流化床反应器的设计概论

1、流化床反应器的设计概念焦 作 大 学 毕 业 论 文（设计）题 目：流化床反应器的设计概论 姓 名：常青雪 年 级： 1205062 院 系： 化工与环境工程学院 专 业： 化学工程 指导老师： 付金峰 完成时间： 2015年5月19日目录第一章 概述21.1 流态化基本概念21.1.1 概念21.1.2流态化现象41.1.3散式流态化和聚式流态化51.1.4流化态过程中的不正常现象7第二章 流化床反应器的结构、参数及其工艺计算92.1 理想流体的流化床的流化速度92.1.1临界硫化速度92.1.2操作流化速度92.1.2流化床反应器结构112.2 流化床反应器的床型133.1 传质概率与传质

2、微分方程163.1.1 混合物组成的表示方法163.1.2 传质的通量173.2质量传递的基本方式183.2.1 分子传质183.2流化床的传热21第四章 数据处理及结论234.1数据处理234.1.1 质量衡算234.1.2能量衡算234.2.2流化床反应器的开发与放大25致谢31参考文献32第 1 页 共 33 页第一章 概述 流化床反应器比较适用于强烈放热、催化剂易于失活的有机反应过程。在流化床反应器中工业催化剂除具有良好的活性、产品选择性和稳定性外，还必须满足一定的粒度分布要求并具有良好的硫化性能和耐磨性。流化床反应器的传质、传热效果好，升温降温时温度分布稳定，催化剂可以连续再生，反应

3、器单位产量大，单位投资抵等优点。1.1 流态化基本概念1.1.1 概念 一般指固体流态化，又称假液化，简称流化，它是利用流动流体的作用，将固体颗粒群悬浮起来，从而使固体颗粒具有某些流体表观特征，利用这种流体与固体间的接触方式实现生产过程的操作，称为流态化技术，属于粉体工程的研究范畴。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，如在直立的容器内间歇地或连续地加入颗粒状固体物料，控制流体以一定速度由底部通入，使其压力降等于或略大于单位截面上固体颗粒的重量，固体颗粒即呈悬浮状运动而不致被流体带走。优点：（1） 传热效能高，而且床内温度易于维持均匀这对于热效应大而对温度又很敏感的

4、过程是很重要的，因此特别被应用与氧化，裂解、焙烧以及干燥等各种过程。（2） 大量固体粒子可方便地往来输送这对于催化剂迅速失活而需随时再生的过程（如催化裂化）来说，正是能否实现大规模连续生产的关键。此外，单纯作为粒子的输送手段，在各行业中也得到广泛应用。（3） 由于粒子细，可以消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的效能。但流化床也有一些缺点，如：（1）气流状态不均，不少气体以气泡状态经过床层，气固两相接触不够有效，在要求达到到转化率时，这种状况更为不利。（2）粒子运动基本上是全混式，因此停留时间不一。在以粒子为加工对象时，可影响产品质量的均一性，且转化率不高；另外粒子的全混也造成气体的部分返混，影响

5、反应速度和造成副反应的增加。（3）粒子的磨损和带出造成催化剂的损失，并要求设置旋风分离器等粒子回收系统。 因此是否选用流态化，确定怎样的操作条件，都应当是在考虑了上述这些缺点，并结合反应的动力学特征加以斟酌后才能正确决定。1.1.2流态化现象 流化是一种利用流动流体的作用使固体颗粒群悬浮，从而使固体颗粒床层具有流体的某些表观特征的过程。当流体自容器下部经多孔分布板进入堆放固体颗粒的床层时，由于流体的流动及其与颗粒表面的摩擦，造成了流体通过床层的压降。随颗粒的性质、床层几何尺寸及流体速度不同，压降的大小也不相同，因而形成了不同类型的床层。这种现象称为流态化现象。1 流化床阶段 流体流速较低时，流

6、体从静止颗粒间的空隙流动，固体颗粒之间不发生相对运动，犹如前述流体由上而下通过的固定床，所以这时的床层称为固定床，当流速逐步增大，床层变松，少量颗粒在一定区间内振动或游动，床层高度稍有膨胀，这时的床层为膨胀床。固定床阶段的床层压降随流体的流速增加而增大。2 流化床阶段 流体流速继续增大，床层继续膨胀、增高、颗粒间空隙增大。当流体通过床层的压降大致等于单位面积上床层颗粒的重量，且压降保持不变时，固定颗粒悬浮在向上流动的流体中，床层开始流华，此时流体的流速称为临街流化流速。流化床具有流体的性质，悬浮的颗粒仍具有一个明显上界面。3 传送阶段 再将流体流速增大到一定值时，流化床的上界面消失，颗粒被流体

