化学反应工程第八章流化床反应器课堂PPT

1、第八章第八章流化床反应工程流化床反应工程 n第一节第一节 固体流态化的基本特征固体流态化的基本特征n第二节第二节 流化床的特征速度流化床的特征速度n第三节第三节 气气-固密相流化床固密相流化床n第四节第四节 循环流化床循环流化床目目 录录 n固体散料悬浮于运动的流体，颗粒之间脱离接触而具有类似固体散料悬浮于运动的流体，颗粒之间脱离接触而具有类似于流体性能的过程，称为于流体性能的过程，称为“固体流态化固体流态化”。n流化床反应器：流化床反应器：利用气体或液体利用气体或液体自下而上自下而上通过固体颗粒床层通过固体颗粒床层而使固体颗粒处于而使固体颗粒处于悬浮悬浮运动状态，并进行气固相反应或液固运动状

2、态，并进行气固相反应或液固相反应的反应器。相反应的反应器。n我国于我国于1956年开始将流态化技术应用于工业装置，南京化学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。硫铁矿机械焙烧炉，并迅速广泛推广，促进了硫酸工业发展。前前 言言 n国际上重质油催化裂化使用流态化技术的工业装置投产国际上重质油催化裂化使用流态化技术的工业装置投产于于1942年，我国自主开发的第一套流化床催化裂化工业年，我国自主开发的第一套流化床催化裂化工业装置于装置于196

3、5年建成投产，缩短了我国与发达国家在炼油年建成投产，缩短了我国与发达国家在炼油领域内的差距，并对裂化催化剂及流化床装置系统进行领域内的差距，并对裂化催化剂及流化床装置系统进行了多次重大改进，发表了多部有关的专著（重质油国家了多次重大改进，发表了多部有关的专著（重质油国家重点实验室）。重点实验室）。n我国流化床催化工业反应器已广泛应用于丙烯腈等有机我国流化床催化工业反应器已广泛应用于丙烯腈等有机合成中强放热反应而要求温度范围较窄的过程。合成中强放热反应而要求温度范围较窄的过程。n在能源工业方面，我国正在发展超高压循环流化床电站在能源工业方面，我国正在发展超高压循环流化床电站锅炉。锅炉。前前 言言

4、1. 颗粒的分类颗粒的分类 颗粒的密度及粒度对流化特性有显著影响。根据不同的颗粒的密度及粒度对流化特性有显著影响。根据不同的颗粒密度和粒度，颗粒可以分为颗粒密度和粒度，颗粒可以分为a、b、c、d 共共4类。类。na类颗粒称为细颗粒类颗粒称为细颗粒，一般粒度较小（，一般粒度较小（30 100m）并且颗）并且颗粒密度较小（粒密度较小（p1400 kg/m3）。）。a类颗粒形成鼓泡床后，类颗粒形成鼓泡床后，密相中空隙率明显大于临界流密相中空隙率明显大于临界流化空隙率化空隙率mf ；密相中气、固返混较严重，气泡相与密相之间气体交换密相中气、固返混较严重，气泡相与密相之间气体交换速度较高；速度较高；随着

5、颗粒平均粒度降低，气泡尺寸随之减小；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催化裂化催化剂是典型的a类颗粒类颗粒。第一节第一节 固体流态化的基本特征及工业应用固体流态化的基本特征及工业应用一、流态化现象一、流态化现象 nb类颗粒称为粗颗粒类颗粒称为粗颗粒，一般粒度较大（，一般粒度较大（100 600 m）并且）并且颗粒密度较大（颗粒密度较大（ p20510提升管直径，提升管直径，m0.71548固体贮量固体贮量高高低低出口结构出口结构平滑平滑非平滑非平滑 n当床层从低气速流态化的鼓泡床、湍动床转变为高气速的当床层从低气速流态化的鼓泡床、湍动床转变为高气速的流态化后，气体从

6、流态化后，气体从分散的气泡分散的气泡逐渐过渡到逐渐过渡到连续的气流连续的气流；颗；颗粒逐渐转变为分散在气流中的颗粒聚集体，成为分散相。粒逐渐转变为分散在气流中的颗粒聚集体，成为分散相。这一区域的流速称为这一区域的流速称为转相流化速度转相流化速度（phase fluidization velocity）utf；n在转相后的快速流化区，由于气、固间剧烈变动，传质及在转相后的快速流化区，由于气、固间剧烈变动，传质及传热效率增高，适合于许多快速的强放热及强吸热反应，传热效率增高，适合于许多快速的强放热及强吸热反应，如石油加工中的催化裂化反应。如石油加工中的催化裂化反应。 2. 高气速气高气速气-固流态

