换热器 • 3、蛇管式换热器
旋风分离器
旋风分离器
塞阀
图1-4 塞阀的剖视图
流化床反应器简介
散式流化床Leabharlann 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1-1 流化床的模型
聚式流化床
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。
气-固流化床反应器结构
气体 料锁
加料口 换热介质
循环管 换热介质 固体粒子
……….. ………. ..
气体
旋风分离器 壳体
内部构件 换热器 卸料口 气体分布板 预分布器
主体设备
壳 体 壳体 主要是保证流化过程局限在一定范围内 进行，对于存在有强烈放热或吸热过程， 保证热量不散失或少散失。
主要内件
• 分布器 • 换热器 • 旋风分离器 • 塞阀 • 翼阀
分布器
图1-3-1平板型分布板
图1-3-2 拱型分布板
气固相催化反应流化床反应器完整版PPT
第一次工业应用： 1922年 Fritz Winkler获德国专利，1926年第
一台高13米，截面积12平方米的煤气发生 炉开始运转。 目前最重要的工业应用： SOD(Standard Oil Development Company) IV 型催化裂化。
7
散式流化和聚式流化
（1）散式流态化 稀 根相据段标床 准高 筛可 的由 规化 格工 ，原 目理数中 与非 直均 径相 关分 系离 如过 下程 ：计算而得，也可由下述经验方程估算。
12
床 高
稀 相 段
浓 相 段
颗粒含量 浓相段和稀相段
13
流态化的不正常现象
沟流：由于流体分布板设计或安装上存在 问题，使流体通过分布板进入浓相段形成 的不是气泡而是气流，称沟流。沟流造成 气体与乳化相之间接触减少，传质与反应 效果明显变差。
节流（腾涌）
14
15
流化床的工艺计算
1 初始流化速度： －－颗粒开始流化时的气流速度 （气体向上运动时产生的曳力）＝（床层
已知催化剂粒度分布如下：
目数
>120 100-120 80-100 60-80 40-60 <40
重量% 12
10
13
35
25
5
催化剂颗粒密度ρP=1120kg.m-3 气体密度ρ-3
气体粘度μ=0.0302mPa·s
25
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
1.1
1.3
2
假设Rem<2合理。 由Re=1.3，Re<10可得F=1
29
浓相段高度的计算
催化剂在床层中堆积高度称静床层高度 (L0)。在通入气体到起始流化时 ，床高 Lmf≈L0。若继续加大气量，床层内产生 一定量的气泡，浓相段床高(Lf)远大于静 床层高度。
一台高13米，截面积12平方米的煤气发生 炉开始运转。 目前最重要的工业应用： SOD(Standard Oil Development Company) IV 型催化裂化。
7
散式流化和聚式流化
（1）散式流态化 稀 根相据段标床 准高 筛可 的由 规化 格工 ，原 目理数中 与非 直均 径相 关分 系离 如过 下程 ：计算而得，也可由下述经验方程估算。
12
床 高
稀 相 段
浓 相 段
颗粒含量 浓相段和稀相段
13
流态化的不正常现象
沟流：由于流体分布板设计或安装上存在 问题，使流体通过分布板进入浓相段形成 的不是气泡而是气流，称沟流。沟流造成 气体与乳化相之间接触减少，传质与反应 效果明显变差。
节流（腾涌）
14
15
流化床的工艺计算
1 初始流化速度： －－颗粒开始流化时的气流速度 （气体向上运动时产生的曳力）＝（床层
已知催化剂粒度分布如下：
目数
>120 100-120 80-100 60-80 40-60 <40
重量% 12
10
13
35
25
5
催化剂颗粒密度ρP=1120kg.m-3 气体密度ρ-3
气体粘度μ=0.0302mPa·s
25
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
1.1
1.3
2
假设Rem<2合理。 由Re=1.3，Re<10可得F=1
29
浓相段高度的计算
催化剂在床层中堆积高度称静床层高度 (L0)。在通入气体到起始流化时 ，床高 Lmf≈L0。若继续加大气量，床层内产生 一定量的气泡，浓相段床高(Lf)远大于静 床层高度。
