流化床反应器ppt
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流化床PPT课件
19
.
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
.
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
任务2-4流化床反应器操作指导
h
26
任务2-4 流化床反应器操作指导
h
27
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
28
(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
15
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
18
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
19
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
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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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：
6
d
3 p
s
g
6
d
3 p
f
g
CDS
4
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
2021/7/11
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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
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
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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：
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。
流化床反应器PPT课件
2.1 工业合成甲基氯硅烷的研究
虽然格力雅试剂可以形成很多不同的Si-C键，但在现代有机硅工 业中，它已经被更为有效的方法所替代，最著名的具有原料易得、工 序简单、不用溶剂、时空产率高，且易于实现连续化大生产的直接合 成法。
1941年，罗伊首先提出了直接法合成有机氯硅烷。 第二年，穆勒也取得了专利。
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第四章 动态模拟仿真
1 数值计算中参数的影响 A
B
2 数学模型
3 自由床流动特性的数值模拟 C
D 4 流化床外形对内部的流场的影响
4.1 数值计算中的参数影响
计算流体力学中，由于因变量在节点之间的 分布假设及推倒离散方程的方法不同，形成了有 限差分法、有限元法和有限体积法等不同类型的 离散化方法。
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。
化学反应工程第八章流化床反应器课件
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。
(3) 节涌流化床
对于高径比较大的流化床，直径较小， 当表观气速大到一定程度时，会由于气 泡直径长大到接近床层直径而产生气栓 （slug）。气栓像活塞一样向上升，而气 栓上面颗粒层中的颗粒纷纷下落，气栓 达到床层表面时即破裂。床层压降出现
A类颗粒称为细颗粒，一般粒度较小（30 ~ 100μm）并且颗
粒密度较小（ρp<1400 kg/m3）。 ➢ A类颗粒形成鼓泡床后，密相中空隙率明显大于临界流
化空隙率εmf ； ➢ 密相中气、固返混较严重，气泡相与密相之间气体交换
速度较高； ➢ 随着颗粒平均粒度降低，气泡尺寸随之减小； ➢ 催化裂化催化剂是典型的A类颗粒。
➢ 对于较小和较轻的A类颗粒，当表观气速ug刚超过临界 流化速度的一段操作范围内，多余的气体仍进入颗粒群 使之均匀膨胀而形成散式流态化，但进一步提高表观气 速将生成气泡而形成聚式流态化，这种情况下产生气泡 的相应表观气速称为起始鼓泡速度或最小鼓泡速度umb。
2. 聚式流态化与散式流态化
决定散式或聚式流态化的主要因素是固体与流体之 间的密度差，其次是颗粒尺寸。 当用水流化密度很大的铅颗粒，液-固流化床中也有大液 泡形成聚式流化行为。 当用1.5～2.0MPa压力下密度增大的空气流化260μm的砂 子，出现了散式流态化现象。 处于散式流态化的液-固流化床为均匀的理想流态化状态。
我国于1956年开始将流态化技术应用于工业装置，南京化学 工业公司自立更生建立了硫铁矿流化床焙烧装置，取代多层 硫铁矿机械焙烧炉，并迅速广泛推广，促进了硫酸工业发展。
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。
(3) 节涌流化床
对于高径比较大的流化床，直径较小， 当表观气速大到一定程度时，会由于气 泡直径长大到接近床层直径而产生气栓 （slug）。气栓像活塞一样向上升，而气 栓上面颗粒层中的颗粒纷纷下落，气栓 达到床层表面时即破裂。床层压降出现
A类颗粒称为细颗粒，一般粒度较小（30 ~ 100μm）并且颗
粒密度较小（ρp<1400 kg/m3）。 ➢ A类颗粒形成鼓泡床后，密相中空隙率明显大于临界流
化空隙率εmf ； ➢ 密相中气、固返混较严重，气泡相与密相之间气体交换
速度较高； ➢ 随着颗粒平均粒度降低，气泡尺寸随之减小； ➢ 催化裂化催化剂是典型的A类颗粒。
➢ 对于较小和较轻的A类颗粒，当表观气速ug刚超过临界 流化速度的一段操作范围内，多余的气体仍进入颗粒群 使之均匀膨胀而形成散式流态化，但进一步提高表观气 速将生成气泡而形成聚式流态化，这种情况下产生气泡 的相应表观气速称为起始鼓泡速度或最小鼓泡速度umb。
2. 聚式流态化与散式流态化
决定散式或聚式流态化的主要因素是固体与流体之 间的密度差，其次是颗粒尺寸。 当用水流化密度很大的铅颗粒，液-固流化床中也有大液 泡形成聚式流化行为。 当用1.5～2.0MPa压力下密度增大的空气流化260μm的砂 子，出现了散式流态化现象。 处于散式流态化的液-固流化床为均匀的理想流态化状态。
