流化床反应器PPT课件
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7.2 流化床中的气、固运动 第7章 流化床反应器
⑵气泡的速度和大小 根据实测，流化床中单个气泡的上升速度ubr 为：
ubr0.57~0.85gdb12
一般取平均值计算如下：
ubr 0.711gdb12
在实际床层中，常是气泡成群上升，气泡群上升的速度ub一般用下式计算：
uuu b 0m f 0.711gdb12
7
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7.1 概述
第7章 流化床反应器
综上所述，可以看到从临界流态化开始一直到气流输送 为止，反应器内装置的状况从气相为非连续相一直转变到 气相成为连续相的整个区间都是属于流态化的范围，因此 它的领域是很宽广的，问题也是很复杂的。
流态化技术之所以得到如此广泛的应用，是因为它有一 下一些突出的优点： 传热效能高，而且床内温度易于维持均匀。 大量固体颗粒可方便地往来输送。 由于颗粒细，可以消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的 效能。
(RRbc)2uubbrruuff
(RRbc)3uubrbr2uuf f
RC及Rb分别为气泡云及气泡的半径。这里所谓 的三维床就是一般的圆柱形床，而二维床则为 截面狭长的扁形床。 在气泡中，气体的穿流量q可以用下式表示:
q=4umfRb=4ufεmfRb (二维床) q=3umfπRb=3uf εmf πRb (三维床)
• 对于A类颗粒，最大气泡直径：
d R m a2 x u t2/g .................7 . ..2 ..).4 (..
• 小于床径一半时,按下式子计算膨胀比：
R L f/ L m 1 f u u m / u t f ... .. .7 . .2 . . ) . .5 . .. .. .(
第7章 流化床反应器
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
流化床的基本原理ppt课件
如果流体介质静止或者上升流速u1 ， u1<ut
up 0,即颗粒绝对速度方向向下，沉落而堆积在一起。
随着上升流体流量的增大，u1增大，当达到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。
3
保持固定床状态的最大空床气速 umax 床层形态由固定床向流化床转换的临界条件：
输送阶段。此时的流体表观速度u称
为带出速度。在带出状态下床截面上
的空隙率即认为是1.0 ，此时u=u1 。 显然，带出速度u数值上等于ut 。据 此原理，可以实现固体颗粒的气力输
送或液力输送。
流化床的操作范围： umf~ut
流体
很显然，如果将流体的流量（流速）逐渐减小，则将由流化床 转化为固定床。
8
13
理想流化床的特点:
1、有明显的临界流态化点和临 界流态化速度; 2、流态化床层的压降为一常数
3、有平稳的流态化界面; 4、流态化床层的空隙率在任何流速下,都具有一个代表 性的均匀值,不因床层内的位置而变化。
14
实际流化床的特点:
请同学们总结出实际流化床的特点？？？？ 临界流态化速度
固定床与流化床分界点所对应的流体表观流速。
二、悬浮颗粒的阻力系数
三、Reh气-固两相接触操作图
1、颗粒的阻力与颗粒的有效重力比值范围示意图 m<1，固定床/移动床 m=1，流化床 m>1，气流床/气力输送
2、Reh气固两相操作图
9
回顾与总结
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
16
流化床的操作范围
up 0,即颗粒绝对速度方向向下，沉落而堆积在一起。
随着上升流体流量的增大，u1增大，当达到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。
3
保持固定床状态的最大空床气速 umax 床层形态由固定床向流化床转换的临界条件：
输送阶段。此时的流体表观速度u称
为带出速度。在带出状态下床截面上
的空隙率即认为是1.0 ，此时u=u1 。 显然，带出速度u数值上等于ut 。据 此原理，可以实现固体颗粒的气力输
送或液力输送。
流化床的操作范围： umf~ut
流体
很显然，如果将流体的流量（流速）逐渐减小，则将由流化床 转化为固定床。
8
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理想流化床的特点:
1、有明显的临界流态化点和临 界流态化速度; 2、流态化床层的压降为一常数
3、有平稳的流态化界面; 4、流态化床层的空隙率在任何流速下,都具有一个代表 性的均匀值,不因床层内的位置而变化。
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实际流化床的特点:
请同学们总结出实际流化床的特点？？？？ 临界流态化速度
固定床与流化床分界点所对应的流体表观流速。
二、悬浮颗粒的阻力系数
三、Reh气-固两相接触操作图
1、颗粒的阻力与颗粒的有效重力比值范围示意图 m<1，固定床/移动床 m=1，流化床 m>1，气流床/气力输送
2、Reh气固两相操作图
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回顾与总结
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
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流化床的操作范围
任务2-4流化床反应器操作指导
h
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任务2-4 流化床反应器操作指导
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任务2-4 流化床反应器操作指导
• 支撑：床层上的固体颗粒不至于漏下 • 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 • 类型：直孔型、直流型、侧流型、密孔型、填
充型、短管式分布板以及多管式气流分布器等
h
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(1)直孔型分布板
聚式流态化（气固系统）：极不稳定的沸腾床，处于流态化 的颗粒群是连续的，称连续相，气泡是分散的，叫分散相。 在床层的空穴处，气体涌向空穴，流速增大，并夹带少量颗 粒以气泡的形式不连续地通过床层，在上升时逐渐长大、合 并或破裂，使床层极不稳定、极不均匀。
h
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两种流态化Δp与u的关系
任务2-4 流化床反应器操作指导
任务2-4 流化床反应器操作指导
项目二 气固相反应器选型与操作
❖任务2-1 固定床反应器仿真操作 ❖任务2-2 确定气固相反应器类型 ❖任务2-3 固定床反应器操作指导 ❖任务2-4 流化床反应器操作指导 ❖任务2-5 流化床反应器仿真操作
h