《流化床反应器》课件
污染物排放。
04
流化床反应器的优缺点
优点
高转化率
高选择性
流化床反应器能够实现高转化率，使得反 应更加彻底，提高了生产效率和产品质量 。
通过优化反应条件，流化床反应器能够实 现高选择性，从而降低副产物的生成，进 一步提高了产品的纯度和质量。
操作简便
适应性强
流化床反应器的结构简单，操作方便，易 于维护和维修，降低了生产成本。
流化床反应器可用于生产塑料，如 聚乙烯、聚丙烯和聚氯乙烯等，通 过聚合反应将单体转化为高分子聚 合物。
在能源领域的应用
燃烧发电
燃料电池
流化床反应器可用于燃烧煤炭、生物 质和垃圾等燃料，产生高温高压蒸汽 驱动发电机发电。
流化床反应器可用于燃料电池发电， 通过氢气和氧气的化学反应产生电能 。
核能利用
流化床反应器可用于核燃料循环，包 括核燃料溶解、分离、纯化和再处理 等过程，实现核能的可持续利用。
在氢能生产领域，流化床反应 器可用于水蒸气重整和光催化 产氢，为可再生能源的储存和 运输提供床反应器的发展趋势
高效能化 随着技术的不断进步，流化床反 应器的性能将得到进一步提升， 实现更高的转化率和产物收率。
多功能化 未来的流化床反应器将具备更加 丰富的功能，能够适应多种反应 类型和生产需求，提高生产效率 和灵活性。
THANKS
感谢观看
循环流化床反应器
总结词
一种高效、环保的流化床反应器类型。
详细描述
循环流化床反应器是一种高效、环保的流化床反应器，其特点是固体颗粒在反应器内循环流动。这种 反应器的优点在于能够实现高效能、高转化率和低能耗，同时减少废气和废水的排放。循环流化床反 应器在煤燃烧、废弃物处理等领域有广泛应用。
04
流化床反应器的优缺点
优点
高转化率
高选择性
流化床反应器能够实现高转化率，使得反 应更加彻底，提高了生产效率和产品质量 。
通过优化反应条件，流化床反应器能够实 现高选择性，从而降低副产物的生成，进 一步提高了产品的纯度和质量。
操作简便
适应性强
流化床反应器的结构简单，操作方便，易 于维护和维修，降低了生产成本。
流化床反应器可用于生产塑料，如 聚乙烯、聚丙烯和聚氯乙烯等，通 过聚合反应将单体转化为高分子聚 合物。
在能源领域的应用
燃烧发电
燃料电池
流化床反应器可用于燃烧煤炭、生物 质和垃圾等燃料，产生高温高压蒸汽 驱动发电机发电。
流化床反应器可用于燃料电池发电， 通过氢气和氧气的化学反应产生电能 。
核能利用
流化床反应器可用于核燃料循环，包 括核燃料溶解、分离、纯化和再处理 等过程，实现核能的可持续利用。
在氢能生产领域，流化床反应 器可用于水蒸气重整和光催化 产氢，为可再生能源的储存和 运输提供床反应器的发展趋势
高效能化 随着技术的不断进步，流化床反 应器的性能将得到进一步提升， 实现更高的转化率和产物收率。
多功能化 未来的流化床反应器将具备更加 丰富的功能，能够适应多种反应 类型和生产需求，提高生产效率 和灵活性。
THANKS
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循环流化床反应器
总结词
一种高效、环保的流化床反应器类型。
详细描述
循环流化床反应器是一种高效、环保的流化床反应器，其特点是固体颗粒在反应器内循环流动。这种 反应器的优点在于能够实现高效能、高转化率和低能耗，同时减少废气和废水的排放。循环流化床反 应器在煤燃烧、废弃物处理等领域有广泛应用。
流化床PPT课件
所谓临界流化速度指刚刚哪能使粒子流化起来的气体空床 流速。可用测定空床层压降变化来确定。如图7-3。
11
.
7.2 流化床中的气、固运动 第7章 流化床反应器
7.2.1 流化床的流体力学 流化床压降用下式计算：
pW A tL m f 1m f pg..............(7 1 )
从图中实线的拐点就可定出固定最小流化速率umf。 起始流化速率可用下式子计算：
8
.
7.1 概述
第7章 流化床反应器
但流化床也有一些不足之处：
混合剧烈，存在相当宽的停留时间分布。 气泡通过床层，减少了气-固相接触机会，降低了转化率。 剧烈的碰撞、磨擦，加速了催化剂的粉化。 流动现象的复杂性，揭示其内在规律性较难。 在出口，需要旋风分离设备，回收催化剂。
9
.