7、化中的流型固流态化中的流型 循环流化床中颗粒浓度沿床层轴向呈上稀下浓的连续循环流化床中颗粒浓度沿床层轴向呈上稀下浓的连续分布。颗粒浓度沿床层径向为中心稀，边壁浓，颗粒流速分布。颗粒浓度沿床层径向为中心稀，边壁浓，颗粒流速在中心区主要向上，边壁区主要向下，呈现明显的内循环在中心区主要向上，边壁区主要向下，呈现明显的内循环流动，或称为环流动，或称为环-核（核（core-annulus）模型，导致一定程度）模型，导致一定程度的颗粒返混，气体返混则大为减小。的颗粒返混，气体返混则大为减小。 快快床床颗颗粒粒的的径径向向分分布布颗粒含率颗粒含率实际分布实际分布模型分布模型分布0.20.4 0.6高高度度

8、快床快床气流输送气流输送湍流床湍流床 鼓泡流化床鼓泡流化床密度密度图：各种状态图：各种状态 流化床沿床高密度变化流化床沿床高密度变化 传统的重质油流化催化反应传统的重质油流化催化反应器采用循环流化床，原料油气化器采用循环流化床，原料油气化后与经烧焦再生恢复活性的裂化后与经烧焦再生恢复活性的裂化催化剂，经上行提升管反应器，催化剂，经上行提升管反应器，结焦后的催化剂经下行再生器结焦后的催化剂经下行再生器（即伴床）烧焦再生，形成循环（即伴床）烧焦再生，形成循环流化床。流化床。烧烧焦焦罐罐提提升升管管蒸蒸汽汽洗洗脱脱空气空气油气油气2. 高气速气高气速气-固流态化中的流型固流态化中的流型n近年来，将气

9、近年来，将气-固并流上固并流上行提升管反应器改为气行提升管反应器改为气-固并流下行床反应器，原固并流下行床反应器，原来的提升管作为伴床再生来的提升管作为伴床再生器，称为气器，称为气-固顺重力场固顺重力场流态化。流态化。2. 高气速气高气速气-固流态化中的流型固流态化中的流型顺重力场流动顺重力场流动与与上行床的逆重力场流动上行床的逆重力场流动比较比较:n局部颗粒浓度，局部气、固速度的径向分布更局部颗粒浓度，局部气、固速度的径向分布更均匀；均匀；n气、固相在反应器内的停留时间分布更均匀；气、固相在反应器内的停留时间分布更均匀；n有利于提高选择性；有利于提高选择性；n特别适用于一些需要接触时间短的裂

10、解过程，特别适用于一些需要接触时间短的裂解过程，如现行高活性的分子筛裂解催化剂。如现行高活性的分子筛裂解催化剂。n反应器空隙率高，固相存量少；反应器空隙率高，固相存量少；n固相含量低导致床层与换热面间传热速率较低。固相含量低导致床层与换热面间传热速率较低。 高气速流化床与低气速流化床操作的比较高气速流化床与低气速流化床操作的比较 高气速流态化的优缺点高气速流态化的优缺点 1. 流态化技术流态化技术的基本问题的基本问题：(1) 气流体的分布气流体的分布分布器的结构；分布器的结构；(2) 颗粒的流动特性颗粒的流动特性颗粒的尺寸、形状、密度及粒度分布；颗粒的尺寸、形状、密度及粒度分布；(3) 特征流

11、速特征流速临界流化速度、起始湍动流化速度等；临界流化速度、起始湍动流化速度等；(4) 床层的膨胀与压降；床层的膨胀与压降；(5) 气泡的行为和影响气泡的行为和影响气泡的结构、尺寸和上升速度；气泡的结构、尺寸和上升速度； 乳相的行为和影响；乳相的行为和影响； 流态化的热、质传递；流态化的热、质传递； 内部构件的影响内部构件的影响垂直管、水平管、横向挡板及特殊构件垂直管、水平管、横向挡板及特殊构件 颗粒的夹带和分离；颗粒的夹带和分离； 颗粒的输送；颗粒的输送；(6) 流态化过程数学模型。流态化过程数学模型。三、流态化技术的基本问题三、流态化技术的基本问题 (1) 床内物料的流化状态，有助于实施连续

