第二章气液固三相浆态床反应器ppt课件
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气液固三相反应器
1.颗粒悬浮的临界转速； 2.允许的极限气速。
鼓泡淤浆床三相反应器
鼓泡淤浆床反应器（Bubble Column Slurry Reactor, 简 称 BCSR ）的基础是气 - 液鼓 泡反应器，即在其中加入固 体，往往文献中将鼓泡淤浆 床反应器与气 - 液鼓泡反应 器同时进行综述。
鼓泡淤浆床三相反应器
某些极限情况下： 不存在气膜传质阻力，kAG→∞时
Se 1 1 1 1 K GL kT a k AL k AS k w sw
不存在气-液界面处液膜传质阻力，kAL→∞时
1 1 Se 1 1 K GL k kT a k AG k w sw AS
cAig KGLcAiL
令
rA
dN A d VR
kT S e c Ag
则
1 S K 1 Se 1 1 e GL K GL kT a k AG a k AL k k w sw As
上述颗粒宏观反应动力学模型是以气-固相宏 观反应动力学为基础，再计入双膜论的气-液 传质过程组合而成的。
式中：
C *
A
L
为气相平衡的液体中组分A的浓度kmol/m3
数学模型 对A物料衡算（忽略气膜阻力）
u0,G
dcAG dz
cAG kL aL ( cAL ) HA
（1）
由于液相中为全混流，液相中组分A的浓度应不变，对（1）式积分：
cAG (cAG )0 e
, LR
(1 e
（5）
（6）
由公式（1）~（6）为机械搅拌釜淤浆反应器的设计方程，将这些方 程联立求解，可求出反应器的有效容积
鼓泡淤浆床三相反应器
鼓泡淤浆床反应器（Bubble Column Slurry Reactor, 简 称 BCSR ）的基础是气 - 液鼓 泡反应器，即在其中加入固 体，往往文献中将鼓泡淤浆 床反应器与气 - 液鼓泡反应 器同时进行综述。
鼓泡淤浆床三相反应器
某些极限情况下： 不存在气膜传质阻力，kAG→∞时
Se 1 1 1 1 K GL kT a k AL k AS k w sw
不存在气-液界面处液膜传质阻力，kAL→∞时
1 1 Se 1 1 K GL k kT a k AG k w sw AS
cAig KGLcAiL
令
rA
dN A d VR
kT S e c Ag
则
1 S K 1 Se 1 1 e GL K GL kT a k AG a k AL k k w sw As
上述颗粒宏观反应动力学模型是以气-固相宏 观反应动力学为基础，再计入双膜论的气-液 传质过程组合而成的。
式中：
C *
A
L
为气相平衡的液体中组分A的浓度kmol/m3
数学模型 对A物料衡算（忽略气膜阻力）
u0,G
dcAG dz
cAG kL aL ( cAL ) HA
（1）
由于液相中为全混流，液相中组分A的浓度应不变，对（1）式积分：
cAG (cAG )0 e
, LR
(1 e
（5）
（6）
由公式（1）~（6）为机械搅拌釜淤浆反应器的设计方程，将这些方 程联立求解，可求出反应器的有效容积
第二章气液固三相浆态床反应器ppt课件
床及含固体的三相床气含率的研究，实验表明，用不含
气相的淤浆密度代替气—液鼓泡床液体密度时，
以空气H为ug介hm质a，rk常的温气含率关联式可用于三相淤浆床。 常压，对K于oi水d及e等甘:油在鼓泡淤浆床中，过渡区域内，分布器的设计
和乙二对醇气的含水率溶和液，发生过渡流型的起始条件有影响。
CL ＝0.227；