图
图
7.2 流化床中的气、固运动 第7章 流化床反应器 7.2.1 流化床的流体力学 （1）临界流化速度（umf）
• 对于B类颗粒，由图7-8求X，图7-9求Y，然后按下式子求出R。
• R=1+XY………….（7-26）
18
.
7.2 流化床中的气、固运动 7.2.2 气泡及其行为
第7章 流化床反应器
⑴气泡的结构 人们常把气泡与气泡以外的密相床部分分别称作泡
相与乳相。气泡在上升途中，因聚并和膨胀而增大， 同时不断与乳相间进行着质量的交换，所以气泡不仅 是造成床层运动的动力，又是授受物质的储存库，它 的行为自然就是影响反应结果的一个决定性因素。
1 .7 3 3 m 0 f f d p u mf d 3 p
p 2 g ..... 7 . .( 2 ) ..
12
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7.2 流化床中的气、固运动 第7章 流化床反应器
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7.2 流化床中的气、固运动 第7章 流化床反应器
7.2.1 流化床的流体力学 流化床压降用下式计算：
pW A tL m f 1m f pg..............(7 1 )
从图中实线的拐点就可定出固定最小流化速率umf。 起始流化速率可用下式子计算：
8
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7.1 概述
第7章 流化床反应器
但流化床也有一些不足之处：
混合剧烈，存在相当宽的停留时间分布。 气泡通过床层，减少了气-固相接触机会，降低了转化率。 剧烈的碰撞、磨擦，加速了催化剂的粉化。 流动现象的复杂性，揭示其内在规律性较难。 在出口，需要旋风分离设备，回收催化剂。
9
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图
图
7.2 流化床中的气、固运动 第7章 流化床反应器 7.2.1 流化床的流体力学 （1）临界流化速度（umf）
• 对于B类颗粒，由图7-8求X，图7-9求Y，然后按下式子求出R。
• R=1+XY………….（7-26）
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7.2 流化床中的气、固运动 7.2.2 气泡及其行为
第7章 流化床反应器
⑴气泡的结构 人们常把气泡与气泡以外的密相床部分分别称作泡
相与乳相。气泡在上升途中，因聚并和膨胀而增大， 同时不断与乳相间进行着质量的交换，所以气泡不仅 是造成床层运动的动力，又是授受物质的储存库，它 的行为自然就是影响反应结果的一个决定性因素。
1 .7 3 3 m 0 f f d p u mf d 3 p
p 2 g ..... 7 . .( 2 ) ..
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7.2 流化床中的气、固运动 第7章 流化床反应器
流化床反应器化学反应过程与设备课程PPT课件
气体分布装置：
包括气体预分布器和气体分布板。其作用是使气体均匀分布，以形 成良好的初始流化条件，同时支承固体颗粒。以下为常见气体分布板 形式：
凹型筛孔板
单个直孔泡帽
气体分布装置：
泡帽侧缝分布板
泡帽侧孔分布板
条形侧缝分布板
直孔泡帽分布板
直孔筛板
锥型侧孔分布板
锥型侧缝分布板 锥型侧缝分布板
包括档网、档板和气填充体物等预。 分布器
聚式流化床。
作用：回收上升气流中不仅带的细粒和粉尘，并避免带出的粉尘影响产品的纯度。
对于g-s系统，一般在气速超过Umf后，将会出现气泡，气速越高，气泡造成的扰动也越剧烈，使床层波动频繁，这种形态的流化床称
聚式流化床。
帽式分布器
作用：对进入气体起预分布作用、卸催化剂。
同心圆锥壳式分布器
流态化——固体粒子象流体一样进行流动的现象。
•
umf——临界流化速度，是指刚刚能够使固体颗粒流化起来的气
体空床流速度，也称最小流化速度。
•
ut——带出速度，当气体速度超过这一数值时，固体颗粒就不能
沉降下来，而被气流带走，此带出速度也称最大流化速度。
散式流化和聚式流化