12、流动和循环操作；床内物料的流化状态，有助于实施连续流动和循环操作； (2) 传热效能高，而且床内温度易于维持均匀。传热效能高，而且床内温度易于维持均匀。 (3) 气气固相之间的传质速率较高。固相之间的传质速率较高。 (4) 粒子较细，可降低或消除内扩散阻力，充分发挥催化剂的效粒子较细，可降低或消除内扩散阻力，充分发挥催化剂的效能；能； (5) 流化床的结构比较简单、紧凑，故适于大型生产操作；流化床的结构比较简单、紧凑，故适于大型生产操作；2. 流态化技术流态化技术优点优点 低气速下，大气泡的存在易造成气体短路，返混明显，气低气速下，大气泡的存在易造成气体短路，返混明显，气体严重偏离平推流，对转

13、化率影响较大；体严重偏离平推流，对转化率影响较大； 多相流系统规律复杂，工程放大技术难度较大；多相流系统规律复杂，工程放大技术难度较大； 固体粒子的迅速循环和气泡的搅动作用，会造成固体粒子固体粒子的迅速循环和气泡的搅动作用，会造成固体粒子停留时间分布不均，降低了固体的出口平均转化率；停留时间分布不均，降低了固体的出口平均转化率； 粒子的磨损和带出造成催化剂损耗，加剧了对设备的磨损。粒子的磨损和带出造成催化剂损耗，加剧了对设备的磨损。3. 流态化技术流态化技术缺点缺点（1）物理操作）物理操作（2）矿物加工）矿物加工（3）煤的燃烧和转化）煤的燃烧和转化（4）石油加工）石油加工（5）有机合成工业）有

14、机合成工业（6）材料工业）材料工业四、流态化技术的工业应用四、流态化技术的工业应用第二节第二节 流化床的特征速度流化床的特征速度流化床的特征速度：流化床的特征速度：f临界流化速度临界流化速度 umff起始鼓泡速度起始鼓泡速度 umbf起始湍动流化速度起始湍动流化速度 ucf快速流化的转变速度快速流化的转变速度 utff颗粒的终端速度颗粒的终端速度 ut一、临界流化速度及起始鼓泡速度一、临界流化速度及起始鼓泡速度1. 临界流化速度临界流化速度(1) 均匀颗粒均匀颗粒图图8-4 均匀砂粒的压降与气速的关系均匀砂粒的压降与气速的关系pmax表观气速表观气速ug, m/sumfut1 2 3 5 10

15、 20 30 50 100p，mmh2o50030020010050 0 mf流化床流化床固定床固定床夹带开始夹带开始tawp abc 当当ug较小时，床层处于固定床状态，较小时，床层处于固定床状态， 与与ug约约成正比，即固定床压降式，一般采用成正比，即固定床压降式，一般采用ergun式；式； 床层压降达一最大值床层压降达一最大值 后，床层中原来紧挤后，床层中原来紧挤着的颗粒要先被松动，然后颗粒开始流动；着的颗粒要先被松动，然后颗粒开始流动； maxp p 略有降低，又趋于某一定值略有降低，又趋于某一定值,即床层静压即床层静压w/ac。此。此时床层处于由固定床向流化床转变的临界状态，相应的时

16、床层处于由固定床向流化床转变的临界状态，相应的表观流速称为临界流化速度表观流速称为临界流化速度umf，此后床层压降几乎保持，此后床层压降几乎保持不变，直至颗粒被带走不变，直至颗粒被带走, 迅速下降。如果缓慢降低表观迅速下降。如果缓慢降低表观流速，床层逐步恢复到固定床，压降流速，床层逐步恢复到固定床，压降 将沿略为降低的将沿略为降低的路径返回，并且不再出现极值，压降比增加表观流速时路径返回，并且不再出现极值，压降比增加表观流速时小一些，小一些，这是由于颗粒逐渐静止下来时，大体保持临界这是由于颗粒逐渐静止下来时，大体保持临界流速时的床层空隙率流速时的床层空隙率 ，从图中实线的拐弯点即可确定，从图中

17、实线的拐弯点即可确定临界流化速度。临界流化速度。p p p mf 有许多关联式计算临界流化数速度，但大多数关联式有许多关联式计算临界流化数速度，但大多数关联式只适用于所研究的颗粒直径及临界只适用于所研究的颗粒直径及临界remf 的实验范围；的实验范围； 较为通用并且适用范围较广的计算较为通用并且适用范围较广的计算umf的关联式是的关联式是wen和和yu基于基于ergun的固定床压力降计算式获得的关联式。的固定床压力降计算式获得的关联式。 临界流化状态时，床层的压力降临界流化状态时，床层的压力降 应按下式计算：应按下式计算： 式中式中 是临界流化时的床层空隙率，是临界流化时的床层空隙率， 和和

