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。
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
应用化工技术专业《流化床反应器结构尺寸及反应器压力降的计算》
流化床反响器结构尺寸及反响器压力降的计算流化床的床径与床高是工业流化床反响器的两个主要结构尺寸。
对于工业中的化学反响，尤其是催化反响所用的流化装置，首先要用实验来确定主要反响的本征速率，然后才可选择反响器，结合传递效应建立数学模型。
鉴于模型本身存在不确切性，因此还需要进行中间试验。
这里就非催化气固流化床反响器的直径与床高确实定作简要介绍，有关催化流化床可查阅有关资料。
1. 流化床直径当生产规模确定后，通过物料衡算得出通过床层的总气量Q[m 3〔标〕/h]。
用前面介绍的方法，根据反响要求的温度、压力和气固物性，确定操作气速u ，那么有：5210013.1273360041⨯⨯⨯⨯=P T u D Q R π P u TQ P u Q T D R ⋅⋅=⋅⋅⨯⨯⨯⨯⨯=ππ828.9132.4360027310013.145 〔2-30〕式中 Q ——气体的体积流量，m 3/h ；D R ——反响器直径，m ；T ，P ——反响时的绝对温度〔K 〕和绝对压力〔Pa 〕； u ——以T 、P 计的表观气速，m/s ，一般取1/2床高处的P 进行计算。
为了尽量减少气体中带出的颗粒，一般流化床反响器上部设置扩大段，扩大段直径由不允许吹出粒子的最小颗粒直径来确定。
首先根据物料的物性参数与操作条件计算出此颗粒的自由沉降速度，然后按下式计算出扩大段直径L D 。
013.12733600412P T u D Q t L ⋅⋅⋅⋅=π P u TQD t L ⨯⨯⨯=π828.9013.14〔2-31〕2.流化床床高一台完整的流化床反响器高度包括流化床高度、扩大段高度和别离高度。
而流化床高又包括临界流化床高mf L ，流化床高f L 与别离段高度D L 。
临界流化床高mf L ，也称静止床高D L 。
对于一定的流化床直径和操作气速，必须有一定的静止床高。
对于生产过程，可根据产量要求算出固体颗粒的进料量W P 〔kg/h 〕，然后根据要求的接触时间τ〔h 〕，求出固体物料在反响器内的装载量M 〔kg 〕，继而求出临界流化床时的床高mf L 。
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。
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 设计计算
流化床反应器设计计算
流化床反应器是一种常见的化工反应器，其设计计算对于反应过程的安全和效率具有重要作用。
在流化床反应器的设计计算中，需要考虑反应器的尺寸、流体动力学、传热传质等多个因素，以确保反应器能够满足反应条件和产量要求。
首先，流化床反应器的尺寸设计需要考虑反应物料的特性和反应条件，如反应温度、压力、反应物料的粒度分布等。
根据这些因素，可以选择合适的反应器容积、高度和截面积等参数。
其次，流体动力学是流化床反应器设计计算的重要部分。
流化床反应器中的反应物料通常被气体流体化，形成气固两相流。
在反应过程中，需要控制气体流速、气固两相流的压降和流化床的液化等问题，以确保反应物料的均匀分布和传递效率。
最后，传热传质是流化床反应器设计计算中的另一个关键因素。
在反应过程中，需要通过床层和气体流动实现反应物料的传热传质。
设计合理的流化床反应器结构和操作条件，可以实现反应物料的高效传递和转化。
总之，流化床反应器的设计计算需要综合考虑反应条件、流体动力学和传热传质等多个因素，以实现反应过程的高效、稳定和安全。
- 1 -。
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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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。
流化床聚合反应器分布器设计
器直径 D T ＝４ m,直筒段 高 H ＝１３ m,床 层 高 度
Hf＝１２．
５ m;流化密度２２８kg/m３ ;最大颗粒粒径
１４２０μm,平均颗粒粒径 ８６０μm.