我国于1956年开始将流态化技术应用于工业装置，南京化学 工业公司自立更生建立了硫铁矿流化床焙烧装置，取代多层 硫铁矿机械焙烧炉，并迅速广泛推广，促进了硫酸工业发展。
应用化工技术专业《流化床反应器的结构》
流化床反响器的结构流化床反响器的根本结构一般流化床反响器都是由壳体、气体分布板、内部构件〔比方挡板、挡网等〕、内换热器、气固别离装置和固体颗粒参加和卸出装置所组成，如图2－7所示。
该图为一典型圆筒形壳体的流化床反响器示意图:1—壳体； 2—扩大段；3—旋风别离器； 4—进气口；5—换热管；6—物料入口；7—物料出口； 8—气体分布器；9—冷却水进口；10—冷却水出口；11—内部构件图2－7 流化床结构示意图具体部件解释如下：(1) 壳体壳体的作用主要是保证流化过程局限在一定的范围内进行，对于存在强烈的吸热或放热的反响过程，保证热量不散失或少散失，一般壳体由三层组成，由内向外，内层为耐火层，通常由耐火砖构成；中间层为保温层，由耐火纤维和矿渣棉等材料构成；最外层为钢壳，有的在钢壳外还设有保温层。
耐火层和保温层材料的选择和厚度要根据结构设计和传热计算确定，对于常温过程，一般只有一层钢壳即可。
〔2〕气体分布装置包括气体预分布器和气体分布板两局部。
预分布器由外壳和导向板组成〔或其他〕，是连接鼓风设备和分布板的部件。
预分布器的作用是使气体的压力均匀，使气体均匀进入分布板，从而减少气体分布板在均匀分布气体方面的负荷，与分布板相比，预分布器仅仅居于次要地位。
常用气体预分布器的结构形式如图2－7所示。
a 弯管式b 同心圆锥壳式c 帽式d 充填式e 开口式图2-7气体预分布器的结构形式〔3〕内部构件内部构件有水平构件和垂直构件之分，有不同结构形式，挡板和挡网是最常用的形式，主要用来破碎气泡，改善气固接触，减少返混，从而提高反响速率和反响转化率。
大多数反响器设置内部构件，对于自由床〔流化床燃烧器〕那么不设内部构件，床内只有换热管或称为水冷壁和管束。
〔4〕换热装置流化床反响器的换热装置可以装在床层内即床内换热器，也可以使用夹套式换热器，作用是及时移走或供应热量。
〔5〕气固别离装置流化床在运行过程中，由于固体颗粒强烈的扰动，一些细小的颗粒总要随气体溢出流化床外，气固别离装置的作用就是回收这局部细小颗粒使其返回床层，常用的气固别离装置有旋风别离器和内过滤器两种。
流化床反应器的基本概念与结构[优质PPT]
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匀，故称作散式流化态。
颗粒越细，流体与固体的△ρ值越小，则越接近理想流化，流化质 量也就越好。
聚式流化
db/dp＞10
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。
流化床中常见的异常现象
沟流
定义：气体通过床层时，其流速虽超过umf，但床内只形成一条 狭窄，大部分庆层仍处于固定状态，这种现象称为沟流。沟流分局部 沟流和贯穿沟流。 危害：产生死床，造成催化剂烧结，降低催化剂使用寿命，降 低转化率和生产能力。 造成原因： 颗粒太细、潮湿、易粘结；床层薄；气速过低或气 流分布不合理；气体分布板不合理。 消除方法：加大气速；干燥颗粒；加内部构件；改善分布板。
消除方法：床内设内部构件；降低u
压降：
p ( 1 m ) h m f (s f f) g ( 1 f) h f(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ห้องสมุดไป่ตู้压降与流化速度无关。
流化速度u0 临界流化速度umf 操作速度u0 带出速度ut
流化床反应器
固体流态化的基本概念 流化床反应器的结构
固体流态化的基本概念
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： 流体自上而下流过催化剂床层时，根据流体流速的不同，床层经
历三个阶段： 固定床阶段：u0＜umf时，固体粒子不动，床层压降随u增大而增大。 流化床阶段：umf≤u0≤ut时,固体粒子悬浮湍动,床层分为浓相段和 稀相段，u增大而床层压降不变。 输送床阶段：u0 ＞ ut 时,粒子被气流带走,床层上界面消失,u增大而 压降有所下降。
颗粒越细，流体与固体的△ρ值越小，则越接近理想流化，流化质 量也就越好。
聚式流化
db/dp＞10
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。
流化床中常见的异常现象
沟流
定义：气体通过床层时，其流速虽超过umf，但床内只形成一条 狭窄，大部分庆层仍处于固定状态，这种现象称为沟流。沟流分局部 沟流和贯穿沟流。 危害：产生死床，造成催化剂烧结，降低催化剂使用寿命，降 低转化率和生产能力。 造成原因： 颗粒太细、潮湿、易粘结；床层薄；气速过低或气 流分布不合理；气体分布板不合理。 消除方法：加大气速；干燥颗粒；加内部构件；改善分布板。
消除方法：床内设内部构件；降低u
压降：
p ( 1 m ) h m f (s f f) g ( 1 f) h f(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ห้องสมุดไป่ตู้压降与流化速度无关。
流化速度u0 临界流化速度umf 操作速度u0 带出速度ut
流化床反应器
固体流态化的基本概念 流化床反应器的结构
固体流态化的基本概念
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： 流体自上而下流过催化剂床层时，根据流体流速的不同，床层经
历三个阶段： 固定床阶段：u0＜umf时，固体粒子不动，床层压降随u增大而增大。 流化床阶段：umf≤u0≤ut时,固体粒子悬浮湍动,床层分为浓相段和 稀相段，u增大而床层压降不变。 输送床阶段：u0 ＞ ut 时,粒子被气流带走,床层上界面消失,u增大而 压降有所下降。
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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。
➢ 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
-
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。
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