7、夹带流出，这时变为颗粒的输送阶段（可实现气力输送或液力输送），相应的流速称为带出速度，其值等于颗粒在流体中的沉降速度。输送阶段的压降也随流速的增加而增大。1.1.3散式流态化和聚式流态化1.1.3.1散式流态化 定义：若流化床中固体颗粒均匀地分散在流体中，床层各处空隙率大致相等，床层有稳定的上界面，这种流化称为散式流化。在流体与固体之间密度差别较小的情况下的情况可发生散式流化，这种流态化现象多发生在液、固系统中。散式流化是生产中最为理想的流化状态。特点:l 颗粒均匀分布在流体中，并在各方向上作随机运动；l 床层表面平稳且清晰；l 床层随流体表观流速的增加而均匀膨胀；l 床内孔隙率均匀增加；l

8、床层上界面平稳压降稳定波动。1.1.3.2聚式流态化聚式流态化出现在流固密度差较大的体系床层内出现组成不同的两个相，即含颗粒甚少的不连续气泡相，以及含颗粒较多的连续乳化相。乳化相的气固运动状况和空隙率，与起始流化状态相近。通过床层的流体，部分从乳化相的颗粒间通过，其余以气泡形式通过床层。增加流体流量时，通过乳化相的气量基本不变，而气泡量相应增加。气泡在分布板上生成，在上升过程中长大；小气泡会合并成大气泡；大气泡也会破裂成小气泡。气泡上升至床面时破裂，使床面频繁地波动起伏，同时将一部分固体颗粒抛撒到界面以上，形成一个含固体颗粒较少的稀相区；与此相对应，床面以下的床层称为浓相区。气泡的运动即使床层

9、中的颗粒剧烈运动，也影响到气固间的均匀接触。美国学者R.H.威海姆和中国学者郭慕孙提出用下式计算的弗劳德数作为流态化类型的判据：  流态化 式中 umf为起始流化速度；dP为粒径；g为重力加速度。Fr>1时为聚式流态化，Fr<1时为散式流态化。一般情况下，液固系统为散式流态化，气固系统为聚式流态化。 床层中出现气泡是聚式流态化的基本特征：l 较小的气泡呈球形，较大的气泡呈帽形；l 气泡的中心是基本上不含颗粒的空穴；l 气泡的外层称为晕，这是渗透着气泡气流的乳化相；l 泡底有尾涡区，称为尾迹。 尾迹的体积约为气泡体积的20%30%。在气泡上升过程中，尾迹中的颗粒不

10、断脱落，并不断引入新的颗粒。气泡上升到床面时发生破裂，尾迹中的颗粒撒于床面，返回乳化相中。1.1.4流化态过程中的不正常现象1.1.3.1奔涌 腾涌是当气泡直径增大到接近于床层直径时的流态化现象。腾涌有两种形式: 直径接近于床径的气泡沿床上升,颗粒从气泡边缘下降； 气泡呈柱塞状，一段段床层由气泡推动着上升，当气泡到达床界面时，气泡破裂，床层塌落，颗粒成团或分散下落。 腾涌严重影响流体与颗粒的相互接触，并加速颗粒和设备的磨损。颗粒粗及高径比大的床层，容易发生腾涌。1.1.3.2沟流 沟流是指床层中出现通道，大量流体经此短路流过，使床层其余部分仍处于固定床状态（死床），严重地影响到流体与固体间的均

11、匀接触。导致沟流的原因有：l 分布板的设计不当；l 颗粒细而密度大,形状不规则;颗粒有粘附性或含湿量较大。1.1.4流态化技术的进展流态化技术在工业上的应用，首推1926年在德国工业化的煤气化温克勒炉。1942年在美国建成第一套石油馏分流化床催化裂化反应装置，这是流态化技术应用的巨大成功。随后流态化技术进入许多领域。中国于50年代中期，在南京永利宁厂，成功地应用流化床作为硫铁矿的焙烧炉。目前，流化床在化工、石油、冶金、轻工和环保等部门得到了广泛应用。随着流态化技术的发展，人们对流态化现象的认识逐步深入。从40年代末对流化床总体性状的研究，发展到应用两相流体力学、流变学、统计学和计算机技术等对床