18、分别是固体颗分别是固体颗粒和流体的密度，粒和流体的密度，/m3 。p (1)()mfmfsfcwplga mfsf ergun固定床压力降计算式如下：固定床压力降计算式如下： 及及 以上诸式中，以上诸式中，ds为与颗粒等比表面积的圆球直径，为与颗粒等比表面积的圆球直径，dv为与颗粒等体积的圆球直径，为与颗粒等体积的圆球直径，uf 为流体的表观流速，为流体的表观流速， 为为形状因子。形状因子。 231501(1.75)()reffmsupld 11re()()11sffsmffdud g 6psvspvdds s 临界流化速度时，临界流化速度时， 上式等号的左、右方均乘以上式等号的左、右方均乘以

19、 ，并以，并以 代入，代入，化简可得：化简可得：22331150(1)11.75()()()(1)()fmfmfmfffmfmfmfsfsmfsfmfsmfuugddud 32/sffdssvdd 323232150(1)()1.75()()vmffmfvmffvfsfsmffsmfffd ud udg 以量纲以量纲1数数 即即ar (archmides)数数, 和和 代入上式，即代入上式，即32() /vfsffdg remfvmfffd u 2323150(1)1.75(re)remfmfmfsmfsmfar (2) 不均匀颗粒不均匀颗粒 流化床中的颗粒大多数为形状不规则且粒度不均匀的流化

20、床中的颗粒大多数为形状不规则且粒度不均匀的颗粒群。根据颗粒群。根据wen和和yu提出的非球形颗粒粒径可采用两提出的非球形颗粒粒径可采用两相邻筛网的网孔净宽的几何平均值，或称为筛分直径相邻筛网的网孔净宽的几何平均值，或称为筛分直径dpi，作为等体积圆球直径作为等体积圆球直径dv。 形状不规则并存在粒度分布的颗粒群的调和平均直径形状不规则并存在粒度分布的颗粒群的调和平均直径11niipipxdd wen和和yu整理了许多研究者对多种球形及非球形颗粒，整理了许多研究者对多种球形及非球形颗粒，以水、空气、以水、空气、co2、氩及、氩及h2-n2混合气体作流体的临界流混合气体作流体的临界流化速度化速度u

21、mf在广泛范围的实验数据，其中在广泛范围的实验数据，其中 为为0.1361.0，粒，粒径为径为0.0550，得到下列近似关系：，得到下列近似关系： 则：则： 而而 c1=33.7，c2=0.0408。s 23(1) ()11mfsmf31 ()14smf 20.5121remfpmfffd ucc arc 对于小颗粒，对于小颗粒，ar数很小，即数很小，即 对于大颗粒，对于大颗粒，ar数很大，即数很大，即 2()(1650)mfpsffudg re20mf 0.5()(24.5)mfpsffudg re1000mf 2. 散式流态化与聚式流态化的判据散式流态化与聚式流态化的判据 wilhelm及

22、及kwawk在实验的基础上提出以在实验的基础上提出以fr（froude）数表达的下述判据式：）数表达的下述判据式： 液液-固散式流态化固散式流态化 气气-固聚式流态化固聚式流态化2/()0.13mfmfpfrugd0.13mffr3. 起始鼓泡速度起始鼓泡速度 对于对于b类和类和d类颗粒，当表观气速超过临界流化速度类颗粒，当表观气速超过临界流化速度时，床层即已进入鼓泡流化床；对于时，床层即已进入鼓泡流化床；对于a类较小和较轻的颗类较小和较轻的颗粒，当粒，当ug 超过超过umf 后，还会经历一个散式流态化阶段，然后，还会经历一个散式流态化阶段，然后进入鼓泡流化床。此时，气后进入鼓泡流化床。此时，

23、气-固流化床的起始鼓泡速度固流化床的起始鼓泡速度umb可按可按geldart提出的下式计算提出的下式计算 式中各物性参数的单位是式中各物性参数的单位是 制。制。kg m s 40.90.1/4.125 10/()mbmfggsgpuugd 4. 单组分不等粒度颗粒对临界流化速度单组分不等粒度颗粒对临界流化速度 及起始鼓泡速度的影响及起始鼓泡速度的影响 实践表明，颗粒的流化特征不仅与颗粒的粒度有关，实践表明，颗粒的流化特征不仅与颗粒的粒度有关，并且与粒度分布及混合并且与粒度分布及混合 颗粒的组成有关。在流态化过程中，颗粒的组成有关。在流态化过程中，uf开始增加时，开始增加时，许多粒度或密度较大的