式,例 如 多 孔 板 形 分 布 器、泡 罩 形 分 布 器、锥 形 分
２ 开孔率
在分布器设计 中,首 先 需 要 确 定 分 布 器 的 开
器临界空床层压降(
ΔPB)之比,如式(
５)所示.
(
Rc ＝ΔPD/ΔPB
５)
当床层中气 体 速 度 逐 渐 增 加、分 布 器 压 降 达
到临界压降时,床层中才会出现稳定的流化效果,
是多余的能量损 失,因 此 不 宜 采 用 高 压 降 的 分 布
因此分布器的压降比 R 必须大于临界压降比Rc.
静设备
石油化工设备技 术 ,
２０２１,
４２(
３)１１
Pe
t
r
o
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c
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l
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流化床聚合反应器分布器设计
李晓霞,吴黎涛
(中国石化工程建设有限公司,北京 １００１０１)
摘 要:流化反应器广泛应用于聚乙烯、聚丙烯的生产过程中.气体分布器的设计是流化床反应器放 大
０２０.这一数值已
通过多个流化床反应器的成功运行得到了验证,也
符合一般经验要求的开孔率范围 ０．
０１０~０．
０３０.
３ 分布器压降
在工程设计中,流 化 床 反 应 器 的 分 布 器 压 降
往往采用床层表 观 气 速 的 速 度 头 倍 数 来 表 示,如
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概论讲解
焦作大学毕业论文（设计）题目：流化床反应器的设计概论姓名：常青雪年级： 1205062院系：化工与环境工程学院专业：化学工程指导老师：付金峰完成时间： 2015年5月19日目录第一章概述 (2)1.1 流态化基本概念 (2)1.1.1 概念 (2)1.1.2流态化现象 (4)1.1.3散式流态化和聚式流态化 (5)1.1.4流化态过程中的不正常现象 (7)第二章流化床反应器的结构、参数及其工艺计算 (9)2.1 理想流体的流化床的流化速度 (9)2.1.1临界硫化速度 (9)2.1.2操作流化速度 (9)2.1.2流化床反应器结构 (11)2.2 流化床反应器的床型 (13)3.1 传质概率与传质微分方程 (16)3.1.1 混合物组成的表示方法 (16)3.1.2 传质的通量 (17)3.2质量传递的基本方式 (18)3.2.1 分子传质 (18)3.2流化床的传热 (21)第四章数据处理及结论 (23)4.1数据处理 (23)4.1.1 质量衡算 (23)4.1.2能量衡算 (23)4.2.2流化床反应器的开发与放大 (25)致谢 (30)参考文献 (31)第一章概述流化床反应器比较适用于强烈放热、催化剂易于失活的有机反应过程。
在流化床反应器中工业催化剂除具有良好的活性、产品选择性和稳定性外，还必须满足一定的粒度分布要求并具有良好的硫化性能和耐磨性。
流化床反应器的传质、传热效果好，升温降温时温度分布稳定，催化剂可以连续再生，反应器单位产量大，单位投资抵等优点。
1.1 流态化基本概念1.1.1 概念一般指固体流态化，又称假液化，简称流化，它是利用流动流体的作用，将固体颗粒群悬浮起来，从而使固体颗粒具有某些流体表观特征，利用这种流体与固体间的接触方式实现生产过程的操作，称为流态化技术，属于粉体工程的研究范畴。
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，如在直立的容器内间歇地或连续地加入颗粒状固体物料，控制流体以一定速度由底部通入，使其压力降等于或略大于单位截面上固体颗粒的重量，固体颗粒即呈悬浮状运动而不致被流体带走。
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35cmH2O pd 10% ~ 20%pB
5、内部构件
（1）种类 垂直管、水平管、多孔板、水平挡网、斜片百叶窗 挡板，等。 （2）作用
传热，控制气泡聚并，改变气-固相流动和接触状况， 减少颗粒带出。
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。
1、流态化的形式
1、流态化的形式 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 。
散式流化 床
1、流态化的形式
聚式流化 床
流化床反应器的设计
一、固体流态化基本概念
二、流化床反应器 三、流化床反应器中的传质 和传热
四、流化床反应器的参数 及其工艺计算
五、流化床的数学模型
一、固体流态化基本概念:
1、流态化： 固体粒子像流体一样进行流动的现象。除 重力作用外一般是依靠气体或液体的流动来带 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
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