12、层内部性状作深入研究。近来的研究发现,当粒径为20100m的颗粒在比它的沉降速度大510倍的气速下流态化,并且在旋风分离器和床层间作大量循环时，所形成的流化床称为高速流化床。与一般流化床相比，高速流化床中气固接触大为改善，受到广泛重视。第二章 流化床反应器的结构、参数及其工艺计算2.1 理想流体的流化床的流化速度2.1.1临界硫化速度 临界流态化速度Umf时流态化操作的最低流速，也是流态化数学模型的基本参数之一。确定临界流态化速度的最好办法莫过于实验测定。小型流态化床可以用金属或玻璃制造。为了测定数据可靠，此流态化床的分布需保证流体均匀分布，测定时的状态宜尽量模拟实际生产条件。用降低流速法使床

13、层自流态化床缓慢复原至固定床，同时记下相应的气体流速和床层压降，在双对数坐标纸上标绘得到曲线。如果通过固定床区和流态化床区的点各自划线，这两条直线的交点既是临界流态化点，其横坐标的值即临界流态化速度Umf。2.1.2操作流化速度 关于操作速度Uf的选定，没有一个严格的、统一的标准。经典流态化的速度范围是在临界流态化速度与自由沉降速度之间，即Umf<Uf<Ui。这个速度范围随流体和颗粒的特性（Ar数）不同而有很大差别。由已知的流体力学关系式可知：对于大颗粒，或Ar>106 ,Ui/Umf=7-8对于小颗粒，或Ar<1, Ui/Umf=64-92 式中：Ar流体和颗粒的特性

14、常数； Umf临界硫化速度，m/s; Uf操作速度，m/s; Ui自由沉降速度，m/s; Ar处于中间的物系，Uf/Umf随Ar的变化较大。因此，物系不同，操作速度Uf亦有所不同，即应采用不同的流化数n，一般按下列关系确定：对于大颗粒，n=26；对于小颗粒，n=630.操作速度选取的原则为：1) 对于Ar>1000的物料，n值应取小，一般取n=26；对于Ar<1000的物料，n值可取大，一般取年=610。2) 当粒度分布较宽时，采用的操作速度既要尽可能保证大粒度的流态化，同时又要使吹出量尽可能减少，适宜用较低的气速。3) 反应速度慢，空间速度小的过程，可用较低的气泡。4) 反应的热

15、效应不大时，可采用较低气速。5) 粒度易自磨碎，用较低的气速比较适合。反之，可用较高的气速。6) 颗粒流化性能好，需要的床层高度比较时，采用较低的气速比较合适。 应当指出，上述讨论是属于一般性的，实际情况要复杂得多，对操作速度的要求往往存在着矛盾，这就要求设计得权衡利弊，合理抉择。2.1.2流化床反应器结构 流化床一般是由壳体、气体分布装置、内部构件、换热器、气固分离装置和固体颗粒的加卸装置所组成。现对各部分的结构和作用作简要介绍。 2.1.2.1壳体壳体由顶盖、筒体和底盖组成，筒体多为圆筒形，顶盖多为椭圆形，底盖可为圆锥形。壳体的上部为气固分离空间，它的直径往往比筒体的直径大，内部装有气固分

16、离装置。壳体的中间部分是流化和反应的基本空间，在此空间设置有内部构件和换热装置。壳体最下部是气体分布空间，安置着气体分布装置。2.1.2.1气体分布装置 气体分布装置的作用是使进入床层的气体均匀分布，以造成良好的起始流化条件，同时要具有一定的强度以支撑床层中的固体颗粒。气体分布装置包括预分布器和分布板两部分。预分布器设置的目的是使进床气体不产生偏流现象，如反应气进口可做成向下弯曲的形式，使气体首先冲向圆锥形的底盖，然后再折回流向分布板。分布板是均匀分布气体的关键部件，制造分布板的基本要求是要使气体均匀分布，阻力小，不漏不堵，制造和操作方便，具有良好的热稳定性和耐磨性等。分布板大致有筛板型，侧流