24、颗粒继续以固定床的状态存在，许多粒度或密度较大的颗粒继续以固定床的状态存在，有些会被粒度或密度较小的颗粒冲击而带动，但基本上有些会被粒度或密度较小的颗粒冲击而带动，但基本上会下沉而失去流态化。当流速超过会下沉而失去流态化。当流速超过d点时，粒度或密度较点时，粒度或密度较大的颗粒逐渐流态化，不同粒度或密度颗粒的沉降速度大的颗粒逐渐流态化，不同粒度或密度颗粒的沉降速度也不同。也不同。 随着粒径的减小和细颗粒分数的增加，较难产生气泡，随着粒径的减小和细颗粒分数的增加，较难产生气泡，而气泡的形成对床层的热、质传递和稳定性都不利，即而气泡的形成对床层的热、质传递和稳定性都不利，即细颗粒分数增加有利于改善

25、床层的流化质量。细颗粒分数增加有利于改善床层的流化质量。 fuploglog图图8-5 颗粒不均匀或密度不同的混合颗颗粒不均匀或密度不同的混合颗粒的流态化的粒的流态化的 图图二、起始湍动流化速度、快速流态化二、起始湍动流化速度、快速流态化 及密相气力输送的转变速度及密相气力输送的转变速度 陈少鹏等根据改变操作压力对无内部构件自由床的起陈少鹏等根据改变操作压力对无内部构件自由床的起始湍动流化速度始湍动流化速度uc的影响试验，获得的影响试验，获得uc与有关参数间的关与有关参数间的关联式如下：联式如下：1. 起始湍动流化速度起始湍动流化速度320200.20.270.271.270.2112.42

26、10()() ()()ggsgcrrrgggppuddddgd ? 采用尺寸和密度都较大的颗粒，相同气速下向湍动流态采用尺寸和密度都较大的颗粒，相同气速下向湍动流态 化转变的化转变的uc值升高，而采用尺寸较小和较轻的颗粒，则值升高，而采用尺寸较小和较轻的颗粒，则uc较小，有利于改善密相流化床的流化质量；较小，有利于改善密相流化床的流化质量；? 增加操作压力，增加操作压力， uc值下降；值下降；? 增加操作温度，增加操作温度， uc值上升；值上升；? 流化床床径加大，对流化床床径加大，对uc的影响减少，床径大到一定程度的影响减少，床径大到一定程度 后，对后，对uc值已无影响。值已无影响。2. 湍

27、动流态化向快速流态化的转变速度湍动流态化向快速流态化的转变速度 湍动流态化向快速流态化的转变速度湍动流态化向快速流态化的转变速度utf可采可采用白丁荣等用白丁荣等18根据多组实验数据获得的关联式：根据多组实验数据获得的关联式： 式中式中gs为颗粒的循环通量，为颗粒的循环通量， ； ret为按颗粒带出速度为按颗粒带出速度ut计算的计算的re数。数。0.2680.690.2(/)1.463()()(/)retfrsrgsggrptugdg ddd 2/()kgms 3. 快速流态化向密相气力输送的转变速度快速流态化向密相气力输送的转变速度 白丁荣等根据实验数据，获得快速流态化向密相气力白丁荣等根据

28、实验数据，获得快速流态化向密相气力输送的转变速度输送的转变速度ufd的表达式：的表达式：0.4420.960.344(/)0.684(/)()/(/)refdrsrgsggrptugdg ddd 三、颗粒的终端速度三、颗粒的终端速度 在相同直径的光滑球形颗粒的散料悬浮层中，如果颗在相同直径的光滑球形颗粒的散料悬浮层中，如果颗粒之间有足够大的间距，比颗粒粒径粒之间有足够大的间距，比颗粒粒径dp大大n个数量级或更个数量级或更大，大， 悬浮层中每颗颗粒的行为可以作为单一悬浮颗粒来悬浮层中每颗颗粒的行为可以作为单一悬浮颗粒来研究，悬浮的条件为颗粒的重力减去在在流体中的浮力研究，悬浮的条件为颗粒的重力减

29、去在在流体中的浮力等于在流体中所受的曳力，即等于在流体中所受的曳力，即 式中式中gds为单颗粒的曳力系数。为单颗粒的曳力系数。1.单颗光滑球形颗粒的终端速度单颗光滑球形颗粒的终端速度233211()()() ()6642fpspfdspudgdgcd 在低在低ret数情况下，数情况下，ut与粒径平方成正比，流与粒径平方成正比，流体密度的影响甚小，成为黏滞力控制区。在高体密度的影响甚小，成为黏滞力控制区。在高ret情况下，情况下，ut与粒径平方根成正比，与流体的黏与粒径平方根成正比，与流体的黏度无关，称为惯性力控制区。度无关，称为惯性力控制区。2. 非球形颗粒的终端速度非球形颗粒的终端速度 对于