在三相鼓泡淤浆床反应器中，大多数反应气体组分在液相 介质或淤浆中的溶解度很小，气相容积传质系数 KG常常可 以忽略，而液相容积传质系数 KGL是本章讨论的主要内容。 对于液固传质过程，若不计入过程中固相颗粒的磨损，单位 淤浆容积中固相的体积和外表面积 Se 是固定的，一般只讨论 液-固传质系数是 KS 。
对于大颗粒固体，dP≥lOOµm时， G 随淤浆中固含率 S 增大而减小；
对于小颗粒固体， 增大时， 的变化不明显；液体的粘度和表
面张力增加， 减小 S 。
G
G
气含率
Fan的专著整理了众多气—液 两相鼓泡床气含率的关联式
Hughmark对于空气—水系统，气 液两相鼓泡床气含率的关联式：
气—液界面的气相容积传质系数 KG
对于高度易溶气体如烟道气中SO2溶于水，气相 传质的阻力不能忽略，有关气-液鼓泡床及三相鼓泡 淤浆床中气相传质系数的研究很少。Sada等在鼓泡淤 浆床中对电解质淤浆测定的经验方程：
kG a 5.9uG0.73
K是G 气相容积传质系数， mol/[MPa·m3(不含气相
g
4 L
L
3 L
0.578
固体完全悬浮的临界气速
由图可见，以空气为介质 时 U Gc 值的大致范围。
气液固三相反应器课件
实验研究与模拟的局限性及未来发展
局限性分析
分析实验研究和模拟技术的局限性，如实验 条件的不一致性、模型简化和误差传递等， 以及如何减小这些局限性的影响。
未来发展趋势
探讨三相反应器实验研究和模拟技术的未来 发展趋势，如新技术应用、模型优化和多尺 度模拟等，以及这些趋势对工业应用和科学 研究的影响。
05
优化产品生产
三相反应器可用于优化产品生产过 程，提高产品质量和产量，降低生 产成本。
三相反应器的历史与发展
历史
三相反应器的概念最早由科学家们提出，经过近百年的发展，现已广泛应用于各个领域。
发展
随着科技的不断进步，三相反应器在材料、结构、能效等方面不断优化，未来还将应用于更多领域。
02
CATALOGUE
应用先进的智能化控制技术，实现对三相反应器的精准控制，提高 生产效率和产品质量。
三相反应器面临的挑战与解决方案
01
反应器稳定性问题
三相反应器的操作条件较为复杂，容易出现稳定性问题。为解决这一问
题，需深入研究反应机理，优化反应条件，提高设备的稳定性。
02 03
能耗与环保问题
三相反应器运行过程中需要消耗大量的能源，且可能产生环境污染。针 对这一问题，应研发低能耗、环保型的三相反应器，如采用高效分离技 术、循环利用技术等。
特点
三相反应器具有高效率、高选择 性、高稳定性等优点，可用于处 理复杂的多相化学反应过程。
三相反应器的重要性
实现多相化学反应
三相反应器能够模拟和实现多相 化学反应过程，为科学研究、工 业生产和环保等领域提供有效的
手段。
提高能源利用率
三相反应器的特殊结构有助于提高 能源的利用率，降低能源消耗，对 于节能减排具有重要意义。
第二章 气液固三相反应工程概述
图2-4 三相反应器中气相反应物的浓度分布
上述过程中没有考虑到液相主体中的混合和扩散过程。显 然，它是以气-液传质的双膜理论为基础的； 气相反应物A从气相主体扩散到催化剂颗粒外表面的各个 过程中的浓度分布见图2-3； 下面以催化剂的质量为基准，来表示各传递步骤的速率。 当过程达到定态时，各步骤速率相等。
（2-3）
1 1 1 1 1 HA( ) （2-4） K OG H A K GA a L k LA a L k SA a S k w
aL:单位质量催化剂所具有的气液相传质面积m2/kg aS:单位质量催化剂所具有的液固相传质面积m2/kg η:催化剂内扩散有效因子 HA:亨利常数（气液相平衡常数）无因次 kGA：以浓度为推动力的组分A的气相传质分系数m/h kLA:气-液相间组分A的液相传质分系数m/h kSA:液-固相间组分A的液相传质分系数m/h kw:以单位质量催化剂为基准的本征反应速率常数m3/(kg· h)