1
任务2-4 流化床反应器操作指导
项目二 气固相反应器选型与操作
粒层也随之崩裂，颗粒层被崩的离情况下减小气速和床
床层，然后落下。
层高径比
后果：气固接触不良，降低设备生产 能力，增加颗粒的磨损和带出，甚 至能造成床内部构件损坏。
原因分析：床层高径比比较大；颗粒
粒度大，气流速度较高。 h
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任务2-4 流化床反应器操作指导
二、流化床反应器的操作维护知识
h
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2、流化床反应器的基本结构 P1任3务12、-4 P流1化3床5反应器操作动指导画
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
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顶高度H4 流化床总高度
H=H0+H1+H2+H3+H4
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
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
弯管式预分布器
确定
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
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：
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？
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
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。
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。
VoVs1Vs
H=H0+H1+H2+H3+H4
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
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
弯管式预分布器
确定
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
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：
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？
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
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。
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。
VoVs1Vs
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 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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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。
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对球形粒子作力平衡：
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d
3 p
s
g
6
d
3 p
f
g
CDS
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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
7.1流化床反应器
Re = d p ρumf
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
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
u0 (5 30)umf
• 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
2021/7/11
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
2021/7/11
(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
2021/7/11
17
2021/7/11
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。
2021/7/11
24
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：
• 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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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：
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
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。
第七章 流化床反应器
ΔPd 为床层压
ΔPb 的 10%～20%，开孔率约 1%。 u or ：
2 Δp d
设计筛孔分布板，先求小孔阻力系数，在求小孔气速
' ( u or = c d
ρ
π
)1 / 2
定出开孔数
N or ：
2 N or = u o /( d or or ) 4
2．内部构件：为了传热或控制气——固间接触，常在床内设置内部构件。 7.1-6 乳相的动态
500 < Rep < 200,000
130
化学反应工程课程讲稿
CD =
24 0.8431g
φs
Rep < 0.05 Rep 2 × 10 3 < Rep < 2 × 10 5
0.065 C D = 5.31 − 1.88φ s
Rep < 0.4
可利用公式，可用来考察对于大，小粒子范围的大小 细粒子
U br
u br = 0.711( gd b )1 / 2
d b = 0.853 1 + 0.272(U − U mf )
[
]
1/ 3
(1 + 0.0684 ρ )1.21
0.7
(U − U mf ) ⎡ At 4 / 7 ⎤ 1.5 g 1 / 7 + 1 ( ) ⎥ d b = 1.28 ⎢ 2/7 no g 0.3 ⎢ (U − U mf ) ⎥ ⎣ ⎦
