化学反应工程第7章
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第七章
气固相催化反应流化床反应器
一、流化床简介
1. 什么是流化床反应器
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
当通过床层的流体流量较小时，颗粒受到的升力（浮
力与曳力之和）小于颗粒自身重力时，颗粒在床层内静止不 动，流体由颗粒之间的空隙通过。此时床层称为固定床。 随着流体流量增加，颗粒受到的曳力也随着增大。若 颗粒受到的升力恰好等于自身重量时，颗粒受力处于平衡状 态，故颗粒将在床层内作上下、左右、前后的激烈运动，这 种现象被称为固体的流态化，整个床层称为流化床。
2.流态化的不正常现象
⑴ 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。 ⑵ 节流（腾涌）在流化床的内径较小而床高与床 径比较大时，气泡在上升过程中因聚并而增大，气泡有
可能占据整个床层截面，气流将床层一节节地往上做柱
m
三、流化床的热传递
流化床的热量传递过程大体可分为：固体颗粒之间 的热量传递；气体与固体之间的热量传递；床层与床壁 （包括换热器）之间的热量传递。 由于流化床中颗粒处于高度运动状态，而固体的导
热系数较大，因此传热速率很快。床层中温度基本上可
气—固催化反应、矿石焙烧（冶金）、沸腾床（流化
床），燃烧锅炉（电力部门）。 ⑶ 有机化工领域 丙烯氨氧化制丙烯腈——腈纶 萘氧化——苯酐
乙炔、醋酸——醋酸乙烯——维尼纶
3. 流化床反应器的优点： ⑴ 颗粒流动类似液体，易于处理，控制； ⑵ 固体颗粒迅速混合，整个床层等温； ⑶ 颗粒可以在两个流化床之间流动、循环，使大量热、质
Re 20 Re 20
umf＝
1650
高雷诺数时，动能损失占主导，忽略前一项：
1.75 d p g umf 3 s mf
解得：
3 d p g s g 2 2
u
2 mf
s d p s g 3 mf 1.75 g
1 2
1133.67 0.0408 1.92 10 Remf 0.0568
4 3
1.1 1120 1.1 9.81 3.02 10
5 2
1 2
33.7
umf
d P g 0.192 10 1120 1.1 9.81 8.11 10 3 m s 1 1650 1650 3.02 10 5
p L 1 B s f g
当流速进一步增大时，床层空隙率和高度均增加，L（1-εB） 不再变化，因此Δp维持不变。由于气固系统中，气体的密度和 固体相比可以忽略，故Δp约等于单位面积床层的重力。
2. 临界化速度（最小流化速度） 临界流化速度是指颗粒层由固定床转为流化床时流 体的表观速度，也称初始流化速度或最低流化速度。用
200<ReP<500
n 4.45 Re 0.1
n=2.39
500<ReP
则浓相段的高度为：Lf=R· mf L
⑵ 稀相段床层高度的计算
稀相段也称分离段，主要是用来保证床内因气泡破 裂而挟带固体颗粒重新回到浓相段所需空间。可由下述 经验方程估算。
L2 1.2 103 L0 Re1.55 Ar 1.1 P
2 d p s g g
Re 1000
Re 1000
2 umf
24.5g
1
3 mf
14
1 mf
2 3 mf
11
3. 逸出速度（带出速度或最大速度）uT
流化床的气体流量一方面受umf限制，另一方面也受 固体颗粒被气体夹带的限制。当流化床中上升的气体流 速u等于颗粒的自由沉降速度时，颗粒就悬浮于气流中， 二不会沉降。当气流速度稍大于这一沉降速度时，颗粒
⑵ 若操作气速取12cm.s-1，催化剂装填高度L0=20cm，
催化剂堆积密度ρB=560kg.m-3，气体流量为122m3h-1，试估
算流化床内径以及浓相段、稀相段床高。
解：⑴ 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 直径 mm 120 0.121 100 0.147 80 0.175 60 0.246 40 0.360