气-液-固三相 反应工程
LOGO
本章内容
1
气-液-固三相反应类型及宏观动力学 滴流床三相反应器
2
3
机械搅拌鼓泡悬浮式三相反应器
4
鼓泡淤浆床反应器
气-液-固三相反应类型
固相是反应物或是产物的反应；固体为催化剂 而液相为反应物或产物的反应（占大多数）
图2-2巴球卡槽 示意图
悬浮床三相反应器的特点：
存液量大，热容量大，悬浮床与传热元件之间的给热系数远大于 固定床。容易回收反应热量和控制床层等温，对于强放热多重反 应且副反应是生成二氧化碳和水的深度氧化反应，可抑制其超温 和提高选择性。 可以使用高浓度原料气，并且仍然控制在等温下操作，这在固定 床气固相催化反应器中由于温升太大而不可能进行。 使用细颗粒催化剂，可以消除内扩散过程的影响，但由于增加了 液相，增加了气体反应组分通过液相的扩散阻力。易于更换、补 充失活的催化剂，但又要求催化剂耐磨损。 使用三相流化床或三相携带床时，则存在液-固分离的技术问题， 三相携带床存在淤浆输送的技术问题。
催化反应工程华东理工大学第十九课气—液—固三相反应器 24页PPT文档
1 细颗粒催化剂 2 液体持液量大，液体全混 3 温度易于控制 要求： 1 惰性液体的要求 2 催化剂耐磨损 3 气相存在范混，但模拟计算时假设活塞流。
催化反应工程
(一) 颗粒完全悬浮临界气速uc 1 uc∝ut, ut 固体颗粒沉降速度 2 uc∝Cs 3 颗粒特性 4 液体特性 5 床层直径 6 分布器，有无导流筒
Nu=0.023Re0.8Pr0.3~0.4
A gB l C
催化反应工程
A组分
rA ,g kAS g LC A gC Ai g kAS L LC A iC LAL
kAS S eC A L C AS keS eC AC S BS
r B ,g k B S e S C B C L B S k e S e C A C B SS
rA ,grB,gkTSeC AC gBL
催化反应工程
k1TS SL ek1 Ag S SL eK kA GL LKGLk1 AS keC 1BS
rB,g kBSSe
CBLCBS
rB,g
keSeCAS
CBS
krBB,S gSekeSreB C ,gASCBL， kTS rB e,C gAgCBL
催化反应工程
催化反应工程
§三相催化反应器
一 涓流床三相反应器
二
气、液并流向下通过固定床的流体力学
三 (一)流体状态
四
与流速有关
五
在一定UOG下，小→大，气相连续→分散
六 (二)持液量
七
内持液量——颗粒孔隙内的持液量，
八
孔隙率↑，内持液量↑
九
静持液量——液体不流动时，润湿颗粒间的持液
量，
十
催化反应工程
(一) 颗粒完全悬浮临界气速uc 1 uc∝ut, ut 固体颗粒沉降速度 2 uc∝Cs 3 颗粒特性 4 液体特性 5 床层直径 6 分布器，有无导流筒
Nu=0.023Re0.8Pr0.3~0.4
A gB l C
催化反应工程
A组分
rA ,g kAS g LC A gC Ai g kAS L LC A iC LAL
kAS S eC A L C AS keS eC AC S BS
r B ,g k B S e S C B C L B S k e S e C A C B SS
rA ,grB,gkTSeC AC gBL
催化反应工程
k1TS SL ek1 Ag S SL eK kA GL LKGLk1 AS keC 1BS
rB,g kBSSe
CBLCBS
rB,g
keSeCAS