30、不同形状因子对于不同形状因子 的单颗粒，曳力系数的单颗粒，曳力系数cds值可从值可从下图求得下图求得s图图8-6 单颗粒曳力系数单颗粒曳力系数cds与雷诺数的关系与雷诺数的关系三、颗粒群的曳力系数三、颗粒群的曳力系数cd 颗粒群悬浮于气流中，即使单颗颗粒的粒径颗粒群悬浮于气流中，即使单颗颗粒的粒径相等，由于颗粒间相互作用，使曳力系数下降，相等，由于颗粒间相互作用，使曳力系数下降，称为受阻曳力系数称为受阻曳力系数cd。在快速流化床中，白丁荣。在快速流化床中，白丁荣等等20通过多种通过多种a、b类颗粒的大量快速床的试验类颗粒的大量快速床的试验数据分析，获得数据分析，获得cd/cds的关联式如下：的

31、关联式如下： 上式中上式中usl为气为气-固两相间平均滑落速度，而固两相间平均滑落速度，而 105. 0213. 1253. 0)/()re/(re68. 1/rptrdsdddcc)/(regslgprudpgsluuu)/()1 (/sspgu第三节第三节 气气- -固密相流化床固密相流化床 气气-固密相流化床主要由床体、气体分布器换热装置、固密相流化床主要由床体、气体分布器换热装置、内部构件和颗粒捕集系统组成。内部构件和颗粒捕集系统组成。一、气一、气- -固密相流化床的基本结构固密相流化床的基本结构图图8-7 典型的密相流化床典型的密相流化床结构示意图结构示意图1. 气体分布器气体分布器

32、 气体分布器的主要作用是将流化气体均匀地分布在整气体分布器的主要作用是将流化气体均匀地分布在整个床层截面，也起到支撑流化颗粒的作用，为了保证气个床层截面，也起到支撑流化颗粒的作用，为了保证气体分布均匀，一般分布板开孔率约为体分布均匀，一般分布板开孔率约为1%以下，而分布板以下，而分布板的压降为床层压降的的压降为床层压降的1020%，在工业流化床中，由于床，在工业流化床中，由于床层提高，有时分布板压降设计为床层压降的层提高，有时分布板压降设计为床层压降的5%。 管栅分布器：管栅分布器：单层筛板单层筛板直形筛板直形筛板凹形筛板凹形筛板多层筛板多层筛板夹层填料夹层填料泡帽泡帽侧缝锥帽侧缝锥帽原则：原

33、则：以分布均匀，防以分布均匀，防止积料，结构简单和止积料，结构简单和材料节省为宜。材料节省为宜。直孔筛板直孔筛板凹形筛板凹形筛板直孔泡帽分布板直孔泡帽分布板泡帽侧缝分布板泡帽侧缝分布板锥型侧缝分布板锥型侧缝分布板 工业流化床反应器的床体工业流化床反应器的床体大都是圆柱形，上部扩大段直大都是圆柱形，上部扩大段直径一般为下部密相床直径的径一般为下部密相床直径的1.52.5倍倍。 流化床内气流化床内气-固浓相界面以固浓相界面以上 的 区 域 称 为上 的 区 域 称 为 自 由 空 域自 由 空 域（freeboard）。由于气泡逸。由于气泡逸出床面时的弹射和夹带作用，出床面时的弹射和夹带作用，一些

34、颗粒会离开浓相床层进入一些颗粒会离开浓相床层进入自由空域。一部分自由空域内自由空域。一部分自由空域内的颗粒在重力作用下返回浓相的颗粒在重力作用下返回浓相床，而另一部分较细小的颗粒床，而另一部分较细小的颗粒则最终被气流带出流化床。则最终被气流带出流化床。2. 自由空域和扩大段自由空域和扩大段 扩大段可以显著地降低气流的速度，从而有助于自由扩大段可以显著地降低气流的速度，从而有助于自由空域内的颗粒通过沉降作用返回浓相、减少颗粒带出及空域内的颗粒通过沉降作用返回浓相、减少颗粒带出及降低自由空域内的颗粒浓度。降低自由空域内的颗粒浓度。 对于流化床化学反应器来说，自由空域颗粒浓度较低对于流化床化学反应器

35、来说，自由空域颗粒浓度较低对于减少不利的副反应往往是至关重要的。对于减少不利的副反应往往是至关重要的。 2. 自由空域和扩大段自由空域和扩大段3. 换热装置及内部构件换热装置及内部构件 根据流化床内温度及单位体积根据流化床内温度及单位体积放热量的大小，换热装置一般为内放热量的大小，换热装置一般为内壁或浸没在床层内的垂直或水平管壁或浸没在床层内的垂直或水平管束。常用的为垂直管束，并与余热束。常用的为垂直管束，并与余热回收装置相连接。回收装置相连接。 垂直换热器也是垂直换热器也是控制气泡聚并、控制气泡聚并、维持流化稳定、促进气维持流化稳定、促进气-固两相接固两相接触和减少颗粒带出触和减少颗粒带出的