塞式推动，在上升到某一位置二崩落，流化床的正常操 作被破坏。
体系发生流态化现象后，表现出类似于单一液体的特性，
如具有浮力、液面和压降，会发生泄漏，两个想通设备间会 表现出连通器的特性等。
2. 流化床的应用 ⑴ 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。 ⑵ 石油、大化工、冶金等领域
当0.2<ReP<1时
d P 0.03 1.92 104 0.8392 0.03 4.379 n 4.35 17.5 Re 4.35 17.5 dT 0.6
所以：
u 0.12 f u 0.2965 t
Ar
d g P
3 P
2
也可以通过查表的方法确定。
例：萘氧化制苯酐的反应，用微球硅胶钒做催化剂。已知催化 剂粒度分布如下：
目数 重量% >120 12 100-120 10 80-100 13 60-80 35 40-60 25 <40 5
催化剂颗粒密度ρP=1120kg.m-3 气体密度ρ=1.10kg.m-3 气体粘度μ=0.0302mPa· s ⑴ 计算起始流化速度和逸出速度。
假设Rem<2合理。 由Re=1.3，Re<10可得F=1 ut=0.2956m· -1 s
⑷ 计算流化床内径
dT 4VG πu 4 122 3600 0.6 0.12 π
m
⑸ 计算流化床浓相段床高
1.92 104 0.12 1.1 ReP 0.8392 5 3.02 10
有可能在床层之间传递；
⑷ 宜于大规模操作； ⑸ 气体和固体之间的热质传递较其它方式高； ⑹ 流化床与床内构件的给热系数大。
4. 流化床反应器的缺点： ⑴ 气体的流动状态难以描述，偏离平推流，气泡使颗粒 发生沟流，接触效率下降； ⑵ 颗粒在床层迅速混合，造成停留时间分布不均匀； ⑶ 脆性颗粒易粉碎被气流带走； ⑷ 颗粒对设备磨损严重；
2 P 3 2
⑶ 计算逸出速度（ut） 假设Rem<2
d P g 1.21 10 1120 1.1 9.81 u 0.2956 5 18 18 3.02 10
2 P 4 2
m s 1
Re
d Pu
1.21104 0.2956 1.1 1.3 2 5 3.02 10
低雷诺数时，粘滞力损失占主导，忽略后一项：
1501 mf d p g umf 2 3 s mf
3 d p g s g 2
3 s2 d p2 s g mf umf ＝ 150 1 mf 2 d p s g g
xi d Pi
颗粒的平均直径为：
x 1 d P i 0.99 0.752 0.797 1.680 0.839 0.139 0.192mm d Pi
1
⑵ 计算起始流化速度（umf）
Remf
3 d P P 33.7 2 0.0408 g 33.7 2
umf表示。
⑴ 用空气实验测定，然后加以校正。 f air ' s
umf umf
s
f f
⑵ 固定床和流化床压降公式联立
p L 1 B s f g
1 B 2 u0 1.75 1 B gu02 p 3 150 2 3 d L B s d p B s p
Ar d g P
3 P
2
1.92 10 1.1 9.81 1120 1.1 93.7 3.02 10
4 3 5 2
L2 1.2 103 0.2 0.83921.5593.71.1 1.3136
所以床层总高为： L=Lf+L2=0.5374+1.3136=1.851 cm
就会被带出。因而流化床中颗粒的逸出速度等于颗粒在
静止气体中的沉降速度。
uT
4 gd p s f 3
umf发生在底部，计算时用底部T,P和组成
来确定流体的密度和粘度，颗粒直径用不同粒
度的平均值。 uT发生在顶部，计算时用顶部T,P和组成 来确定流体的密度和粘度，颗粒直径用气相中 具有相当数目的最小颗粒的直径。
⑸ 对高温非催化操作，颗粒易于聚集和烧结。
二、流化床的工艺计算
1. 流化床压强降 在流化床阶段，床层压强降保持不变。其值等于单位面积 床层的净重力，可根据颗粒与流体间的摩擦力恰与其净重力平 衡的关系求出。 气固摩擦力=净重力=重力-浮力