Re d pumf f f
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 m / s 左右。
2、流化床床反应器的工艺计算
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 1.013105 TQ 273 3600 up 4.132 TQ 982800 up
① 结构简单 ② 传热效能高，床层温度 均匀 ③ 气固相间传质速率较高 ④ 催化剂粒子小，效能高 ⑤ 有助于催化剂循环再生 ⑥ 催化剂和设备磨损大 ⑦ 气流不均时气固相接触 效率降低 ⑧ 返混大，影响产品质量 均一性
4、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 （1）单器流化床 （2）双器流化床 按床层的外型分 (1)圆筒形 (2)圆锥形 按床层中是否置有内部构件分 (1)自由床 (2)限制床 按反应器内层数的多少分 (1)单层 (2)多层
2、流化床反应器中的传热
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： ①固体颗粒之间的传热 ②固体颗粒与流体之间的传热 ③床层与换热面之间的传热
四、流化床反应器的参数及其工艺计算
1、气体流速
临界流化速度umf （小颗粒） （大颗粒）
气体与颗粒接触较差。 ③关键是确定其传质系数kG。
气泡云
（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。
相间传质的途径， 气泡 → 气泡晕 → 乳相
压降
理想流体的流化床压降与流速
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：压降与流化速度无关。
实际流化床的压降与流速：
原因： 颗粒之间由于相互接触，部分颗粒可能有架桥、嵌接 等情况，造成开始流化时需要大于理论值的推动力才 能使床层松动，即形成较大的压力降。
2.流化床反应器的工作原理
催化剂在气流的作用下呈流态化。被处 理的气体由下部进气管进入，经过流化床发 生催化反应ห้องสมุดไป่ตู้在经高温过滤器分离催化剂后， 由排气管排放。为防止催化剂颗粒堵塞过滤 器，从上部喷入某种气体进行周期性反吹清 灰。流化床内还设有列管式换热器，以控制 反应温度。
3、流化床反应器的特点
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
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。
1、流态化的形式 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 聚式流化床
气固流化为聚式流化
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。
mf
和
m 为临界状态和实际操作条件下床层的平均密度。
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
p (1 mf )hmf ( s f ) g (1 f )h f ( s f )
4、气体分布板
（1）分布板的类型
Q —气体的体积流量, m3 / h DR —反映器直径, m
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
Lmf
4WF 2 DR P (1 mf )
空隙率
(2)流化床高
Lf
L f RLmf
床层膨胀比R R Lf Lmf (1 mf 1 f ) mf m
（2）分布板的作用 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。 （3）分布板的压力降计算
pD 9.807 CD
u f
2
CD
2 2 g
开孔率；
阻率系数，其值在1.5-2.5
（4）设计或选择分布板的基本要求
气体分布均匀，防止积料， 结构简单，材料节省， 压降合理。
1、流态化的形式 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
u
2 mf
dpg
为散式流化 研究表明： Fr mf 1.3
Frmf 0.13
为聚式流化
二、流化床反应器（Fluidized Bed ）
反应器主体 流化床反应器主要由壳体、内部构件、换热 装置、气固分离装置组成。
三、流化床反应器中的传质和传热
1、流化床反应器中的传质
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
模型的类别
（1）简单均相模型 （2）两相模型
{
全混流模型
活塞流模型
{
气泡相（活塞流）— 乳化相（活塞流） 气泡相（活塞流）— 乳化相（全混流） 下流相（气+固）
（3）三相模型
{ 气泡相—上流相（气+固）—
气泡相— 气泡云—乳化相
其它还有气泡模型、四区模型等，有些模型还考虑了分布器和 自由空间等的影响。