CBS
krBB,S gSekeSreB C ,gASCBL， kTS rB e,C gAgCBL
催化反应工程
催化反应工程
§三相催化反应器
一 涓流床三相反应器
二
气、液并流向下通过固定床的流体力学
三 (一)流体状态
四
与流速有关
五
在一定UOG下，小→大，气相连续→分散
六 (二)持液量
七
内持液量——颗粒孔隙内的持液量，
八
孔隙率↑，内持液量↑
九
静持液量——液体不流动时，润湿颗粒间的持液
量，
十
气液固三相滴流床反应器
特点
具有较高的传质效率和反应速率 ，适用于多种化学反应过程，尤 其适用于气液固三相反应。
工作原理
工作原理
通过控制滴流床反应器的操作参数， 使气体、液体和固体在反应器内充分 接触混合，实现高效的传质和化学反 应。
操作参数
包括液体流量、气体流量、固体填充 高度、温度和压力等，这些参数对反 应器的性能和化学反应结果具有重要 影响。
相容性原则
确保气、液、固三相在反应器内能够 良好地混合与传递，避免相分离或短 路现象。
传热与传质强化
结构紧凑与操作简便
降低设备体积与重量，简化操作流程， 降低能耗和维护成本。
优化反应器设计，强化传热与传质过 程，提高反应效率。
结构设计
01
02
03
滴流床结构设计
采用适宜的滴流床结构， 如多孔分布板或筛网，以 实Βιβλιοθήκη 气、液、固三相的良 好分散与混合。
液位控制
通过调节进料速度和出料阀控 制液位高度，保持液位稳定， 避免溢流或空罐现象。
搅拌控制
通过调节搅拌速度，确保液体 和固体原料充分混合，提高反
应效率。
常见问题与解决方案
温度波动
可能是由于加热或冷却系统故障导致，需要检查加热和冷却系统是否 正常工作，及时维修或更换故障部件。
压力波动
可能是由于进料或出料阀故障导致，需要检查阀门是否正常工作，及 时维修或更换故障部件。
应用领域
应用领域
广泛应用于石油、化工、制药、环保等领域，用于实现气液 固三相反应，如烷基化反应、酯化反应、水解反应等。
具体应用
在石油工业中用于烃类转化和裂化反应；在制药工业中用于 合成药物和生物催化剂的生产；在环保领域用于处理废气和 废水中的有害物质。
具有较高的传质效率和反应速率 ，适用于多种化学反应过程，尤 其适用于气液固三相反应。
工作原理
工作原理
通过控制滴流床反应器的操作参数， 使气体、液体和固体在反应器内充分 接触混合，实现高效的传质和化学反 应。
操作参数
包括液体流量、气体流量、固体填充 高度、温度和压力等，这些参数对反 应器的性能和化学反应结果具有重要 影响。
相容性原则
确保气、液、固三相在反应器内能够 良好地混合与传递，避免相分离或短 路现象。
传热与传质强化
结构紧凑与操作简便
降低设备体积与重量，简化操作流程， 降低能耗和维护成本。
优化反应器设计，强化传热与传质过 程，提高反应效率。
结构设计
01
02
03
滴流床结构设计
采用适宜的滴流床结构， 如多孔分布板或筛网，以 实Βιβλιοθήκη 气、液、固三相的良 好分散与混合。
液位控制
通过调节进料速度和出料阀控 制液位高度，保持液位稳定， 避免溢流或空罐现象。
搅拌控制
通过调节搅拌速度，确保液体 和固体原料充分混合，提高反
应效率。
常见问题与解决方案
温度波动
可能是由于加热或冷却系统故障导致，需要检查加热和冷却系统是否 正常工作，及时维修或更换故障部件。
压力波动
可能是由于进料或出料阀故障导致，需要检查阀门是否正常工作，及 时维修或更换故障部件。
应用领域
应用领域
广泛应用于石油、化工、制药、环保等领域，用于实现气液 固三相反应，如烷基化反应、酯化反应、水解反应等。
具体应用