36、内部构件，但的内部构件，但相邻两垂直面的间距应大于粒径的相邻两垂直面的间距应大于粒径的30倍，以免发生沟流。倍，以免发生沟流。 水平构件主要有水平构件主要有多孔挡板多孔挡板、导向挡板及筛网导向挡板及筛网，水平构，水平构件能有效地将床层分为串联的若干区，两板分隔的区内件能有效地将床层分为串联的若干区，两板分隔的区内上部会出现一段稀相段，稀相段下部密相段的密度随气上部会出现一段稀相段，稀相段下部密相段的密度随气速的变化与无挡板的自由床相同，各区间存在温度梯度，速的变化与无挡板的自由床相同，各区间存在温度梯度，床内气床内气-固流动较接近平推流。固流动较接近平推流。n挡板对气相返混有明显抑制作用，每块

37、挡板的上下之间挡板对气相返混有明显抑制作用，每块挡板的上下之间几乎没有气体返混。几乎没有气体返混。n挡板还能提早鼓泡流化床向湍动流化床过渡。挡板还能提早鼓泡流化床向湍动流化床过渡。3. 换热装置及内部构件换热装置及内部构件内旋导向挡板内旋导向挡板外旋导向挡板外旋导向挡板多旋导向挡板多旋导向挡板4. 细颗粒的捕集细颗粒的捕集 大多数流化床的沉降分大多数流化床的沉降分离高度之上的细颗粒用设置离高度之上的细颗粒用设置在气在气-固流化床内的固流化床内的旋风分离旋风分离器捕集器捕集，气，气-固密相流化床内固密相流化床内有二级旋风串联，也有三级有二级旋风串联，也有三级旋风串联以增强分离效果，旋风串联以增强

38、分离效果，大型流化床中还设置多组并大型流化床中还设置多组并联的多极旋风分离器。联的多极旋风分离器。气泡的作用：气泡的作用： 气泡在上升过程中，因聚并而增大；气泡在上升过程中，因聚并而增大； 同时不断与乳相间进行物质交换，即同时不断与乳相间进行物质交换，即将反应物传递到乳相中去，使在催化剂上将反应物传递到乳相中去，使在催化剂上进行反应，又将产物传递到气泡中来。进行反应，又将产物传递到气泡中来。泡相和乳相：泡相和乳相：在粒子之间的空隙处，气体在粒子之间的空隙处，气体以以u0流过，多余的气体则是以气泡状态通流过，多余的气体则是以气泡状态通过床层。因此常把气泡与气泡以外的密相过床层。因此常把气泡与气泡

39、以外的密相床分别称为泡相和乳相。床分别称为泡相和乳相。二、气二、气- -固鼓泡流化床固鼓泡流化床气泡晕：气泡晕：气泡周围为循环气体所渗透的区域，其中所含粒子浓气泡周围为循环气体所渗透的区域，其中所含粒子浓度和乳相几乎相同。度和乳相几乎相同。功能：功能：尾涡处由于压力比近旁稍低，颗粒被卷了进来，形成尾涡处由于压力比近旁稍低，颗粒被卷了进来，形成局部涡流。在气泡上升途中，尾涡处不断有一部分颗粒离开，局部涡流。在气泡上升途中，尾涡处不断有一部分颗粒离开，同时又有另一部分颗粒补充进来，从而促进了全床颗粒的循同时又有另一部分颗粒补充进来，从而促进了全床颗粒的循环与混合。环与混合。总结：气泡总结：气泡气泡

40、晕（气泡云和尾涡）气泡晕（气泡云和尾涡）乳相。乳相。结构：结构：单个上升气泡的顶呈球形，单个上升气泡的顶呈球形，尾部略为内凹，该内凹处称为尾尾部略为内凹，该内凹处称为尾涡。涡。二、气二、气- -固鼓泡流化床固鼓泡流化床三、湍动流化床三、湍动流化床 鼓泡流化床中的气速进一步提高时，床层压降的相对脉动，鼓泡流化床中的气速进一步提高时，床层压降的相对脉动，即床层压降的的脉动值与平均压降之比，先随表观气速的增大即床层压降的的脉动值与平均压降之比，先随表观气速的增大而增大，这是由于气泡发生的频率增大和聚并增大的程度加剧而增大，这是由于气泡发生的频率增大和聚并增大的程度加剧所致。当气速达到所致。当气速达到

