汇总流化床反应器简介.pptx
合集下载
流化床基础PPT课件
流化床类似液体的性状
轻的物体浮起； 表面保持水平； 固体颗粒从孔中喷出； 床面拉平； 床层重量除以截面积等于压强差
2 固体颗粒迅速混合，整个床层近似等温（传热效率高）； 2颗粒停留时间分布不均匀（产品质量不一） 扩大段：降低气流速度以便有利于气固分离 （1）认为床层主体部分气泡大小均一且均匀分布于床层之中。 为保证流化均匀，稳定，分布板要有足够压降，一般选分布板压降 1气体的流动状态难以描述，容易偏离平推流，气泡使颗粒发生沟流，接触效率下降； 沟流：在流固系统或气液系统中，由于不均匀的流动，流体打开了一条阻力很小的通道，形成所谓沟，以极短的停留时间通过床层。 聚式流化态：颗粒在床层的分布不均匀，床层呈现两相结构：一相是颗粒浓度与空隙率分布较为均匀且接近初始流态化状态的连续相 ，称为乳化相； 3 颗粒可以在两个流化床之间流动、循环，使大量热、质有可能在不同床层之间传递； 2 固体颗粒迅速混合，整个床层近似等温（传热效率高）； 床层（浓相段）：床高与催化剂的装填量、气速有关，是反应器的有效体积。 小循环：乳相内，颗粒的无规则运动。 按固体颗粒是否在系统内循环分 工业生产中常见流化床反应器形式 小循环：乳相内，颗粒的无规则运动。 通常催化剂填充层的静止高度与流化床直径的比值很少超过1，一般接近于1。 锥底：一般锥角为90°或60° (1)自由床 1 颗粒流动类似液体，易于处理，控制； 3脆性颗粒易粉碎被气流带走（需分离）；
腾涌床：床高与床径比大，气泡在上升过程中可能聚并增大甚至达到 占据整个床层，固体粒子一节节的往上柱塞式的推动，直到达到某一 位置崩落为止，这种现象称为腾涌或者节涌。 腾涌时床层高度起伏很大，器壁被颗粒磨损加剧，容易引起设备 震动，损伤床内构件。
聚式流化态：颗粒在床层的分布不均匀，床层呈现两相结构：一相是 颗粒浓度与空隙率分布较为均匀且接近初始流态化状态的连续相，称 为乳化相；另一相则是以气泡形式夹带少量颗粒穿过床层向上运动的 不连续的气泡相，因此又称为鼓泡流态化。
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
最终版流化床反应器.ppt
精选
精选
精选
流态化的形成
1.流速较小，流体从颗粒 缝隙通过，床层静止。 u↑→P↑,固定床阶段。
2.流速增加，颗粒吹起， △P u↑→ε↑→P不变。
3.流速继续增加，颗粒被 带出床层，空隙率增加， u↑→P↓,输送床阶段。
U
精选
临界流化速度U临
特征： 因为
所以
U操<U临 固定床阶段 U操>U临 流化床阶段 U临 时， P固 = P流
流化速度umf 、ut、u、k
异常现象：大气泡、腾涌
影响因素、确定开孔率 型式、直径、高度
影响因素 换热器形式 换热面积的确定 计算umf、ut 膨胀比、空隙率 床层压降 床层结构尺寸
高速流态化技术 高速流态化与传统流态化比较 高速流态化技术的应用
操作训练
流化床反应器操作指导
精选 流化床反应器操作训练
Δtm——平均传热温度差，K
精选
（三）流化床内换热器的结构型式
列管式换热器：单管式和套管式 管束式换热器：直列和横列 鼠笼式换热器 蛇管式换热器
精选
列管式换热器：单管式
精选
列管式换热器：套管式
精选
立式管束式
精选
横排管束式换热器
精选
鼠笼式换热器
精选
蛇管式换热器
精选
三、流化床反应器的计算
精选
内旋挡板
精选
外旋挡板
精选
多旋挡板
精选
精选
第三节 高速流态化技术
提高速度后的流态化现象
气固并流上行快速流化床
精选
精选
高速流态化与传统流态化的比较
比较 气速［m/s］ 颗粒直径［mm］
空隙率 气体返混
精选
精选
流态化的形成
1.流速较小，流体从颗粒 缝隙通过，床层静止。 u↑→P↑,固定床阶段。
2.流速增加，颗粒吹起， △P u↑→ε↑→P不变。
3.流速继续增加，颗粒被 带出床层，空隙率增加， u↑→P↓,输送床阶段。
U
精选
临界流化速度U临
特征： 因为
所以
U操<U临 固定床阶段 U操>U临 流化床阶段 U临 时， P固 = P流
流化速度umf 、ut、u、k
异常现象：大气泡、腾涌
影响因素、确定开孔率 型式、直径、高度
影响因素 换热器形式 换热面积的确定 计算umf、ut 膨胀比、空隙率 床层压降 床层结构尺寸
高速流态化技术 高速流态化与传统流态化比较 高速流态化技术的应用
操作训练
流化床反应器操作指导
精选 流化床反应器操作训练
Δtm——平均传热温度差，K
精选
（三）流化床内换热器的结构型式
列管式换热器：单管式和套管式 管束式换热器：直列和横列 鼠笼式换热器 蛇管式换热器
精选
列管式换热器：单管式
精选
列管式换热器：套管式
精选
立式管束式
精选
横排管束式换热器
精选
鼠笼式换热器
精选
蛇管式换热器
精选
三、流化床反应器的计算
精选
内旋挡板
精选
外旋挡板
精选
多旋挡板
精选
精选
第三节 高速流态化技术
提高速度后的流态化现象
气固并流上行快速流化床
精选
精选
高速流态化与传统流态化的比较
比较 气速［m/s］ 颗粒直径［mm］