pAt At L 1 B s f g
定义：床层膨胀比为R
Lf 1 mf R Lmf 1 f
εf——浓相段的床层空隙率
u f u t
0.2<ReP<1 1< ReP <200
1 n
d P 0.03 n 4.35 17.5 Re dT
d P 0.1 n 4.45 18 Re dT
在浓相段上升的气泡在界面上破裂，气泡内颗粒 以及受气泡挟带的乳化相中颗粒将被抛向浓相段上方 空间。这段空间称为稀相段或称分离段。
⑴ 浓相段的计算
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。
在两个目数间隔内颗粒平均直径可按几何平均值计算，即
d P d1d 2
则相应目数范围的颗粒平均直径为：
目数 dPi >120 0.121 0.99 100-120 0.133 0.752 80-100 0.163 0.797 60-80 0.208 1.680 40-60 0.298 0.839 <40 0.360 0.139
4. 反应器内径
4VG dt πu
VG：气流的体积流量m3s-1 dt：流化床内径m 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。
5. 浓相段和稀相段 当流体通过固体床层的空塔速度值高于初始流化 速度但低于逸出速度，颗粒在气流作用下悬浮于床层 中，所形成的流固混合物称为浓相段。
1 n
1 4.379
0.8139
mf
R
B 560 1 1 0.5 P 1120
1 mf 1 0.5 2.687 1 f 1 0.8139
Lf RLmf 2.687 0.2 0.5374
m
⑹ 计算稀相段床高
L2 1.2 103 L0 Re1.55 Ar 1.1 P
整理得：
1501 mf d p g umf 2 3 s mf 1.75 ＋ 3 s mf d p g umf
3 d p g s g 2 2
粘滞力损失 （摩擦阻力相）
动能损失 （局部阻力相）
气固相催化反应流化床反应器
一、流化床简介
1. 什么是流化床反应器
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
当通过床层的流体流量较小时，颗粒受到的升力（浮
力与曳力之和）小于颗粒自身重力时，颗粒在床层内静止不 动，流体由颗粒之间的空隙通过。此时床层称为固定床。 随着流体流量增加，颗粒受到的曳力也随着增大。若 颗粒受到的升力恰好等于自身重量时，颗粒受力处于平衡状 态，故颗粒将在床层内作上下、左右、前后的激烈运动，这 种现象被称为固体的流态化，整个床层称为流化床。
2.流态化的不正常现象
⑴ 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。 ⑵ 节流（腾涌）在流化床的内径较小而床高与床 径比较大时，气泡在上升过程中因聚并而增大，气泡有
可能占据整个床层截面，气流将床层一节节地往上做柱
m
三、流化床的热传递
流化床的热量传递过程大体可分为：固体颗粒之间 的热量传递；气体与固体之间的热量传递；床层与床壁 （包括换热器）之间的热量传递。 由于流化床中颗粒处于高度运动状态，而固体的导
热系数较大，因此传热速率很快。床层中温度基本上可
气—固催化反应、矿石焙烧（冶金）、沸腾床（流化
床），燃烧锅炉（电力部门）。 ⑶ 有机化工领域 丙烯氨氧化制丙烯腈——腈纶 萘氧化——苯酐
乙炔、醋酸——醋酸乙烯——维尼纶
3. 流化床反应器的优点： ⑴ 颗粒流动类似液体，易于处理，控制； ⑵ 固体颗粒迅速混合，整个床层等温； ⑶ 颗粒可以在两个流化床之间流动、循环，使大量热、质
Re 20 Re 20
umf＝
1650
高雷诺数时，动能损失占主导，忽略前一项：
1.75 d p g umf 3 s mf
解得：
3 d p g s g 2 2
u
2 mf
s d p s g 3 mf 1.75 g
1 2