41、uc时，相对脉动值曲线达到极大值时，相对脉动值曲线达到极大值uc，即起，即起始湍动流化速度。再进一步提高表观气速始湍动流化速度。再进一步提高表观气速ug，压力相对脉动值，压力相对脉动值开始减小，直至气速达到值开始减小，直至气速达到值uk后，压力脉动趋于平稳。后，压力脉动趋于平稳。 当表观气速达当表观气速达uc时，促使气泡破碎变小的倾向超过了时，促使气泡破碎变小的倾向超过了聚并增大的倾向，故压力脉动开始降低。当表观气速达聚并增大的倾向，故压力脉动开始降低。当表观气速达uk时，床内所含气泡已基本上是比较均匀的小气泡，原来不时，床内所含气泡已基本上是比较均匀的小气泡，原来不均匀性很强的鼓泡床已转变或

42、近似于均相特性的湍流床，均匀性很强的鼓泡床已转变或近似于均相特性的湍流床，uk称为全湍动流化速度。称为全湍动流化速度。 据实验研究，湍动流化床中存在着中心区及壁面区。据实验研究，湍动流化床中存在着中心区及壁面区。湍流床中气速相当高，但仍存在径向不均匀分布，在床湍流床中气速相当高，但仍存在径向不均匀分布，在床中心处气体流量大，且多为上流。在近壁处，大量颗粒中心处气体流量大，且多为上流。在近壁处，大量颗粒循环下流，带动气体也一起下流。循环下流，带动气体也一起下流。第四节第四节 循环流化床循环流化床 对于细颗粒气对于细颗粒气-固流化床，当表观流速逐步增高，固流化床，当表观流速逐步增高，床层状态将由鼓

43、泡床和湍动床的低气速流态化向高气床层状态将由鼓泡床和湍动床的低气速流态化向高气速流态化流型中的快速流态化转变，此时颗粒的夹带速流态化流型中的快速流态化转变，此时颗粒的夹带速率愈益增大，如果没有颗粒补入，床层中颗粒将很速率愈益增大，如果没有颗粒补入，床层中颗粒将很快被吹空。快被吹空。 为维持正常操作，必须向床中补入颗粒，颗粒的为维持正常操作，必须向床中补入颗粒，颗粒的循环通量循环通量 。一、流型转变一、流型转变minsgg 图图8-23 床层上、下部压降与表观气速的变化关系床层上、下部压降与表观气速的变化关系一、流型转变一、流型转变 工程上应用的循环流态化即包含上述快速流态化（如工程上应用的循环

44、流态化即包含上述快速流态化（如循环床燃煤锅炉）和密相气力输送（如循环床燃煤锅炉）和密相气力输送（如fcc提升管反应提升管反应器）两个流动状态。器）两个流动状态。图图8-24 循环流态化存在区域循环流态化存在区域 各种流化状态的主要特征各种流化状态的主要特征二、循环流化床的工业应用二、循环流化床的工业应用 循环流化床作为一种无气泡气循环流化床作为一种无气泡气-固接触反应器，在石油、固接触反应器，在石油、化工、冶金、能源、环境等工业领域中具有巨大的应用潜化工、冶金、能源、环境等工业领域中具有巨大的应用潜力和价值。力和价值。 具有的高气具有的高气-固通量、近于平推流流动以及颗粒的循环固通量、近于平推

45、流流动以及颗粒的循环操作方式。操作方式。因此，特别适用于具有以下特点的反应过程：因此，特别适用于具有以下特点的反应过程：快速、不可逆反应；快速、不可逆反应；催化剂迅速失活而需连续再生的反应；催化剂迅速失活而需连续再生的反应；中间物为目的产品、要求高收率和高选择性的反应；中间物为目的产品、要求高收率和高选择性的反应；氧化氧化-还原类反应；还原类反应；需用颗粒将热量引入或引出的强吸热和放热反应。需用颗粒将热量引入或引出的强吸热和放热反应。 在开发和应用过程中，具有显明的特征：在开发和应用过程中，具有显明的特征： 循环流化床气循环流化床气-固催化反应器，操作气速一般为固催化反应器，操作气速一般为210m/s，颗粒循环速率较高，有时可达，颗粒循环速率较高，有时可达1000 kg/(m2s)。催化剂通常使用多孔、高比表面积、低密度的颗粒，其催化剂通常使用多孔、高比表面积、低密度的颗粒，其粒度范围一般为粒度范围一般为20150 。催化反应过程的温度一般较。催化反应过程的温度一般较低，约低，约250650。 (1) 气