3
(二维床)
(三维床)
Rc , Rb 分别为气泡云及气泡的半径
三维床指一般的圆柱形床，二维床为截面狭长的扁形床 气泡中气体的穿流量 q
q = 4u mf Rb = 4u f ε mf Rb
(二维床 )
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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（ 散 式 ）
膨 胀 床
（ 聚 式 ）
鼓 泡 床
节 涌
气 流 输
送
Lf
L Lf
流体
流体
流体 流体 流体 流体 2021
二、流化床反应器中颗粒的分类
颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。 Geldart提出：对于气固流态化，根据不同的颗粒密度和粒 度，颗粒可分为A、B、C、D四类。
• A类颗粒，称为细颗粒。粒度较小，在30～100μm之间， 密度ρP<1400kg/m3。适于流化，A类（细）颗粒形成鼓泡 床后，密相中气、固返混较严重，床层中生成的气泡小， 特别适于催化过程。
②无固体物料连续进料和出料装置，用于固体颗粒 性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生 明显变化的反应过程。
2021
流化床反应器结构 反应器主体
扩大段 分离段（气泡相或稀相） 浓相段（乳相或密相） 锥底
2021
流化床反应器的优点
与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是： ①可以实现固体物料的连续输入和输出； ②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床
流体自下而上流过催化剂床层时，根据流体流速的不同，床层经历三 个阶段：
当流体流速很小时,固体颗粒在床层中固定不动,此时为固定床阶段。 当气速进一步加大时，床层高度逐渐增加，固体颗粒悬浮在气体中并 随气体运动而上下翻滚，此时为流化床阶段，称为流态化现象。开始流化
的最小气速称为临界流化速度 umf
当流体速度更高时，固体颗粒就不能沉降下来，正常的流化状态被 破坏，整个床层的粒子被气流带走,床层上界面消失,床层处于气流输送阶
• B类颗粒，称为粗颗粒。粒度较大，在100～600μm之间， 密固度返混ρP较＝小140。0k砂g粒/m是3 ～典4型00的0Bkg类/m颗3 粒。。适于流化，密相中气、
• C类为超细颗粒，粒间有粘附性，颗粒间易团聚，气体容 易产生沟流，不适用于流化床。
• D类为过粗颗粒，流化时，易产生大气泡和节涌，操作难 以稳定，只在喷动床中才能较好流化。
➢ 按反应器的外型分 (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
2021
流化床反应器有两种主要形式： ①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工
过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如 催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活， 须用上述装置不断予以分离后进行再生。
流化床反应器
概述
流化床反应器 （fluidized bed reactor）
是利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处 于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应 过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器
流化床反应器通常为一直立的圆筒型容器，容器下部 一般设有分布板，细颗粒状的固体物料装填在容器内，流 体向上通过颗粒层，当流速足够大时，颗粒浮起，呈现流 化状态。由于气固流化床内通常出现气泡相和乳化相，状 似液体沸腾，因而流化床反应器亦称为沸腾床反应器。
层内部温度均匀，可在最佳温度点操作,而且易于控 制，特别适用于强放热反应； ③颗粒比较细小，有效系数高，可减少催化剂用量； ④压降恒定，不易受异物堵塞； ⑤便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化 剂失活速率高的过程的进行，石油馏分催化流化床 裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。
2021
流化床反应器的缺点
特别是液固系统，常表现为散式流化床，故又称液体流化床。
• 聚式流态化：当流速进一步提高到起始鼓泡速度Umb时，床层从低部出 现鼓泡，整个床层中气泡不断产生和破裂，床层压降的波动明显增加， 颗粒不是均匀地分散于床层中，而是程度不同的一团一团聚集在一起作 不规则的运动。这种现象称为聚式流态化。这种床层称为聚式流化床或 鼓泡床。床面以下的部分为密相床（又称乳相）（密相床中形如水沸， 故又称沸腾床），床面上的部分为稀相床（又称气泡相）。
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。
流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉 煤气化的温克勒炉，但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催 化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工 业等部门得到广泛应用。
2021
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
2021
2021
工业生产中常见流化床反应器形式
2021
2021
2021
循环流化床烟气脱硫装置
2021
鼓泡流化床反应器
2021
第一节 固体流态化的基本特征
一、固体流态化现象
流态化——固体粒子象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粒子运 动的。
流态化的形成：
2021
三、流化床反应器的流型及基本特征
• 起始流态化：固体开始流化时流体空床线速度为起始流化速度， umf一 般很小。
• 散式流态化：当流速高于最小流化速度时，随着流速的增加，得到的是 平稳的、逐渐膨胀的床层，固体颗粒均匀地分布于床层各处，床面清晰 可辨，略有波动，但相当稳定，床层压降的波动也很小且基本保持不变。 既使在流速较大时，也看不到鼓泡或不均匀的现象。称为散式流态化。 这种床层称为散式流化床，或膨胀床、均匀流化床。
段。此时的速度称为带出速度，也2称02最1 大流化速度ut 或终端速度。
流化床反应器 fluidized reactor
流态化现象
固 定 床
起 始 流 化
L
L0
L Lmf
ΔP 500
固定床 300
200
100
斜率=1
流化床
夹带开始 ΔP=W/At
50 1
2
umf
1050100 Nhomakorabea空床流速 u0 ㎝/s