固定床流化床设计计算
第六章 固定床
水力半径
• 湿周---在总流的有效截面上，流体与固体壁面的接 触长度称为湿周，用字母L表示。
• 水力半径---总流的有效截面积A和湿周L之比。用字
母RH表示
RH = A / L
44
• 对于圆形截面的管道，其几何直径用水力半径表示 时可表示为
• A=(1/4)×πd2 • L=πd • 则 R=A/L=(1/4)×d → d = 4 R
当ReM>1000 湍流, 局部阻力损失为主, f≈1.75 , 略去第一项
结论： 对ΔP影响最大的是ε和u
49
Pf L
'(duSm 2 )(1B3B)
f ' 1501.75 ReM
一般床压不宜超过床内压力的15%，所以颗粒不 能太细，应做成圆球状。
50
➢ 压降的计算 ΔP=ΔP1+ ΔP2
= 15fu 0 OG L 0(1)21.75fuO 2 G L 0(1)
dS 2
3
dS
3
Pa
式中混合物的粘度
1
yi
fi M
2 i
f
1
yiM
2 i
kg/m.s
51
6.3 固定床中的传热
传热包括： 粒内传热，颗粒与流体间的传热，床层与器壁的传热
给热系数 αP 给热系数αW ,λer 总给热系数α t
当单纯作为换热装置时，以床层的平均温度tm与 管壁温差为推动力-----总给热系数αt
n
算术平均直径： d xWidi i1
调和平均直径：
1 n xWi
d
d i1 i
几何平均直径：
di
didi
30
6.2.3 床层空隙率及分布
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。
化工基础实验 固定床和流化床实验
流化床压力与气速的关系
log
固定床
流化床
带出开始
C
B
A
D
A 起始流化速度
带出速度
logu
图 3-28 流化床压力降与气速关系
三、实验装置图
图2 气固系统流程图 1.鼓风机 2.孔板流量计 3.孔板压差计 4. 压差计 5.床身 6.接收管 7.旋风分离器 8.按钮开关
图2 液固系统流程图 1. 旋液分离器 2. 接收器 3.床身 4. 压差计 5. 孔板压差计 6.水槽 7.水泵 8. 孔板流量计 9. 按钮开关
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
B、 聚式流化
对于密度差较大的系统，则趋向于另一种流化 形式——聚式流化。例如，在密度差较大的 气—固系统的流化床中，超过流化所需最小气 量的那部分气体以气泡形式通过颗粒层，上升 至床层上界面时即行破裂。在这些气泡内可能 夹带有少量固体颗粒。这时床层内分为两相， 一相是空隙小而固体浓度大的气固均匀混合物 构成的连续相，称为乳化相；另一相则是夹带 有少量固体颗粒而以气泡形式通过床层的不连 续相，称为气泡相。由于气泡在上界面处破裂， 所以上界面是以某种频率上下波动的不稳定界 面，床层压强降也随之作相应的波动。
实验装置
四、注意事项
在全部的操作中，流量调节是关键，要求流量调节要缓 慢，由其是在临界流化点附近要更加缓慢，做出流化曲 线的全部过程，至少要做15—20个点左右，点并均匀分 布。
由于实验完毕后，床层颗粒的孔隙率增大，为了使下一 次实验数据准确性好些，用手轻轻拍一下床体，使固体 的孔隙率减小，床层高度为实验前原有的高度。
本实验室装置为二维床。便于观察现象。但固体颗粒回 收到床内，并不十分方便。所以操作中注意流量调节不 要过猛，防止颗粒带出。
固定床、移动床、流化床反应器区别详解
固定床、移动床、流化床反应器，这三种反应器被誉为是工业生产中不可或缺的重要设备。
它们虽然都是制造工业生产中的设备，但它们各有所长，各有其优缺点。
一、首先，“床”指的是什么？大量固体颗粒堆积在一起，便形成了具有一定高度的颗粒床层，这就是名称里的"床"。
这些固体颗粒可以是反应物，也可以是催化剂。
二、如何区分固定床、移动床、流化床反应器如果这个颗粒床层是固定不动的，就叫固定床。
如果这个颗粒床层是整体移动的，固体颗粒自顶部连续加入，又从底部卸出，颗粒相互之间没有相对运动，而是以一个整体的状态移动，叫做移动床。
当流体（气体或液体）通过颗粒床层时，进行反应。
如果将流体通过床层的速度提高到一定数值，固体颗粒已经不能维持不变的状态，全部悬浮于流体之中，固体颗粒之间进行的是无规则运动，整个固体颗粒的床层，可以像流体一样流动，这即是流动床。
下面，小七为大家详细的介绍这三种反应器。
三、固定床反应器又称填充床反应器，内部装填有固体催化剂或固体反应物，以实现多相反应。
固体物通常呈颗粒状，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。