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。
-
流化床反应器的缺点
段。此时的速度称为带出速度，也称- 最大流化速度ut 或终端速度。
流化床反应器 fluidized reactor
流态化现象
固
起
定 化始
床
流
L
L0
L Lmf
ΔP 500
=W/At
100
斜率=1
50 1
（膨 散胀 式床 ）
2
umf
10
50
100
空床流速 u0 ㎝/s
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。
• B类颗粒，称为粗颗粒。粒度较大，在100～600μm之间， 密度ρP＝1400kg/m3 ～4000kg/m3 。适于流化，密相中气、 固返混较小 。砂粒是典型的B类颗粒。
• 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。
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。
-
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
➢ 按反应器的外型分 (1)圆筒形 (2)圆锥形
-
-
工业生产中常见流化床反应器形式
-
-
-
循环流化床烟气脱硫装置
-
鼓泡流化床反应器
-
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：
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：
-
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。
（鼓 节
聚泡 式床 ）
涌 气
送流 输
Lf
L Lf
流体 流体 流体 流体 流体 流体 -
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。
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
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。
-
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
-
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
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。
➢ 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
-
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。
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
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。
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流化床反应器的缺点
段。此时的速度称为带出速度，也称- 最大流化速度ut 或终端速度。
流化床反应器 fluidized reactor
流态化现象
固
起
定 化始
床
流
L
L0
L Lmf
ΔP 500
=W/At
100
斜率=1
50 1
（膨 散胀 式床 ）
2
umf
10
50
100
空床流速 u0 ㎝/s
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。
• B类颗粒，称为粗颗粒。粒度较大，在100～600μm之间， 密度ρP＝1400kg/m3 ～4000kg/m3 。适于流化，密相中气、 固返混较小 。砂粒是典型的B类颗粒。
• 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。
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。
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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
➢ 按反应器的外型分 (1)圆筒形 (2)圆锥形
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工业生产中常见流化床反应器形式
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循环流化床烟气脱硫装置
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鼓泡流化床反应器
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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：
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：
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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。
（鼓 节
聚泡 式床 ）
涌 气
送流 输
Lf
L Lf
流体 流体 流体 流体 流体 流体 -
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。
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
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。
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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
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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