在石油工业中用于烃类转化和裂化反应；在制药工业中用于 合成药物和生物催化剂的生产；在环保领域用于处理废气和 废水中的有害物质。
第二章 气液固三相流化床反应器 反应工程(南京工业大学)
回归结果
❖ 通过以上所得结果，对影响床层压降△P、气含率 εg及起始流化速度UC的各种因素的实验数据进行 了回归，采用的方法是多元线性逐步回归法，所 得各关联式为:
Hale Waihona Puke 论❖ 1.三相流化床的压降由于有液体与气体的同时流动 而略有减少，操作能耗随之减小，但液体的流动 须消耗一定的功耗。
❖ s是影响床层压降最主要的因素，直接影响操作的 能耗，而εs另一方面又涉及到反应器的处理能力， 故确定合理的因含率是十分必要的。
实验装置及测试方法
❖ 实验在内径为140 mm、高为 3 m的有机 玻璃塔中进行，实验装置如图1所 示．气、液。固三相分别为空气、水和 粒径为的玻璃珠．水分两路引人床中： 主水由塔底进入，经管式分布器均匀分 布后用于流化颗粒；二次水从塔侧部引 入，经板式分布器均布后用来改变固相 入口阻力，从而调节颗粒的循环量。气、 液、固三相并流向上，空气由塔顶放空， 液固混合物经重力沉降分离后返回贮液 罐循环使用，颗粒则在重力作用下在储 料筒内向下移动，实现颗粒的连续循环。 实验采用9070型溶氧仪测量床层主体区 域溶氧浓度的轴向分布，采用轴向扩散 模型进行回归得到气液体积传质系数 K待L操a。作沿稳床定体后轴，向用位25置m设l的置三7个角采瓶样同孔时，取 样．用溶氧仪测量样品溶氧浓度的同时， 测量样品的温度以确定氧气的亨利常 数．在贮液罐中用氮气对自来水进行气 提，以降低人口水的溶氧浓度．
实验流程
❖ 图示为实验流程示意图,主 体设备三相流化床为内径 285ｍｍ高为4100ｍｍ的有 机玻璃塔,在塔的底部装有 气液分布器;次要设备吸收 塔为内径200ｍｍ,高4000 ｍｍ的有机玻璃塔,内填巨 鞍形不锈钢填料,采用乱堆 方式装入,以利于氧气被水 充分吸收达到饱和。
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。
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G
2
0.35 uG
L L
72
1 3
1
图6气液鼓泡淤浆床气含率关联式的比较
uGc
固体完全悬浮的临界气速
对于鼓泡淤浆床反应器，固体完全悬浮时的临界气速U Gc 是非常重要的操作参数。鼓泡淤浆反应器中操作气速一定 要超过固体完全悬浮时的临界气速，才能正常操作。
临界气U速Gc 取决于颗粒的特性、固体的浓度、液体特 性及床层特性，如床层直径与分布器直径之比，分布器的 类型及开孔率，有无导流筒等因素有关。
Koide将实验数据回归，得到按空床截面积计算的固体完
全悬浮的临界气速 UGc与固体颗粒在静止流体中的终端速
度 ut 之比如下：
uGC ut
0.801
S L L
0.60
cS
S
0.1Βιβλιοθήκη 6 gDR uL
0.24
1
807
可以在不停止操作的情况下更换催化剂 催化剂不会像固定床中那样产生烧结
浆态反应器的缺点
液相是热载体时，要求所使用的液体为惰性，不与其中某一 反应物发生任何化学反应。要求蒸气压低、热稳定性好，不 易分解，并且其中对催化剂有毒的物质含量合乎要求；如进 行氧化反应时，耐氧化的惰性液相热载体的筛选是一个难点。
固体完全悬浮的临界气速
图3是Kojima归纳的众多研究者关 于淤浆鼓泡床临界气速的关联式
Csc是无气泡两相淤浆中固体
完全悬浮时的临界固体质量浓 度，kg / m3slurry
SL 是无气泡时的液-固两