固定床反应器主要用于实现气固相催化反应，如氨合成塔、二氧化硫接触氧化器、烃类蒸汽转化炉等。
用于气固相或液固相非催化反应时，床层则填装固体反应物。
涓流床反应器也可归属于固定床反应器，气、液相并流向下通过床层，呈气液固相接触。
1、优点•催化剂机械磨损小。
•床层内流体的流动接近于平推流，与返混式的反应器相比，可用较少量的催化剂和较小的反应器容积来获得较大的生产能力。
•由于停留时间可以严格控制，温度分布可以适当调节，因此特别有利于达到高的选择性和转化率。
•可在高温高压下操作。
2、缺点•固定床中的传热较差。
•催化剂的再生、更换均不方便，催化剂的更换必须停产进行。
•不能使用细粒催化剂，但固定床反应器中的催化剂不限于颗粒状，网状催化剂早已应用于工业上。
目前，蜂窝状、纤维状催化剂也已被广泛使用。
流化床设计手册
流化床设计手册摘要：I.引言- 流化床设计手册的概述II.流化床的定义和原理- 流化床的定义- 流化床的工作原理III.流化床的类型和应用- 流化床的类型- 流化床的应用领域IV.流化床设计的基本要素- 流化床的尺寸- 流化床的材料选择- 流化床的气体分布系统V.流化床的设计流程- 设计目标确定- 设计方案选择- 设计参数优化VI.流化床的运行维护- 启动和停止流化床的操作- 流化床的常见故障及处理方法VII.结论- 流化床设计手册的总结正文：【引言】流化床设计手册详细介绍了流化床的设计原理、方法及其在工业生产中的应用。
流化床是一种重要的化工设备，广泛应用于石化、化肥、煤化工等行业。
本手册旨在为工程技术人员提供一套关于流化床设计的实用指南。
【流化床的定义和原理】流化床是一种固- 气两相反应器，通过将固定床的固体颗粒物料流化，实现物料与气体的混合、反应和传递。
流化床的工作原理是利用高速气流使固体颗粒物料悬浮，形成流化状态。
在流化状态下，固体颗粒物料具有良好的流动性、传热性和传质性。
【流化床的类型和应用】流化床的类型主要有：传统流化床、循环流化床、沸腾流化床等。
这些类型的流化床在不同的工业领域有着广泛的应用，如石化行业的催化裂化、加氢裂化等反应过程，化肥行业的尿素合成、硝酸铵生产等过程，以及煤化工行业的煤气化、煤制油等过程。
【流化床设计的基本要素】流化床设计的基本要素包括尺寸、材料选择和气体分布系统。
尺寸设计要考虑床层高度、床径和床长等因素，以满足工艺要求。
材料选择要充分考虑耐磨、耐腐蚀、热传导等性能。
气体分布系统的设计要保证流化床内气体分布均匀，以避免局部热点和流化不良。
【流化床的设计流程】流化床的设计流程包括确定设计目标、选择设计方案和优化设计参数。
设计目标要根据工艺要求明确，如提高产能、降低能耗等。
设计方案选择要综合考虑设备结构、工艺条件等因素。
设计参数优化要通过计算、模拟等方法，对设计方案进行调整，以提高设计质量。
固定床、流化床、移动床、浆态床比较
四种反应器形式比较一、固定床反应器（一）概念凡是流体通过不动的固体物料形成的床层面进行反应的设备都称为固定床反应器。
而其中尤以利用气态的反应物料，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在化工生产中应用最为广泛。
例如石油炼制工业中的加氢裂化、歧化、异构化、加氢精制等；无机化学工业中的合成氨、硫酸、天然气转化等；有机化学工业中的乙烯氧化制环氧乙烷、乙烯水合制乙醇、乙苯脱氧制苯乙烯、苯加氢制环己烷等。
（二）特点结构简单、操作稳定、便于控制、易实现大型化和连续化生产等优点，是现代化工和反应中应用很广泛的反应器。
1、优点主要表现在以下几个方面：1）在生产操作中，除床层极薄和气体流速很低的特殊情况外，床层内气体的流动皆可看成是理想置换流动，因此在化学反应速度较快，在完成同样生产能力时，所需要的催化剂用量和反应器体积较小。
2）气体停留时间可以严格控制，温度分布可以调节，因而有利于提高化学反应的转化率和选择性。
3）催化剂不易磨损，可以较长时间连续使用。
4）适宜于高温高压条件下操作。
2、由于固体催化剂在床层中静止不动，相应地产生一些缺点：1）催化剂载体往往导热性不良，气体流速受压降限制又不能太大，导致床层中传热性能较差，也给温度控制带来困难。
对于放热反应，在换热式反应器的入口处，因为反应物浓度较高，反应速度较快，放出的热量往往来不及移走，而使物料温度升高，这又促使反应以更快的速度进行，放出更多的热量，物料温度继续升高，直到反应物浓度降低，反应速度减慢，传热速度超过了反应速度时，温度才逐渐下降。
所以在放热反应时，通常在换热式反应器的轴向存在一个最高的温度点，称为“热点”。
如设计或操作不当，则在强放热反应时，床内热点温度会超过工艺允许的最高温度，甚至失去控制而出现“飞温”。