17、型（锥帽侧缝型）、密孔型和填料型，目前有的较多的是锥帽侧缝型。2.1.2.3内部构件 流化床的内部构件的作用是改善床层中气固两相的接触、减少轴向返混，改善流化质量以提高反应效率。其形式主要有挡网、挡板、垂直管束或充填物等。挡网一般用金属丝网；挡板一般用大孔筛板或百叶窗式挡板，目前常用的是百叶窗式挡板；垂直管束挡板是将管束垂直插入床层内，它可起到改善硫化质量的作用，也可起到传热构件的作用。2.1.2.4换热器 其作用是供给或移走热量，使流化床反应维持在所要求的温度范围内。一般可在床层的外壳设夹套或在床层内设换热器。在流化床层内设置换热器时，除考虑反应器的换热要求以外，还要考虑对床层流化的影响。换

18、热器有管式和箱式两种，常用的管式换热器是垂直管，均匀布置垂直管相当于纵向分割床层，可限制大尺寸的空穴，破坏气泡的成长；箱式换热器是由蛇管组合而成，换热面积大，便于拆装。2.1.2.5气固分离装置 由于颗粒之间、颗粒与器壁和内部构件间的碰撞与磨损，使固体颗粒被粉化。当气体离开流化床后夹带有不少的细粒和粉尘，若带出反应器外即造成损失，又会污损后工序或是产品的质量，有时候还会堵塞管路或后续设备。故要求气体在离开反应器之前要分离反应器之前和回收这部分细粒，常用的气固分离装置有两种。（1） 设置沉降分离段。在流化层的上方留有较大的分离空间，并且直径要比流化层处直径大。由于分离段直径较大而使气速降低，因此

19、在床层中被抛散和气流夹带的颗粒可借助重力而降落至流化床。（2） 设置收尘器。在筒体的上部安装收尘器，常用收尘器的结构形式有旋风分离器和过滤器。其中，旋风分离器是流化床中常用的主要设备之一，利用离心力的作用，能将颗粒收集并返回床层，从而可使床层在细颗粒和高气速下操作时，不至于有太多的夹带损失。过滤器常是在若干根多孔管外包商丝网或玻璃布而制成，当含尘气体通过时，粉尘即被过滤掉。过滤管的分离效率高，但阻力大，网孔易堵塞，检修不方便。2.2 流化床反应器的床型 为了适应生产的发展和不同化学反应的需要，因而有各种不同类型的流化床催化反应器，常用的床型有以下几种。 1.圆筒形流化床 这种床型无内部构件，结

20、构简单，制作方便，设备利用率高，床层内混合均匀，是应用较广的床型之一。它适用于热效应不大，接触时间长，副反应少的反应过程。 2.锥形流化床 床层的横截面积由下而上逐渐增大，二气体的流速则逐渐减小。锥形流华床宜于气体体积增大的反应，适用于固体颗粒大小不一（或粒度分布较宽，或催化剂易破碎）的物料，大颗粒在床层的下部，因气速不会停落至分布板上成死床，小颗粒在流速不大的床层上部，减少细颗粒的带出。 3.设有内部部件的流化床 是生产上广泛应用的一种床型，床层内设有挡板或换热器，或两者兼而有之，既可限制气泡的增大和减少物料返混，又可通过换热来控制一定的温度。这种床型适用于热效应大，又需控制温度在一定范围内

21、，物料返混较轻的反应过程。 4.双体式流化床 它是由反应器和再生器两部分组成。反应器内进行流化床催化床催化反应，再生器内使催化剂恢复活性，这样催化剂不断地在反应器与再生器之间循环运动，故这种床型特别适用于催化剂活性降低快，而再生又较容易的反应过程。在流化过程中，用空气将反应器内结炭的催化剂（失去活性）经提升管引入再生器，在再生器中烧掉催化剂表面的炭，使催化剂被加热而且恢复活性。再生后的催化剂被油气经另一提升管回送到反应器内进行裂解反应。在反应器和再生器内气固相处于流化状态，在提升管内则是气力输送。在这一流态化过程中催化剂不仅起到了加速反应的作用，还起到了传热介质的作用。第三章 反应器中的传质及