➢ 散式流化
db/dp＜1 db——气泡直径
dp——颗粒直径
对于l-s系统，流体与粒子的密度相差不大，故umf一般很小，流速进 一步提高时，床层膨胀均匀且波动很小，粒子在床内的分布也比较均
➢ 消除方法：床内设内部构件；降低u
压降：
p (1 mf )hmf (s f )g (1 f )hf (s f )
当dp/D＜1/20，L0/D＜2时，床层压降计算式较准确。 由式可知：床层处于流化状态时，压降与流化速度无关。
2019年-《流化床反应器》PPT课件-PPT精选文档
1.1有机硅在国内外的进展程度
（2）国外在生产有机硅领域的领先者有：
★美国道康宁公司(DowCorning)
产量为：300kt／a
★通用电气有机硅公司(GE)
产量：约200kt／a
★德国瓦克化学(Waker)
产量：约160kt／a
★日本信越化学(Shinetsu)
产量：约110kt／a
★法国罗纳—普朗克化学(Rhone-Polenc)
2.2 直接法合成有机硅单体的原理 0 1 合成有机硅单体的工艺流程图
图1 甲基单体合成单元工艺流程框图
2.3流态化技术
01 流态化概述
固体颗粒像流体一样进行流动的现象称为流态化。 流态化是一门强化颗粒与流体（气体或液体）之间接触 和传递的工程技术。按流态化类型可分为三类：散式流 态化，聚式流态化和三相流态化。
1.3 流化床的现有现 状
目前研发的反应器主要有柱型流化床、柱锥形流
化床、带脉冲喷嘴的下锥式流化床、异径流化床、 带扩大顶部的下锥体流化床。
2 工艺流程的介绍
1 工业合成甲基氯硅烷的研究 2 直接法合成有机硅单体的原理 3 流态化技术
2.1 工业合成甲基氯硅烷的研究
• 现代有机硅和有机硅工业的产生始于格力雅反应。1904年 F.Stanley Kipping和Dilthey通过格力雅反应合成了有机硅化合 物，这是有机硅发展史上的一大飞跃，迄今它仍是实验室合成 含Si-C化合物的重要方法。
产量：约100kt／a
1.1有机硅在国内外的进展程度
Lorem
这些大公司占有了全球 80%以上的生产能力。其他 还有美国威特科(Witco)、 德国许耳斯(Hüls)、拜耳 (Bayer)、日本东芝、东丽 等公司也有相当规模生产 能力，而俄罗斯、东欧、 中国被认为是从事小规模 生产的国家和地区。
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流化数
u k 操
u 临
20
流化床的压力降
颗粒悬浮静止时受力 向下：重力 向上：浮力、流体阻力
平衡时 重力=浮力+流体阻力
公式推导：式（3-6） 说明：床层压力降与流速无关
超过带出速度时，空隙率增大、压力降减 小。
21
膨胀比和空隙率
膨胀比
VL
R f f
VL
0
mf
空隙率
VoVs1Vs
24
（二）床层与器壁间的传热
25
床层对器壁给热系数分析
①操作速度的影响 ②颗粒直径的影响 ③挡板挡网的影响 ④换热器位置对给热系数的影响 ⑤气、固物性对给热系数的影响
26
A Q Kt m
（四）流化床换热器传热面积的计算
A Q Kt m
式中 A——传热面积，m2； Q——传热速率，W； K——总传热系数，W/m2·K；
气～固系统，两者密度相差较大，流速 增大时，出现很大不稳定。 流态化中的异常现象：沟流、大气泡和腾涌
11
沟流
操作速度大于临界 流化速度时，床层 内只形成一条或几 条狭窄的通道，大 部分床层仍处于固 定床阶段。
12
13
大气泡和腾涌
聚式流化床中生成的 气泡在上升中不断碰 撞合并而增大，至接 近容器直径，床内物 料呈活塞状向上运动， 床层被分成一段或几 段。
第三章 流化床反应器
知识目标 能力目标
1
教学内容
流化床反应器的特点及结构 流化床反应器的生产原理
(1)流态化的形成 (2)流化床反应器的传热过程 (3)流化床反应器的计算
高速流态化技术 流化床反应器的操作指导
2
第一节 流化床反应器的特点及结构
定义：原料气以一定的流动速度 使催化剂呈悬浮湍动，并在催 化剂作用下进行化学反应的设 备。
确定方法 ：半经验公式来自18带出速度U带
操作速度大于带出速度时，催化剂颗粒将 被带出流化床反应器
确定方法 注意 原则上：临界流化速度<操作速度<带出速度 实际上：往往偏离这个范围。有些工业反应