此时，对反应的选择性、催化剂的活性和寿命、设备的强度等均极不利。
2）不能使用细粒催化剂，否则流体阻力增大，破坏了正常操作，所以催化剂的活性内表面得不到充分利用。
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 。
生物接触氧化法固定床与流化床比较
生物接触氧化法固定床与流化床比较
1、固定床一般用弹性填料，半软性填料，比表面积只有100-180m3/m2；流化床用立体柱状空心填料，比表面积可达到1000 m3/m2。
2、固定床填料更换麻烦，需更换支架，要固定安装；流化床填料更换简单，只需从柱修孔加入即可。
3、固定床填料寿命一般只有2-3年；流化床立体柱状空心填料寿命在10年以上。
4、固定床填料生物相单一，水力停留时间长；流化床填料集硝化与反硝化于一体，生物相集中，处理效率高，水力停留时间短。
5、固定床设备体积大，占地多，投资高；流化床设备体积小，占地少，投资省。
6、陶粒每二年增加10%，生物炭每二年增加5%。
7、系统剩余污泥一般为3-6个月抽吸一次，具体时间根据实际定。
江苏鹏鹞集团有限公司
吴彩莉
2002年1月31日
北京西二旗创业者家园污水排放标准
江苏鹏鹞集团有限公司
吴彩莉
2002年1月31日。
甲醇制烯烃固定流化床反应器设计
流 化 床反 应 器 比较 适 用 于 强烈 放 热 、催 化 剂 易
于 失 活 的 甲醇制 烯 烃 反应 过 程 。在 流 化 床反 应 器 中
和 大 化 所 的 Ｄ Ｏ工 艺 以 Ｓ Ｐ 一 ４分 子 筛 为 活 性 ＭＴ ＡＯ３
组分 ， 采用 流 化床反 应 器ｌ Ｏ ３ ｌ Ｐ开 发 的 ＭＴ 。Ｕ Ｏ工艺 采
条件 （ 应 温度 为 ４ ０１、 力 为 ０１ Ｈ ａ 和 反 应器 内催 化 剂 密相 段直 径 （ ３ ｍ）的 情况 下 ， 算 了 反 ５ｃ 压 ＝ ．２ Ｐ ） ６ｒ ａ 计 反 应器 操作 气速 、 化剂 装填 量 、 催 反应 器高 度 、 大段 直径 等设 备 主体 尺 寸 ， 明 了气体 分布 器 、 固 扩 说 气 分 离和催 化 剂加 卸料 口的设 置。 固定 流 化床 的试 验结 果 将用 于 甲醇制 烯烃 成 型催 化 剂 的筛选 ， 为 并 工 艺参 数优 化提供 依 据 。 关 键 词 ： 甲醇 烯烃 流 化床 反 应段 密相段 分 离段 文 章编 号 ：６ ４ ８ ９ （ ０ ０ — ８ — ４ １７— ４ ２２ １ ４ ０９ ０ ０） 上斜 管 和催 化剂 进料 系统 不 断送人 反应 器 内。 Ｌ ｒｉ ＭＴ ｕｇ 的 Ｐ工艺 以 Ｚ Ｍ一 Ｓ ５为 活性 组 分 ，采 用 乙烯 和丙 烯 是 现代 化 学 工 业 的重 要 基 础 原 料 。 固定 床反 应器 。 ｕ 开发 的 ＭＴ Ｌ唧 Ｐ工 艺采用 两个 连续 中图分 类 号 ： Ｑ２ Ｔ ２ 文献标 识码 ： Ｂ
器进 行 了对 比分 析 ，认 为 在 甲醇转 化 制烃 类 反应 中 流化 床 与 固定 床 相 比 ，由于 甲醇 制 烯烃 反 应 属 于强 放热 反 应 ， 化床 反 应 器 的传 质 、 热效 果 好 ， 温 、 流 传 升 降 温时 温 度分 布 稳 定 ， 化剂 可 以连 续 再 生 ， 催 反应 器 单 位 产 能 大 ， 位 投 资 低 。在 ＭＴ 单 Ｏ反应 过 程 中适 宜
流化床反应器流化高度的计算 - 干燥机干燥设备天力干燥 …
第 4 期 李 伟等 1 流化床反应器流化高度的计算 · 2 75 ·
随之增加 。在实际的生产中 ,催化剂储量由生产 能力 、催化剂负荷而定 ,同时 ,也受到催化剂流化 高度的限制 。如果流化高度超高 ,则不能再增加 催化剂储量 ,即不能再提高生产能力 。 3. 3 总进气量对催化剂流化高度的影响
流化床反应器流化高度的计算李伟张述伟王长英刘长厚张沛存严仲明王效斗大连理工大学化工学院辽宁大连116012齐鲁石化公司丙烯腈厂山东淄博255068摘要研究开发了工业生产流化床反应器流化高度的计算数学模型并讨论了催化剂平均颗粒直径催化剂储量进气量反应温度反应压力对催化剂流化床层高度的影响
研究与开发 Q齐IL鲁U石 P油E化TR工OC,H2E0M0 1IC,A2L9
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· 2 74 · 齐 鲁 石 油 化 工 第 29 卷
但该公式还不能直接应用 。必须根据实际数
例如 , 某丙烯腈厂 , 根据已知的数据 : 催化 剂储量 、总进气量 、反应压力 、反应温度 、原料 比 , 产物的产率 、流化高度等 , 利用数学模型反 算出反应器中催化剂颗粒的平均直径 。2000 年 6 月 1 日～7 月 29 日近两个月的计算结果如图 7 。