1133.67 0.0408 1.92 10 Remf 0.0568
4 3
1.1 1120 1.1 9.81 3.02 10
5 2
1 2
33.7
umf
d P g 0.192 10 1120 1.1 9.81 8.11 10 3 m s 1 1650 1650 3.02 10 5
p L 1 B s f g
当流速进一步增大时，床层空隙率和高度均增加，L（1-εB） 不再变化，因此Δp维持不变。由于气固系统中，气体的密度和 固体相比可以忽略，故Δp约等于单位面积床层的重力。
2. 临界化速度（最小流化速度） 临界流化速度是指颗粒层由固定床转为流化床时流 体的表观速度，也称初始流化速度或最低流化速度。用
200<ReP<500
n 4.45 Re 0.1
n=2.39
500<ReP
则浓相段的高度为：Lf=R· mf L
⑵ 稀相段床层高度的计算
稀相段也称分离段，主要是用来保证床内因气泡破 裂而挟带固体颗粒重新回到浓相段所需空间。可由下述 经验方程估算。
L2 1.2 103 L0 Re1.55 Ar 1.1 P
2 d p s g g
Re 1000
Re 1000
2 umf
24.5g
1
3 mf
14
1 mf
2 3 mf
11
3. 逸出速度（带出速度或最大速度）uT
流化床的气体流量一方面受umf限制，另一方面也受 固体颗粒被气体夹带的限制。当流化床中上升的气体流 速u等于颗粒的自由沉降速度时，颗粒就悬浮于气流中， 二不会沉降。当气流速度稍大于这一沉降速度时，颗粒
⑵ 若操作气速取12cm.s-1，催化剂装填高度L0=20cm，
催化剂堆积密度ρB=560kg.m-3，气体流量为122m3h-1，试估
算流化床内径以及浓相段、稀相段床高。
解：⑴ 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 直径 mm 120 0.121 100 0.147 80 0.175 60 0.246 40 0.360
塞式推动，在上升到某一位置二崩落，流化床的正常操 作被破坏。
体系发生流态化现象后，表现出类似于单一液体的特性，
如具有浮力、液面和压降，会发生泄漏，两个想通设备间会 表现出连通器的特性等。
2. 流化床的应用 ⑴ 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。 ⑵ 石油、大化工、冶金等领域
当0.2<ReP<1时
d P 0.03 1.92 104 0.8392 0.03 4.379 n 4.35 17.5 Re 4.35 17.5 dT 0.6
所以：
u 0.12 f u 0.2965 t
Ar
d g P
3 P
2
也可以通过查表的方法确定。
例：萘氧化制苯酐的反应，用微球硅胶钒做催化剂。已知催化 剂粒度分布如下：
目数 重量% >120 12 100-120 10 80-100 13 60-80 35 40-60 25 <40 5
催化剂颗粒密度ρP=1120kg.m-3 气体密度ρ=1.10kg.m-3 气体粘度μ=0.0302mPa· s ⑴ 计算起始流化速度和逸出速度。
假设Rem<2合理。 由Re=1.3，Re<10可得F=1 ut=0.2956m· -1 s
⑷ 计算流化床内径
dT 4VG πu 4 122 3600 0.6 0.12 π
m
⑸ 计算流化床浓相段床高
1.92 104 0.12 1.1 ReP 0.8392 5 3.02 10
有可能在床层之间传递；
⑷ 宜于大规模操作； ⑸ 气体和固体之间的热质传递较其它方式高； ⑹ 流化床与床内构件的给热系数大。
4. 流化床反应器的缺点： ⑴ 气体的流动状态难以描述，偏离平推流，气泡使颗粒 发生沟流，接触效率下降； ⑵ 颗粒在床层迅速混合，造成停留时间分布不均匀； ⑶ 脆性颗粒易粉碎被气流带走； ⑷ 颗粒对设备磨损严重；
2 P 3 2
⑶ 计算逸出速度（ut） 假设Rem<2
d P g 1.21 10 1120 1.1 9.81 u 0.2956 5 18 18 3.02 10