器操作速度大于带出速度时，颗粒夹带并 不严重。
19
操作速度的确定
选择原则
实际生产中流化床操作数据
Δtm——平均传热温度差，K
27
（三）流化床内换热器的结构型式
列管式换热器：单管式和套管式 管束式换热器：直列和横列 鼠笼式换热器 蛇管式换热器
28
列管式换热器：单管式
29
列管式换热器：套管式
30
立式管束式
31
横排管束式换热器
32
鼠笼式换热器
33
蛇管式换热器
34
三、流化床反应器的计算
顶高度H4 流化床总高度
H=H0+H1+H2+H3+H4
37
四、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 （二） 挡板和挡网结构参数的确定 （三）气固分离装置结构参数的确定
38
流化床反应器的内部结构 气体预分布器 气体分布板 挡板和挡网 旋风分离器
39
弯管式预分布器
40
同心圆壳式分布器
41
帽式分布器
42
充填式分布器
43
开口式分布器
44
气体分布板的作用
支撑：床层上的催化剂或载体 分流：使气体分布均匀，造成良好的起
始 流化条件
导向：抑制气固恶性聚式流态化
45
凹型筛孔板
46
直孔筛板
47
直孔泡帽分布板
48
单个直孔泡帽
49
挡板
作用：改善流化操作质量 （1）使气泡破碎，增强气固相间接触； （2）减少气体返混 （3）提高流化床反应器的转化率（或生产 能力）
7
观察并思考
1.固体颗粒在床层内怎样运动？ 2.流速由小到大产生什么现象？ 3.流态化现象可划分几个阶段？ 4.研究：流速－压力降的关系。 5.流体分别为气体和液体时，流化现象有何
不同？
8
第二节 流化床内的生产原理
流态化 流化床反应器的传热过程 流化床反应器的计算 内部构件的选择及参数的
14
15
16
流态化的形成
1.流速较小，流体从颗粒 缝隙通过，床层静止。 u↑→P↑,固定床阶段。
2.流速增加，颗粒吹起， △P u↑→ε↑→P不变。
3.流速继续增加，颗粒被 带出床层，空隙率增加， u↑→P↓,输送床阶段。
U
17
临界流化速度U临
特征： 因为
所以
U操<U临 固定床阶段 U操>U临 流化床阶段 U临 时， P固 = P流
f Vo Vo
关系
1
R
mf
1
f
22
二、流化床反应器的传热过程
（一）流化床传热过程分析 （二）床层与器壁间的传热 （三）流化床内换热器的结构型式 （四）流化床换热器传热面积的计算
23
（一）流化床传热过程分析
（1）床层内固体颗粒之间的传热 （2）颗粒与流体间的传热 （3）床层与器壁或换热器表面的传热
50
内旋挡板
51
外旋挡板
52
多旋挡板
53
54
第三节 高速流态化技术
提高速度后的流态化现象
气固并流上行快速流化床
55
56
高速流态化与传统流态化的比较
57
高速流态化的优缺点
1.气固为无气泡接触，改善了气固接触效果。 2.气固轴向返混减少。 3.操作速度提高，停留时间可缩短至毫秒级，特殊适合于以
（一）流化床直径的计算 （二）流化床高度的确定
35
流化床直径的计算
D 4q v u 0
式中 D——反应器直径，m；
qv——操作条件下的气体体积流量，m3/s；
u0——操作空床气速，m/s。
36
流化床高度的确定
1．流化床层高度(浓相段高度)H0 2．分离段高度H1 3．扩大段高度H2 4．锥底部分高度H3 过滤管出口或旋风分离器入口至床
3
流化床基本结构
结构分为： 浓相段、稀相段、扩大
段、锥底。
内部构件： 气体分布板、换热装置、
气固分离装置、挡板档 网、气体预分布器等。
4
5
6
流化床反应器的特点
1.床层温度均匀，避免局部过热。 2.颗粒处于运动状态，表面更新，强化传质。 3.颗粒小，催化剂有效系数高。 4.流化状态，便于操作。 5.传热系数大，换热面积小。 6.生产强度大。 7.返混严重，一次转化率低。 8.颗粒磨损，要求催化剂强度大。 9.对设备磨损严重。
确定
9
一、流态化
（一）流态化的形成 （二）散式流态化和聚式流态化 （三）流化床中常见的异常现象 （四）流化速度 （五）膨胀比和空隙率 （六）流化床的压力降
10
流态化
固体颗粒象流体一样进行流动的现象。 散式流态化：
液～固系统，两者密度相差不大，流速 增大时波动小，粒子分布均匀。 聚式流态化：