图化高度的影响如图 2 所示 。
Hf = Hmf (1 - εmf ) Π(1 - εf )
(8)
即可求出催化剂流化高度 。
公式 (1) ～ (8) 构成了流化床流化高度计算的
数学模型 。上述数学模型具有以下几个优点 : (1)
模型简便 、实用 ; (2) 从流化状态出发计算湍流状
化工基础实验固定床和流化床实验
流化床阶段，每一个空塔速度对应一个相应的床层空隙 率，流体的流速增加，空隙率也增大，但流体的实际流 速总是保持颗粒的沉降速度μt不变，且原则上流化床有 一个明显的上界面。
C、颗粒输送阶段 当立体在床层中的实际流速超过颗粒的沉降速度μt时，
流化床的上界面消失，颗粒将虚浮在流体中并被带出器 外，如图（e）所示。
流化床压力与气速的关系
log
固定床
流化床
带出开始
C
B
A
D
A 起始流化速度
带出速度
logu
图 3-28 流化床压力降与气速关系
三、实验装置图
图2 气固系统流程图 1.鼓风机 2.孔板流量计 3.孔板压差计 4. 压差计 5.床身 6.接收管 7.旋风分离器 8.按钮开关
图2 液固系统流程图 1. 旋液分离器 2. 接收器 3.床身 4. 压差计 5. 孔板压差计 6.水槽 7.水泵 8. 孔板流量计 9. 按钮开关
此时，实现了固体颗粒的气力或液力输送，相应的床 层称为相输送床层。
2、两种不同流化形式 A、散式流化 散式流化状态的特点：固体颗粒均匀的分散在流化介
质中，故称均匀流化。当流速增大时，床层逐渐膨胀 而没有气泡产生，颗粒彼此分开，颗粒间的平均距离 或床层中各处的空隙率均匀增大，床层高度上升，并 有一稳定的上界面。通常两相密度差小的系统趋向散 式流化，故大多数液—固流化属于“散式流化”。
二、实验原理
1.流态化现象 当一种流体自上而下流过床层时，随着
流速的增大会出现三种不同的情况：
A、 固定床阶段 当流体通过床层的空塔速度较低时，若床
层空隙中流体的实际流速u小于颗粒的沉降速 度ut，则颗粒静止不动，颗粒层为固定床。
固定床反应器设计
孔隙率分布
4、流体在固定床中流动的特性
流体在固定床中的流动情况较之在空管中的流动要复杂得多。 固定床中流体是在颗粒间的空隙中流动，颗粒间空隙形成的孔道 是弯曲的、相互交错的，孔道数和孔道截面沿流向也在不断改变。
空隙率是孔道特性的一个主要反映。在床层径向，空隙率分布的 不均匀，造成流速分布的不均匀性。
催化剂微孔内的扩散过程对反应速率有很大的影响。反应物进入微孔后， 边扩散边反应。如扩散速率小于表面反应速率，沿扩散方向，反应物浓度 逐渐降低，以致反应速率也随之下降。采用催化剂有效系数对此进行定量 的说明。
实际催化反应速率 催化剂化剂内表面与外温度, 浓度相同时的反应速率
rP rS
结论：当 ≈1时，反应过程为动力学控制，当 ＜1时，反应过程为内
扩散控制。
内扩散不仅影响反应速率，而且影响复杂反应的选择性。如平行反应中， 对于反应速率快、级数高的反应，内扩散阻力的存在将降低其选择性。又 如连串反应以中间产物为目的产物时，深入到微孔中去的扩散将增加中间 产物进一步反应的机会而降低其选择性。
注意事项：
固定床反应器内常用的是直径为3~5mm的大颗粒催化剂，一般难 以消除内扩散的影响。实际生产中采用的催化剂，其有效系数为 0.01～1。因而工业生产上必须充分估计内扩散的影响，采取措施 尽可能减少其影响。在反应器的设计计算中，则应采用考虑了内扩 散影响因素在内的宏观动力学方程式。
外扩散过程
流体与催化剂外表面间的传质。
NA kcASe cGA cSA
在工业生产过程中，固定床反应器一般都在较高流速下 操作。因此，主流体与催化剂外表面之间的压差很小， 一般可以忽略不计，因此外扩散的影响也可以忽略。
结论：外扩散的影响也可以忽略。
流化床最小流化速度
流化床最小流化速度
流化床是一种广泛应用于化工、冶金、能源等领域的反应器。
它利用气体或液体通过颗粒状固体床层时产生的流化现象来实现固-流体之间的良好接触和传质传热。
流化床的性能和操作条件与最小流化速度密切相关。
最小流化速度是指使固体颗粒完全流化所需的最小流体速度。
当流体速度低于最小流化速度时,床层处于固定床状态;当流体速度高于最小流化速度时,床层开始膨胀并达到流化状态。
因此,最小流化速度是流化床从固定床向流化床转变的临界点。
最小流化速度的大小取决于多个因素,包括颗粒物性(粒径、形状、密度等)、流体物性(密度、黏度等)以及操作条件(温度、压力等)。
一般来说,较小的颗粒粒径、较大的颗粒密度和较低的流体黏度有利于降低最小流化速度。
准确测定最小流化速度对于流化床的设计、启动和操作控制至关重要。