22、传热过程3.1 传质概率与传质微分方程3.1.1 混合物组成的表示方法1) 质量浓度：单位体积混合物中某组分的质量。 组分A：=mA/v 混合物：=(1+2+n)2) 物质的量浓度c：单位体积混合物中某组分的物质的量。 组分A：cA=mA/V 混合物：C=（C1+C2+Cn）3) 质量分数a：混合物中某组分的质量与混合物总质量之比 组分A：aA=mA/m 混合物：（a1+a2+an）=14) 摩尔分数x：混合物中某组分的物质的量和混合物中总物质的量之比。 组分A：xA=nA/n 混合物:x1+x2+xn=15) 质量比X：混合物总某组分质量与惰性组分质量的比值。 组分A：X=mA/(m-mA)

23、 质量比与质量分数的关系：xA=aA/(1-aA)6) 摩尔比X：混合物中某组分质量与惰性组分质量的比值。 组分A：xA=nA/（n-nA） 摩尔比与摩尔分数的关系：xA= xA/(1- xA) 3.1.2 传质的通量传质通量：单位时间通过垂直于传质反向上单位面积的物质量。传质通量等于传质速度与浓度的乘积。传质通量常用质量通量、摩尔通量表示。3.1.2.1 以绝对速度表示的传质通量质量通量：nA=AuA nB=BuB混合物的总质量通量：n=nA+nB=AuA+BuB=u u=（AuA+BuB）/ 质量平均速度的定义式摩尔通量：nA=cAuA nB=cBuB混合物的总摩尔通量：n=nA+nB=c

24、AuA+cBuB=cu uM=（cAuA+cBuB）/c 3.1.2.2 以扩散速度表示的传质通量质量通量：jA=A（uA-u） jB=B（uB-u）摩尔通量：Ja=cA（uA-uM） Jb=cB（uB-uM）混合物：j=jA+jB J=Ja+Jb3.1.2.3以主体流动速度表示的传质通量质量通量：A组分：Au=（AuA+BuB）A/=aA（nA+nB） B组分：Bu=aB（nA+nB）摩尔通量：A组分：cAuM=（cAuA+cBuB）cA/c=xA(nA+nB) B组分：cBuM=xB(nA+nB)3.2质量传递的基本方式分为分子传质和对流传质3.2.1 分子传质3.2.1.1 分子扩散现象

25、 如图所示。A分子向右运动，B分子向左运动。左右两室交换的分子数虽相等，但因左室A浓度高，故在同一时间内A分子进入右室较多而返回左室较少， 其净结果是物质A自左向右传递。同理，物质B自右向左传递。两种物质各自沿其浓度降低的方向传递。 上述扩散过程将一直进行到整个容器中A、B两种物质的浓度完全均匀为止，此时通过任一截面物质A、B的净的扩散通量为零，但扩散仍在进行，只是左右两方向物质的扩散通量相等，系统处于扩散的动态平衡中。 当流体内部存在某一组分的浓度（或分压）差时，凭借分子的无规则热运动使该组分由高浓处向低浓处迁移的过程，称为分子扩散或分子传质，简称扩散。3.2.1.2 费克（Fick）定律描

26、述分子扩散的通量或速率的方程。 jA=-DABdA/dz； jB=DBAdB/dz JA=-DABdcA/dz； JB=DBAdcB/dz 式中：jA组分A的质量通量，kg/（m2s） dA/dz组分在传质方向上的质量浓度梯度，（kg/m3）/m DAB组分A在B中的扩散系数，m2/s JA组分A的摩尔通量，kmol/(m2s) dcA/dz组分在传质方向上的摩尔浓度梯度，（kmol/m3）/m3.2.1.3 等分子反向扩散 因两容器中气体总压相同，所以A、B两组分相互扩散的量nA和nB必然相等，故称为等摩尔反方向扩散。即：JA = JB 在扩散过程，虽然A、B两组分发生变化，但混合气体总压不

27、变，即c=cA+cB=常数，因而dcA/dz= dcB/dz，根据菲克定律：JA=-DABdcA/dz= JB=DBAdcB/dz 故：DAB=DBA 该关系说明：对双组分混合气体，在进行等摩尔反方向分子扩散时，A在B和B在A中的分子扩散系数相等，以后以D表示。3.2.1.4 一组分通过另一停滞组分的扩散 2截面上有一层只允许A组分通过但不允许B组分通过的膜。由于在气相主体与液面处存在A组分的分压差，所以组分A将不断向右进行分子扩散，并进入液相中去，而液相中无任何组分进入气相，使得液面处总压低于气相主体，在此压的作用下，混合气体（A+ B）便会自动向2截面发生宏观运动，称为总体流动。 总体流动