空隙率 气体返混
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：
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
流化床反应器PPT课件
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。
目前，大多数商用计算流体力学软件如 FLUENT软件都采用有限元法。
4.1 数值计算中的参数影响
在实际计算中，影响的参数因素可以分为以下三方面： （一） 网格的影响 （二） 边界条件的影响
（三） 时间步长的确定
网格是数值计算中求解控制方程的基本单元， 网格的形状及划分数量将直接影响模拟结果的准 确度。它可以分为两大类：结构化网格和非结构 化网格。
目录
02 工艺流程的介绍 05
1.1有机硅在国内外的进展程度
（1）有机硅生产的特点
有机硅单体及中间体生产集中于发达国家，并且生产规模不断扩 大。 有机硅单体生产的原理并不复杂，但是生产工艺复杂、流程长、 技术含量高，长期以来，只有美国、日本、法国、德国等少数发达 国家有这一生产技术，并在行业内形成技术垄断，所以世界上从事 有机硅单体工业生产的厂家并不多。
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
流化床反应器简介 PPT
分布器的作用
换热装置
• 是反应体系的温度在适宜条件下进 行，使反应稳定进行。如对于放热 反应必须及时撤走热量，而对于吸 热反应必须及时加入热量。
大家学习辛苦了，还是要坚持
继续保持安静
• 1、套管和单管式换热器 • 2、管束式换热器 • 3、蛇管式换热器
旋风分离器
旋风分离器
塞阀
图1-4 塞阀的剖视图
流化床反应器简介
散式流化床Leabharlann 以气泡形式夹带少量颗粒穿过床
层向上运动的不连续的气泡称为 气泡相
图1-1 流化床的模型
聚式流化床
颗粒浓度与空隙率分布 较为均匀且接近初始流 态化状态的连续相，称 为乳化相。
气-固流化床反应器结构
气体 料锁
加料口 换热介质
循环管 换热介质 固体粒子
……….. ………. ..
气体
旋风分离器 壳体
内部构件 换热器 卸料口 气体分布板 预分布器
主体设备
壳 体 壳体 主要是保证流化过程局限在一定范围内 进行，对于存在有强烈放热或吸热过程， 保证热量不散失或少散失。
主要内件
• 分布器 • 换热器 • 旋风分离器 • 塞阀 • 翼阀
分布器
图1-3-1平板型分布板
图1-3-2 拱型分布板
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
4
主要内件
• 分布器ຫໍສະໝຸດ • 换热器• 旋风分离器
• 塞阀
• 翼阀
最新.
5
分布器
图1-3-1平板型分布板
最新.
图1-3-2 拱型分布板
6
分布器的作用
• 气体分布器是流化床反应器的一个重要的构件， 气体分布器位于流化床底部
• 支撑全部催化剂颗粒，其作用是将反应气体均 匀地送入流化床
• 保证良好的起始流化条件和稳定操作状态，其 引发流化，维持床层颗粒连续运动和均匀分布 气体的作用。
流化床反应器简介
流化床分类： 散式流化床
聚式流化床
液固流化为 散式流化
颗粒与流体之间的密度差是它们的主要 区别
气固流化为 聚式流化
最新.
1
散式流化床
以气泡形式夹带少量颗粒穿过床 层向上运动的不连续的气泡称为 气泡相
图1-1 流化床的模型
聚式流化床
最新.
颗粒浓度与空隙率分布 较为均匀且接近初始流 态化状态的连续相，称 为乳化相。
最新.
7
换热装置
• 是反应体系的温度在适宜条件下进 行，使反应稳定进行。如对于放热 反应必须及时撤走热量，而对于吸 热反应必须及时加入热量。
最新.
8
换热装置分类
• 1、套管和单管式换热器 • 2、管束式换热器 • 3、蛇管式换热器
最新.
9
旋风分离器
• 作用 • 1、含尘气体从圆筒上部长方形切线进口进
2
气-固流化床反应器结构
气体 料锁
加料口 换热介质
循环管 换热介质 固体粒子
……….. ………. ..
最新气. 体
旋风分离器 壳体
内部构件 换热器 卸料口 气体分布板 预分布器
3
主体设备
耐火层
壳 保温层
体 钢壳
壳体
主要是保证流化过程局限在一定范围内
进行，对于存在有强烈放热或吸热过程，
保证热量不散失或少最新. 散失。
入，沿圆筒内壁作旋转流动 • 2、由于颗粒离心力较大，被甩向外层，气
流在内层，气固得以分离
最新.
10
旋风分离器
最新.
11
塞阀
图1-4 塞阀的剖视图
最新.
12
翼阀
翼阀的作用：就是避免由于这 一压差的存在而使催化剂由料 腿倒窜。正常的情况下，翼阀 的翼板和阀座处于良好密阀的 状态。当料腿内的催化剂量蓄 积到料腿内的静压超过旋风器 的压降，以及翼阀上方床层静 压及找开翼阀所需压力这三者 之和时，翼阀及时自行打开， 料腿内的催化剂流入床层。若 料腿内的静压低于上述三者压 力之和时，翼阀自行关闭，防 止催化剂倒窜。
最新.
13