过高的气流速度会导致过度流化、粉尘飞扬等问题;过低的气流速度则无法实现充分流化。
因此,通过理论计算或实验测量来确定最小流化速度具有重要意义。
流化床设计
化工原理课程设计任务书设计任务：年处理_1.6__万吨某颗粒状物质从气流干燥器来的细颗粒物料，其中含水量为8%（湿基，下同），要求在卧式多室流化床中干燥至0.8%。
已知参数如下：被干燥物料：处理湿物料量G 1 2000kg/h 平衡含水量X * 0颗粒密度ρs 1400kg/m3 临界含水量X c 0.013kg 水/kg 绝干料 堆积密度ρb 450kg/ m 3颗粒平均直径d m 0.15mm 干物料比热容c s 1.256 kJ ／(kg·℃) 进口温度θ1 30℃在干燥系统要求收率99.5%（回收5μm 以上颗粒）干燥介质——湿空气：进预热器温度t 0 30℃进干燥器温度t 1 100℃初始湿度H 0 0.013kg ／kg 绝干气热源：392.4kPa 的饱和水蒸气。
年工作日------300天，连续生产试设计干燥器主体并选择合适的风机及气固分离设备。
图纸：带控制点工艺流程图一张（A3图纸）；主体设备工艺条件图一张（A2图纸）。
前 言干燥是一门跨学科、跨行业、具有实验科学性的技术。
传统的干燥器主要有箱式干燥器、隧道干燥器、转筒干燥器、带式干燥器、盘式干燥器、桨叶式干燥器、流化床干燥器、喷动床干燥器、喷雾干燥器、气流干燥器、真空冷冻干燥器、太阳能干燥器、微波和高频干燥器、红外热能干燥器等。
干燥设备制作是密集型产业，我国的国产干燥设备价格相对低廉，因此具有较强的竞争力。
主要包括：（1）物料静止型或物料输送型干燥器；（2）物料搅拌型干燥器；（3）物料热风输送型干燥器；（4）物料移动状态；（5）辐射能干燥器将大量固体颗粒悬浮于运动着的流体之中，从而使颗粒具有类似于流体的某些表观特性，这种接触状态称为固体流态化。
流化床干燥器就是将流态化技术应用于固体颗粒干燥器德 一种工业设备，目前在化工、轻工医学、食品以及建材工业中得到广泛的应用。
流化干燥器又名沸腾干燥器，是固体流态化技术在干燥器上的应用。
固定床反应器设计计算
（6-55）
F i c p d i F c P T d ( T H A ) r A ) ( d F A W 0 d A ( H x A )
（6-59）
Enzhou Liu, Northwest University, Xi’an
12
式（6-55）和（6-59）分别积分并整理得：
设计方程 操作方程
10
(rA)dW FA0dA x
设计方程
WdWWxAf dxA 0 FA0 FA0 xA0 (rA)
床层高度
L W
S B
一般，固定床反应器换热比较困难，很难做到等温操作， 此法仅用于对反应器进行估算。
或等温反应器
u dCA dl
B(rA)
Enzhou Liu, Northwest University, Xi’an
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。
实验室：石英管、不锈钢管
催化剂颗粒放在等温区，其余填充石英砂，两端用玻璃棉
封口防止石英砂被吹出。
用D6或D8的不锈钢管做反应管较宽、催化剂较少时，用更
细的不锈钢管作支撑管，上垫不锈钢网，可作800度以下
颗粒与流体间传热系数(hp) 固定床中的有效热传导(λe) 床层与器壁间的给热系数 h0(一维模型)和 hw (二维模型)
7.传质系数(P170)
颗粒与流体间的传质 流体的混合扩散（Ez和Er）
Enzhou Liu, Northwest University, Xi’an
8
4.拟均相一维模型
一、拟均相模型 忽略床层中催化剂颗粒与流体之间温度与浓度差别，将气
流化床停留时间的计算
流化床停留时间的计算
流化床停留时间是指颗粒物料在流化床内停留的平均时间，通常用公式来计算。
停留时间可以通过以下公式计算得出：
停留时间 = 床层高度 / 上升气流速度。
其中，床层高度是指流化床内颗粒物料的高度，上升气流速度是指流化床内气体上升的速度。
另外，还可以通过以下公式计算停留时间：
停留时间 = 床层密度 / (床层压降床层孔隙率上升气流速度)。
在这个公式中，床层密度是指颗粒物料在流化床内的密度，床层压降是指气体通过床层时的压力降，床层孔隙率是指床层内气体所占的体积比例。
需要注意的是，这些公式都是理论计算，实际情况中可能会受
到多种因素的影响，包括颗粒物料的性质、流化床的设计参数等。
因此在实际应用中，需要根据具体情况进行调整和修正。
固定床流化床设计计算
炔烃液相选择加氢固定床床反应器设计计算由于固定床反应器具有结构简单、操作方便、 操作弹性大、建设投资低等优点，而广泛应用于各类油品催化加氢裂化及精制、低碳烃类选择加氢精制等领域。