2 P 4 2
m s 1
Re
d Pu
1.21104 0.2956 1.1 1.3 2 5 3.02 10
低雷诺数时，粘滞力损失占主导，忽略后一项：
1501 mf d p g umf 2 3 s mf
3 d p g s g 2
3 s2 d p2 s g mf umf ＝ 150 1 mf 2 d p s g g
xi d Pi
颗粒的平均直径为：
x 1 d P i 0.99 0.752 0.797 1.680 0.839 0.139 0.192mm d Pi
1
⑵ 计算起始流化速度（umf）
Remf
3 d P P 33.7 2 0.0408 g 33.7 2
umf表示。
⑴ 用空气实验测定，然后加以校正。 f air ' s
umf umf
s
f f
⑵ 固定床和流化床压降公式联立
p L 1 B s f g
1 B 2 u0 1.75 1 B gu02 p 3 150 2 3 d L B s d p B s p
Ar d g P
3 P
2
1.92 10 1.1 9.81 1120 1.1 93.7 3.02 10
4 3 5 2
L2 1.2 103 0.2 0.83921.5593.71.1 1.3136
所以床层总高为： L=Lf+L2=0.5374+1.3136=1.851 cm
就会被带出。因而流化床中颗粒的逸出速度等于颗粒在
静止气体中的沉降速度。
uT
4 gd p s f 3
umf发生在底部，计算时用底部T,P和组成
来确定流体的密度和粘度，颗粒直径用不同粒
度的平均值。 uT发生在顶部，计算时用顶部T,P和组成 来确定流体的密度和粘度，颗粒直径用气相中 具有相当数目的最小颗粒的直径。
⑸ 对高温非催化操作，颗粒易于聚集和烧结。
二、流化床的工艺计算
1. 流化床压强降 在流化床阶段，床层压强降保持不变。其值等于单位面积 床层的净重力，可根据颗粒与流体间的摩擦力恰与其净重力平 衡的关系求出。 气固摩擦力=净重力=重力-浮力
pAt At L 1 B s f g
定义：床层膨胀比为R
Lf 1 mf R Lmf 1 f
εf——浓相段的床层空隙率
u f u t
0.2<ReP<1 1< ReP <200
1 n
d P 0.03 n 4.35 17.5 Re dT
d P 0.1 n 4.45 18 Re dT
在浓相段上升的气泡在界面上破裂，气泡内颗粒 以及受气泡挟带的乳化相中颗粒将被抛向浓相段上方 空间。这段空间称为稀相段或称分离段。
⑴ 浓相段的计算
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。
在两个目数间隔内颗粒平均直径可按几何平均值计算，即
d P d1d 2
则相应目数范围的颗粒平均直径为：
目数 dPi >120 0.121 0.99 100-120 0.133 0.752 80-100 0.163 0.797 60-80 0.208 1.680 40-60 0.298 0.839 <40 0.360 0.139
4. 反应器内径
4VG dt πu
VG：气流的体积流量m3s-1 dt：流化床内径m 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。
5. 浓相段和稀相段 当流体通过固体床层的空塔速度值高于初始流化 速度但低于逸出速度，颗粒在气流作用下悬浮于床层 中，所形成的流固混合物称为浓相段。
1 n
1 4.379
0.8139
mf
R
B 560 1 1 0.5 P 1120
1 mf 1 0.5 2.687 1 f 1 0.8139
Lf RLmf 2.687 0.2 0.5374
m
⑹ 计算稀相段床高
L2 1.2 103 L0 Re1.55 Ar 1.1 P
整理得：
1501 mf d p g umf 2 3 s mf 1.75 ＋ 3 s mf d p g umf
3 d p g s g 2 2
粘滞力损失 （摩擦阻力相）
动能损失 （局部阻力相）