相淤浆密k度g /，m3 slurry。
图4 鼓泡淤浆床临界气速关系式
S
气含率
三相鼓泡淤浆反应器的气含率或气相分率 G , 反映占主导的气
泡尺寸与上升速度，任一反映气泡尺寸与上升速度的体系均能 影响气含率。
在安静鼓泡区，径向气含率的分布趋于平坦。
在湍流鼓泡区，气含率在床层中心区出现最大值，沿径向逐渐
降低。
一般，表观气速 uG 增大，气含率 G 增大。
(1)安静鼓泡区，又称为气泡分散区(dispersed bubble regime)
(2)湍流鼓泡区，又称为气泡聚并区(coalesced bubble regime)
(3)栓塞区(sluggingregime)，又称节涌区。
流型
当淤浆的性能可作为拟液体时，如颗粒直径 ≤50µm，且固含率不超过16％，气—液两相流动的流动状 态分区图可适用于气—液—固三相鼓泡淤浆反应器。
浆态床反应器
LOGO
浆态床反应器的产业化进程
固相运动的三相反应器，可称为浆态反应器
1997年 1996年 1953年 最早
美国建立了日产260t 三相床合成装置
Sasol公司实现费托合 成技术的工业化
Rheinpreussen公司建成浆态 床反应器中试规模实验厂
g
4 L
L
3 L
0.578
固体完全悬浮的临界气速
由图可见，以空气为介质 时 U Gc 值的大致范围。
导流筒结构尺寸对U Gc具有影 响，如果固体颗粒的粒度范 围宽，则 UGc值有所增加。
图5颗粒浓度 气Cs速对固U G体c的完影全响悬浮的临界
固体完全悬浮的临界气速
实验表明：临界气速 UGc随着颗粒在液体中的终端速度 ut
(即颗粒直径) 增大而增大
随着密度差（S L）增大和颗粒浓度 Cs增大而增大；
随着床层直径增大而增大；
随着液体粘度增大而增大；
随着表面张力 L增大而减小。 床层的锥形底比平底可降低 uGc / ut 值。
对于大颗粒固体，dP≥lOOµm时， G 随淤浆中固含率 S 增大而减小；
对于小颗粒固体， 增大时， 的变化不明显；液体的粘度和表
面张力增加， 减小 S 。
G
G
气含率
Fan的专著整理了众多气—液 两相鼓泡床气含率的关联式
Hughmark对于空气—水系统，气 液两相鼓泡床气含率的关联式：
催化剂颗粒较易磨损，但磨损程度低于气—固相流化床。
气相呈一定程度的返混，影响了反应器中的总体速率。
浆态床反应器的流体力学
流型 固体完全悬浮的临界气速 气含率 气泡尺寸和分布
流型
鼓泡淤浆床反应器其流体力学特性与气液鼓泡反应器 相同或相接近。
上述流型间的过渡条件与液体特性、气体分布器的设 计、颗粒特性及床层尺寸等因素有关。
对于高粘度的流体在很低的表观气速下可形成栓塞流。 气体分布器如采用微孔平均直径低于150µm的素烧陶瓷 板，当表观气速达0.05～0.08m／s时，仍为气泡分散区。 当多孔板孔径超过lmm时，气泡分散区仅存在于很低的表 观气速。 所以，鼓泡淤浆床反应器能否使用图2流动状态分区图 需视淤浆及分布器等具体情况而定。
图1 淤浆床鼓泡反应器中的流型
Deckwer等发表了气体 分布器工作良好情况 下气液两相鼓泡反应 器的流型。
流型
对水—空气系统， 气液鼓泡反应器的 流动状态与区域
图2 鼓泡塔流动状态分布区区域图
流型
根据气泡流动的行为，可以划分出三种流动型态：
应用于费托合成
图1 淤浆床鼓泡反应器中的流型
浆态床反应器
主要内容
浆态床反应器中的 流体力学
浆态床反应器中的 传递过程
浆态床反应器的优点
使用细颗粒催化剂，消除了大颗粒催化剂粒内传质及传热对 反应的影响
液体滞留量大，热容量大，并且淤浆床与换热元件间的给热 系数高，容易移走反应热，温度易控制，床层可处于等温状 态