将碳四馏分液相加氢新工艺就是采用单台固定床绝热反应器进行催化选择加氢脱除碳四馏分中的乙基乙炔和乙烯基乙炔等。
在工业装置中，由于实际所采用的流速足够高，流体与催化剂颗粒间的温差和浓差，除少数强放热反应外，都可忽略。
对于固定床反应器来讲最重要的是处理好床层中的传热和催化剂粒子内扩散传质的影响。
一、固定床反应器设计碳四馏分选择性加氢反应器一般采用绝热固定床反应器。
在工程上要确定反应器的几何尺寸，首先得确定出一定生产能力下所需的催化剂容积，再根据高径比确定反应器几何尺寸。
反应器的设计主要依据试验结果和技术要求确定的参数，对反应器的大小及高径比、催化剂床层和液体分布板等进行计算和设计。
1. 设计参数反应器进口温度： 20℃ 进口压力：0.1MPa进料量(含氢气进料组分) 体积流量：197.8m 3/h 质量流量：3951kg/h 液相体积空速：400h -1 2. 催化剂床层设计计算正常状态下反应器总进料量为2040m 3/h 液体体积空速400h -1则催化剂用量3R V V V /S 2040/400 5.1m ===总 催化剂堆密度3850/B kg m ρ=催化剂质量850 5.14335B B R m V kg kg ρ=⨯=⨯= 求取最适宜的反应器直径D:设不同D 时，其中高径比一般取2-10，设计反应器时，为了尽可能避免径向的影响，取反应器的长径比5，则算出反应器的直径和高度为：按正常进料量32040m h ／及液体空速400h -1，计算反应器的诸参数：取床层高度L=5m ，则截面积2R S V /L 5.1/51.02m ===床层直径 1.140D m ===因此,圆整可得反应器内径可以选择1200mm 此时，床层高度02244 5.1L 4.5123.14 1.2R V m D π⨯===⨯ 反应器选型表4-1和表4-2为反应器类型。
流化床的基本原理
保持固定床状态的最大空床气速 umax 床层பைடு நூலகம்态由固定床向流化床转换的临界条件：
u1
u1,max umax fixedbed
u1,maxut
up 0
ut
umaxu1,ma xut
umax为维持固定床状态的最大表观 气速。
起始流化速度：umf=umax
如果是均一的颗粒，其ut 可以计算出
um f ut fi xebd e d
2、Reh气固两相操作图
回忆与总结
1. 固定床
流速较低时，颗粒静止不动，流体只在颗粒之间的缝隙中通过 料层高度不变 实际流速线形增长 通风阻力随风速的平方关系增大
2. 流化床
颗粒不再由布风板所支持，而全部由流体的摩擦力所承托。此时， 对于单个颗粒来讲，可在床层中自由运动；就整个床层而言，具有 了许多类似流体的性质—流态化。此时：
umax为维持固定床状态的最大表观 气速。 当流体速度到达最小流化速度后，床层处于流化床阶段，在此阶段，床层阻力根本上保持恒定。 5、上升到床层外表破碎时，将大量颗粒抛入床层上方，使流化床颗粒损失。
m<1，固定床/移动床 2 最小流态化速度
随着流体流量的增加 和 空隙率的减小，又出现 1、 床层物料具有很高的颗粒表面积
空隙率即等于横截面上空隙面积的分率。
qv1uu1
u
qV D2
4
u u1
u1
ut
流体
〔1〕固定床阶段
up u1ut
颗粒的直径一定，在流体介质中的沉降速度ut 一定。
如果流体介质静止或者上升流速u1 ， u1<ut
up0,即颗粒绝对 下速 ，度 沉方 落向 而 。 向 堆
随着上升流体流量的增大，u1增大，当到达u1=ut时，颗粒的表 观速度up=0 。 当u1 稍微大于ut时，颗粒便会上升，发生由固定 床向流化床的转化。
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炔烃液相选择加氢固定床床反应器设计计算由于固定床反应器具有结构简单、操作方便、 操作弹性大、建设投资低等优点，而广泛应用于各类油品催化加氢裂化及精制、低碳烃类选择加氢精制等领域。
将碳四馏分液相加氢新工艺就是采用单台固定床绝热反应器进行催化选择加氢脱除碳四馏分中的乙基乙炔和乙烯基乙炔等。
在工业装置中，由于实际所采用的流速足够高，流体与催化剂颗粒间的温差和浓差，除少数强放热反应外，都可忽略。
对于固定床反应器来讲最重要的是处理好床层中的传热和催化剂粒子扩散传质的影响。
一、固定床反应器设计碳四馏分选择性加氢反应器一般采用绝热固定床反应器。
在工程上要确定反应器的几何尺寸，首先得确定出一定生产能力下所需的催化剂容积，再根据高径比确定反应器几何尺寸。
反应器的设计主要依据试验结果和技术要求确定的参数，对反应器的大小及高径比、催化剂床层和液体分布板等进行计算和设计。