28、的结果又使得液面附近B组分的分压大气相主体中B的分压，因而组分B又将以分子扩散的方式向气相主体移动。这样实际的净结果是A组分不断向液面移动，对于组分B来讲，随总体流动向液面运动的同时又以相反方向进行分子扩散到气相主体，实际上等于没有运动，故称为A组分通过停滞组分B的扩散。JA=cA(uA-uM)=-DABdcA/dz得cAuA=-DdcA/dz+cAuMnA=cAuA;cAuM=xA(nA+nB)nA=-DdcA/dz+ xA(nA+nB)同理：nA= -DdA/dz+ aA(nA+nB)据以上形式的得结论： 组分的实际通量=分子扩散通量+主体流动通量这是费克第一定律的一般表达式。 3.2流化

29、床的传热 流化床的优点之一是传热效率高、床层温度高均一。在一般情况下，自由流化床是等温的。粒子与流体之间的温差，除特殊情况之外，可以忽略不计，所以重要的是床层与内壁间的传热及床层与浸没于床中的换热器表面间的传热。 流化床与外壁的给热系数hw比空管及固定床中都高，一般在4001600J/hk左右。在起始流化速度以上，hw随气速的增加而增大到一个极大值，然后下降，像一个倒U形。对不同的体系，曲线的性状相仿。确定hw所用的给热系数的定义为：wW(T-Tw)/w 根据流化床与换热表面间传热的许多研究结果，可以得出各种参数对给热系数间的定性规律如下。 颗粒的导热系数及床高对没有影响；颗粒的比热增大，也增

30、大；粒径增大，降低。这种影响对细颗粒的情况比较粗颗粒更甚；圆球形的及表面光滑的颗粒最大，因为它更容易流动；流体的导热系数对具有最主要的影响，与n成正比例，1/22/3；床层直径的影响较难判定；床内管子的管径细时大，因为它上面的颗粒群更易于更替下来；管子的位置对影响不太大，主要应根据工艺上的考虑而定；但如管束排列过密，则降低；对水平管束来说，错列的影响更大些；横向挡板使可能达到的的最大值降低而相应的气速却需要提高；分布板的开孔情况影响气泡的数量和尺寸，在气速小于最佳值时，增加孔数和孔径将使与外壁面的值降低。第四章 数据处理及结论4.1数据处理当前化工领域做设计时都要用物料衡算出反应器的尺寸，然后

31、根据反应器的尺寸去设计，去矫正反应器运行所出现的不必要的问题等等，更加完善设计方案。4.1.1 质量衡算 W1+W2=W3+W4+W5+W6+W7式中： W1-参加反应的物料的质量，kg； W2-砂子的质量，kg； W3-生物油的质量，kg； W4-热裂解气体的质量，kg； W5-生物质炭的质量，kg； W6-剩余的物料的质量，kg； W7-剩余的砂子的质量，kg； 即反应前后的质量是守恒的，参加反应的物质和反应后生成的物质质量平衡。4.1.2能量衡算 根据能量守恒定律，电阻丝带入热量和气体升温带出热量的差值是来提供物料裂解的热量，可以近似得出单位质量的生物质裂解所需的热量。4.1.2.1 电

32、阻丝产生的热量 电阻丝功率为6kW，根据实验，从开始加温到反应结束时间为1.08h，以0为衡算基准。 电阻丝带入热量 Qs=Pts式中：Qs-电阻丝产生的热量，kJ；P -电阻丝功率，kW；ts-从开始加温到反应结束的时间，h；-考虑热量损失后的系数；4.1.2.2 气体升温带出热量的计算 已知： Q=mCpt式中：Q-为气体升温带出的热量，kJ；m-流化床流出气体的质量，kg；Cp-气体的比定压热容，kJ/(kgK)t-流化气体进入流化床前后的温差，；热裂解后气体的成分如下表所示： 表热裂解过程中不同时刻裂解气体成分含量由表计算得：气体的平均比热容是各气体的比热与体积分数乘积的总和。Cp=C

33、p1×0.1037+Cp2×0.062+Cp3×0.03+Cp4×0.002+Cp5×0.0081+Cp6×0.00461+Cp7×0.7425=1.699kJ/(kg·K)4.1.2.3 流化床操作速度的计算 Uf=k·Umf式中：Uf为实际操作速度，m/s;K为临界流态化速度与实际操作速度之间的系数，取24；Umf为临界流态化速度，m/s；取1312m/s。Umf=24×0.1312=3.15m/s=11340m/h4.2.2流化床反应器的开发与放大 流化床的开发与放大，国内外都有成功的经验

