流化床反应器简介PPT
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固定床和流化床反应器ppt课件
层，可采用离心流动或向心流动，床层同外界无 热交换。径向反应器与轴向反应器相比，流体流 动的距离较短,流道截面积较大,流体的压力降较小。 但径向反应器的结构较轴向反应器复杂。以上两 种形式都属绝热反应器,适用于反应热效应不大,或 反应系统能承受绝热条件下由反应热效应引起的 温度变化的场合。
• ③列管式固定床反应器。
• 当流体通过床层的速度逐渐提高到某值时，颗粒 出现松动，颗粒间空隙增大，床层体积出现膨胀。 如果再进一步提高流体速度，床层将不能维持固 定状态。此时，颗粒全部悬浮与流体中，显示出 相当不规则的运动。随着流速的提高，颗粒的运 动愈加剧烈，床层的膨胀也随之增大，但是颗粒 仍逗留在床层内而不被流体带出。床层的这种状 态和液体相似称为流化床。其中，流化床的种类 有：最小流化床，鼓泡流化床，腾涌流化床。
固定床反应器的结构
1.绝热式固定床反应器 1.1单段绝热式
1-矿渣棉2-瓷环3-催化剂 1-催化剂 2-冷却器
固定床反应器有三种基本形式
• 固定床反应器有三种基本形式： • ①轴向绝热式固定床反应器。流体沿轴向自上而
下流经床层，床层同外界无热交换。 • ②径向绝热式固定床反应器。流体沿径向流过床
固定床反应器
• 固定床反应器又称填充床反应器，装填有固体催化剂或固 体反应物用以实现多相反应过程的一种反应器。固体物通 常呈颗粒状，粒径2～15mm左右，堆积成一定高度或厚 度的床层。床层静止不动，流体通过床层进行反应。
固定床 反应器
分类及其应用
不同 的传 热要 求和 传热 方式
单段绝热式
二段
绝 热 式 多段绝热式
真思考如何为以后的发展开好头。
Thank you
流化床反应器的结构
流化床反应器类型 ➢ 按固体颗粒是否在系统内循环分
• ③列管式固定床反应器。
• 当流体通过床层的速度逐渐提高到某值时，颗粒 出现松动，颗粒间空隙增大，床层体积出现膨胀。 如果再进一步提高流体速度，床层将不能维持固 定状态。此时，颗粒全部悬浮与流体中，显示出 相当不规则的运动。随着流速的提高，颗粒的运 动愈加剧烈，床层的膨胀也随之增大，但是颗粒 仍逗留在床层内而不被流体带出。床层的这种状 态和液体相似称为流化床。其中，流化床的种类 有：最小流化床，鼓泡流化床，腾涌流化床。
固定床反应器的结构
1.绝热式固定床反应器 1.1单段绝热式
1-矿渣棉2-瓷环3-催化剂 1-催化剂 2-冷却器
固定床反应器有三种基本形式
• 固定床反应器有三种基本形式： • ①轴向绝热式固定床反应器。流体沿轴向自上而
下流经床层，床层同外界无热交换。 • ②径向绝热式固定床反应器。流体沿径向流过床
固定床反应器
• 固定床反应器又称填充床反应器，装填有固体催化剂或固 体反应物用以实现多相反应过程的一种反应器。固体物通 常呈颗粒状，粒径2～15mm左右，堆积成一定高度或厚 度的床层。床层静止不动，流体通过床层进行反应。
固定床 反应器
分类及其应用
不同 的传 热要 求和 传热 方式
单段绝热式
二段
绝 热 式 多段绝热式
真思考如何为以后的发展开好头。
Thank you
流化床反应器的结构
流化床反应器类型 ➢ 按固体颗粒是否在系统内循环分
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
流化床反应器讲解课件
umf
0.00923
d
( 1.82
p
p
0.88 f
f
0.06 f
)0.94
该式适用于临界雷诺数Remf ＜5的情况
当Remf>5时，所求得的umf应加以校正
20
图10-11临界流化速度的修正系数
21
2.带出速度
• 当气速略大于颗粒的自由沉降速度时，颗粒沉降不下来而被 流体带出。开始把颗粒带出的速度称为带出速度。
对于球形颗粒，当Re＜0.4时，
ut
d
2 p
(
p
f
1.835 f
)
对于Ret>0.4的情况，要进行校正 .
校正的方法：先由上式求出ｕt的近似值
u
' t
，再求出
Re t
=
d put' t t
，由Ret查图10-12得校正系数FD.
实际带出速度为
ut
=
FD
•
u
' t
22
对于非球形颗粒，因它比同体积的球形颗粒具有更大的表面积， 故求出的ut应再乘以校正系数Ｃ 。
.
p p f Lf (1 f )( p - f )g
18
10.2.4流化速度
• 1.临界流化速度
19
对于小颗粒：
umf
d
2 p
(
p
f
)g
16501
上式适用于临界雷诺数Remf＜20的情况
对于粗颗粒，当Remf ＞1000时
umf
[ d p ( p f )g ]1/2 24.5 f
临界流化速度还常用经验式李伐公式计算
10.1流化床反应器的特点及结构
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：
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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。
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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。
流化床反应器简介
流化床反应器简介
流化床分类： 散式流化床聚Biblioteka 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
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
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。
旋风分离器
塞阀
图1-4 塞阀的剖视图
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。
• 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
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。
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
3
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。
流化床分类： 散式流化床聚Biblioteka 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
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
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。
旋风分离器
塞阀
图1-4 塞阀的剖视图
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。
• 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
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。
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
3
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。
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
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4
主要内件
• 分布器 • 换热器 • 旋风分离器 • 塞阀 • 翼阀
5
分布器
图1-3-1平板型分布板
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。
13
流在内层，气固得以分离
10
旋风分离器
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塞阀
图1-4 塞阀的剖视图
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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。
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
……….. ………. ..
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散失。
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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。
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
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
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
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
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。