1. 设计参数反应器进口温度： 20℃ 进口压力：0.1MPa进料量(含氢气进料组分) 体积流量：197.8m 3/h 质量流量：3951kg/h 液相体积空速：400h -1 2. 催化剂床层设计计算正常状态下反应器总进料量为2040m 3/h 液体体积空速400h -1则催化剂用量3R V V V /S 2040/400 5.1m ===总 催化剂堆密度3850/B kg m ρ=催化剂质量850 5.14335B B R m V kg kg ρ=⨯=⨯=求取最适宜的反应器直径D:设不同D 时，其中高径比一般取2-10，设计反应器时，为了尽可能避免径向的影响，取反应器的长径比5，则算出反应器的直径和高度为：按正常进料量32040m h ／及液体空速400h -1，计算反应器的诸参数：取床层高度L=5m ，则截面积2R S V /L 5.1/51.02m ===床层直径 1.140D m === 因此,圆整可得反应器径可以选择1200mm此时，床层高度02244 5.1L 4.5123.14 1.2R V m D π⨯===⨯反应器选型表4-1和表4-2为反应器类型。
表4-1 固定床反应器类型比较二、流化床反应器设计1.1 反应器设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，流动性能好，有利于热量传递和质量传递； （2）合理的结构，能有效的加速反应和水的脱除； （3）保证压力和温度符合操作条件；（4）操作稳定，调节方便，能适应各种操作条件的变化。
1.2 流化床反应器的设计以Superflex 工艺为依托，以C4为原料,以ZSM-5分子筛为催化剂活性组分,通过流化床反应器,将C 4转换为乙烯、丙烯产品。
其特点是在2个独立的流化床反应器(区)中分别进行 (乙烯和丁烯歧化反应)过程,产物汇总后进入分离系统,乙烯、丙烯产品出装置,C 4及C 4以上组分循环返回反应器继续转化C 4及以上组分两股物流在返回烯烃转化反应区之前有少量驰放,以免惰性组分积累。
催化剂顺次通过反应器,经汽提后进入再生器烧焦,再生催化剂连续返回反应器以实现连续反应-再生。
1.3 流化床反应器计算说明1.基本参数:催化剂颗粒密度: 3P1500kg /m ρ= 催化剂堆密度: 3700kg /m B ρ=催化剂平均粒径: 40.12 1.210p d m m -==⨯（属于B 区粒子） 混合气体粘度: -52.010Pa.s μ=⨯ 反应温度: T=550 o C 反应压力:P= 0.2MPaC 4处理流量: 30m 30584/m h =017505/V kg h =混合气体密度: 300/30584/17505 1.75 kg /m m V ρ=== 流化床出口流量:31V 29667/m h = 4.2.2 工艺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mf u 。
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20p mf ep d u R ρμ=<的小颗粒()μρρ16502g d U p pmf -=（1）对于1000>=μρmf p ep U d R 的大颗粒()215.24⎥⎦⎤⎢⎣⎡-=ρρρg d U p p mf由于C4裂解反应需要较长的接触时间，故流化床的操作线速不必太高。
4.2.2.1 操作气速(1) 起始流化速度u mf 的确定 设Re 20<，24235()u 6.4110/16501650 2.010p p mf d gm s ρρμ----(1.2⨯10)⨯(1500-1.75)⨯9.8===⨯⨯⨯ 复核Re 值，4351.210 6.4110 1.75Re 0.0673202.010p mf d u ρμ---⨯⨯⨯⨯===<⨯ 故假设Re 20<合理。
将u mf 带入弗鲁德准数公式2mfrmf p u F d g=作为判断流化形式的依据。
散式流化，0.13rmf F <；聚式流化，0.13rmf F >。
代入已知数据求得将mf u 复带入弗鲁德准数公式2324(6.4110)0.0350.131.2109.8mfmf p u F d g --⨯===<⨯⨯，流化形式为散式流化。
(2) 逸出速度t u 的确定 设0.4Re 500m <<，则22112243354()4(1500 1.75)9.8() 1.2100.574/225225 2.010p t p g u d m s ρρμ---⨯-⨯=()=⨯⨯=ρ⨯⨯⨯1.75复核Re 值451.2100.574 1.75Re 6.032.010p t m d u ρμ--⨯⨯⨯===<500⨯ 故假设0.4Re 500m <<合理。