34、。总起来看不外乎：1.催化剂性能；2.操作条件；3.床层结构方面的问题。下面就试作一些讨论。 首先，供流化床用的催化剂必须具有良好的活性、选择性和稳定性。活性太低固然不好，活性太高以至热量难于携出也是不希望的，有人主张以静止床层体积为基准的反应速率常数k=0.3至1.2秒-1 为宜。对选择性围挡内更新的要求本来是不言而喻的，但由于流化床中的返混大和停留时间分布宽的原因，易使副反应增多而选择性降低，甚至由于某些产物的生产或积累，促使失活加快，因此催化剂在流化床中所经受的考验比固定床中还要严峻得多。此外强度问题也很重要，催化剂必须充分耐磨，才有工业化的前景。事实上，工业上实用的催化剂对稳定性和强度

35、的要求更为重要，而活性往往并不要求太高。 催化剂的粒度和粒度分布对维持良好的流化质量非常重要，这在前面已着重指出过。细粒床（平均dp=50至100um）比粗粒床（平均dp约200um或以上）具有显著优越的流化性能而特别适用于工业放大，因为放大后往往气速增大，床高增加，粗颗粒的流化不稳定性将大为加剧，甚至出现短路，严重影响反应效果。有人建议适宜的粒度分布大致是：50至70um的需占约50%，44um以下的占25%至35%，88um以上的占5%至20%。 在放大时，操作条件往往不得不有所改变，譬如由于气、固接触效率的下降而需要适当加高床层来增加接触时间，以资弥补。但高径比大了，易导致节涌，一般大床

36、的高径比在3以下。也有为了促进流化，强化传热和混合作用而加大空床气速，但在此同时，接触时间也发生了变化。有时，放大后要适当增高温度，才能达到与小装置相同的某些指标，这是与返混加剧及接触效率的降低有关的。由于床径放大，乳相中扩散系数增大，结果是乳相中纵向及径向的浓度梯度减小，甚至消失。这种变化，在床径小时尤为显著，表现为转化率及收率的下降，而从中型装置灾进一步放大，就没有太大变化了。因此可以把500毫米作为放大用的临界直径，冷漠实验应当在等于或大于临界直径的装置中进行才较可靠。 在床层结构上有分布板及内部构件两方面的问题。分布板的重要性前已阐述，它应能使气体均匀分布和床层流化均匀。在离分布板25

37、0毫米以内的所谓影响区中也往往正是转化最快的区域。用垂直管束作为内部构件的特点是兼具有传热和控制气泡大小的作用，它不影响床内的自由混合，便于迅速实现放大。各种型式的横向挡板在于对气固的流动施加种种限制，改变床内的浓度和温度分布，从而影响其反应结果。但影响因素很多，放大比较困难。经验表明从小床到大床，挡板的间隔可适当放大，因为气速高的流化床中，乳相中的情况影响不大，反应的结果主要由气泡的组成所决定，而气泡总是平推式上流的，另外，放大以后床层的运动加剧，使挡板间距加大的影响有所抵消，特别在大床中，挡板间距在一定范围内的变化本来就不像在小床中会带来那样明显的影响。 对于低转化率的反应，流动模式的影响

38、颇小，在这上面下功夫所能获得的收益也就较小；但对高转化率的反应，如烃类的高温氧化，原料往往接近全部转化，而另一原料（空气）大大过量，浓度变化也较小，反应的目的产物往往也就是中间产物，这时返混就不利了，除非副反应的速率与主反应的相比要小得多，才不致有严重影响。 对表面反应快而相间传递慢、主反应比副反应速率快得多的情况就需要强化传质，而对于传质速率快而表面反应速率慢，单程转化率不高而副反应影响又大的情况，则宜采用低线速操作，强化的途径应从动力学因素入手，如改进催化剂的活性、增加接触时间和提高反应温度等。总之对于具体反应，必需具体分析，弄清控制步骤，才能做措施得宜。最后，仍应指出，数学模型放大的方法是发展的方向，目前虽还不够成熟，但已积累了一定经验，故一方面要加强基础研究，进一步查明其规律；另一方面，要积累大装置的数据和经验以进行补充和印证，这样，流化床反应