(3) 流化床操作气速操作速度0u 表示流化床在正常操作时流体的速度，一般0mf t u u u <<。
根据C4裂解反应流化床操作速度围为36.4110/0.574/o m s u m s -⨯<<，两个速度之比为89.5，所选气速不应太接近这一允许气速围的任一极端。
故可取0u =0.25m/s 。
4.2.2.2 流化床反应器尺寸 (1) 流化床浓相段直径的确定经计算，采用单个流化床反应器4.97D m === 圆整为5000mm(2) 催化剂装填量的确定根据反应动力学，为了确保C4馏分在一定时间保持较高的转化率，需控制C4馏分质量空速为l ～5h －1。
C4馏分质量流量为30584kg/h 。
根据操作空速为3h－1，以反应空速计算催化剂装填量为cat m =30584/3=10195kg(3) 静床层高度0L 的确定 催化剂堆密度: 3700kg /m B ρ=3/10195/70014.56cat cat B V m m ρ===0244L =0.74cat V m D 2⨯14.56==π3.14⨯5(4) 流化床床层高度的确定查阅资料知，对于带有挡板流化床，可采用下面的公式计算膨胀比： 0.19240.51710.76R u =- 适用围 0.070.92u <≤式中u 为流化床的操作气速，m/s 。
∴ 0.19240.19240.5170.5171.2410.7610.760.25R u ===--⨯在通入气体起到起始流化时，床高mf 0L L 0.74m ≈=所以浓相段床高f mf L =RL 1.240.740.92m =⨯=稀相段床高4051.2100.25 1.75Re2.6252.010p p d u ρμ--⨯⨯⨯===⨯ 由阿基米德数，343252()(1.210) 1.759.8111(2.010)p p d g Ar ρρρμ---⨯⨯⨯⨯(1500-1.75)===⨯ 有挡板时，由经验方程估算，3 1.45 1.13 1.45 1.1200.7310Re 1.2100.74 2.62511112.32p L L Ar m --=⨯=⨯⨯⨯⨯= (5) 扩大段直径的确定在流化过程中，小颗粒容易被流体带到反应器的上部或外部当气体速度较大的操作状态下，被气体带走的固体颗粒数量较大，为了回收这部分颗粒，在流化床中必须设有气固分离装置。
设计采用的是在反应器上部连接一个扩大段作为自由沉降段，气速降低，部分颗粒自由沉降分离。
由于，反应的催化剂使用寿命极短，所以要像乙烯催化裂化装置一样另设一个再生器与之串联，且有研究表明催化剂床层下部的积炭程度较轻，床层存在积碳分布，高失活区域位于催化剂床层上部；如此必须加强床层上部催化剂颗粒与气体的分离，可在稀相段设置一个气固初步分离器，在扩大段设置一个串联的二级旋风分离器，分离出来的固体，通过一个倒锥体一部分进入再生器，一部分进入浓相段。
(6) 扩大段的计算 最小颗粒的带出速度：242min 5g (0.810)15009.8=0.26m/s 1.010p p t d u --(ρ-ρ)⨯⨯(-1.75)⨯==18μ18⨯⨯ 扩大段直径D2 2 6.3D m === 圆整后取26D m =扩大段高度，取经验值32=D =6m L (7) 锥体部分固定流化床反应器锥体角度不大于45°，选取反应器锥体的角度为45°。
根据反应器直径计算可知锥体段高度，下面接口管的直径为0.6m ，由此可以推出：40.650.6tan 451 2.222D L m --=︒=⨯= 综上，流化床反应器反应器高度234L 0.9212.326 2.222.44F L L L L m =+++=+++=(8) 各段壁厚的计算设计压力0.25MPa ，设计温度550℃，材料为0Cr18Ni9，则其许用应力为100MPa ，根据壁厚公式计算，浓稀相段厚度d 2P =18.362[]P 20.850.25c i tc D C mm 0.25⨯5000δ+=+=σΦ-⨯100⨯- 考虑钢板负偏差1C 圆整后，1C 0.8mm =（参考化工机械基础·国恒P161）表4-6钢板厚度负偏差故取10n mm δ=过渡段半锥角为60℃，取i /0.5R D =，则f=0.5d 2fP =18.36[]0.5P 0.850.50.25c i tc D C mm 0.5⨯5000⨯0.25δ+=+=σΦ-100⨯-⨯，1C 0.8mm = 圆整后去，10n mm δ=密相段与过渡段连接部分的厚度 K=0.5 :d 2KP =1 3.68102[]0.5P 0.850.50.25c i tc D C mm mm 0.5⨯5000⨯0.25δ+=+=<σΦ-2⨯100⨯-⨯， 故取10n mm δ=。