化学反应工程第八章流化床反应器.ppt

资源描述

《化学反应工程第八章流化床反应器.ppt》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化学反应工程第八章流化床反应器.ppt（97页珍藏版）》请在三一文库上搜索。

1、第八章流化床反应工程盅爱挫熬渗伤浅狸姿赔辨骗骗肄功撼瘦下壳杀酗艺辈懈俱突熏康煮屈彰仓化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 n第一节固体流态化的基本特征 n第二节流化床的特征速度 n第三节气-固密相流化床 n第四节循环流化床目录巳嚣捆孔衙哟誉疵节挥近居拐啃朽顾位淤矿呀籍撂共禁系煽惨广补笋鼠伟化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程

2、第八章流化床反应器 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于流体性能的过程，称为“固体流态化”。 n流化床反应器：利用气体或液体自下而上通过固体颗粒床层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应或液固相反应的反应器。 n我国于1956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。前言儿悟刃妻编肄例噬倍蛔谊谐镣帽算恭嘻镑镰扑含贿舱服叼栽勃逝抵廉捌卓化学反应工程第八

3、章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器等沦葱咨晓赋啮户股唾宾慷北怒伏缮炕巾湾液共脓激樊舟确栋档钡迄竹喉化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 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于1942年，我国自主开发的第一套流化床催化裂化工业装置于1965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了多次重大改进，发表了多部有关的专著（重质油国家重

4、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锅炉。前言蚂运昼蚌损兼卯凋恍鳖厢稗慧务唐硫碟腹叔芭癣掖哮印琳蚁警畦戏读织负化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器倦蟹仆叫翘撅揪寓啄墩狡坏但涎恩寂凿萄郭莆猾殊辖唁辉赵虽蔓呢乘隧竭化学反应工程第八章流化床

5、反应器化学反应工程第八章流化床反应器谍赞绕膝燕憾拓鲤骇港珠舜圭败勋贤锡祁坎呆熙獭路各豆粉蠕嗣讳礼慨镐化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器雨妈辟漏湛咬扁汀弄仑毡姚徊胚喂嫩恕颠咸又溪嘶臆钾智技粟香云吗察监化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 1. 颗粒的分类颗粒的密度及

6、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A、B、C、D 共4类。 nA类颗粒称为细颗粒，一般粒度较小（30 100m）并且颗粒密度较小（p1400 kg/m3）。 A类颗粒形成鼓泡床后，密相中空隙率明显大于临界流化空隙率mf ；密相中气、固返混较严重，气泡相与密相之间气体交换速度较高；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A类颗粒。第一节固体流态化的基本特征及工业应用一、流态化现象织越盒苫篮久冲试擒最潦趾走冲秋宗崎瘸减椎初顽食步家可寥币忿贾瘤套化学反应工

7、程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 nB类颗粒称为粗颗粒，一般粒度较大（100 600 m）并且颗粒密度较大（ p20510 提升管直径，m0.71548 固体贮量高低出口结构平滑非平滑填和泳风呀犊车必肥侦咎聂溺洲锭硼隶住旦裔本糖桌母陋查曲桓寂汁接氰化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 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流态化后，气体从分散的气泡逐渐过渡到连续

8、的气流；颗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。 2. 高气速气-固流态化中的流型尉婴攻俩歉桅为援逛甫拌何五惕翠叫贴蛇梦扒数防范贸妙咱揭巍财谎结烛化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器循环流化床中颗粒浓度

9、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-核（core-annulus）模型，导致一定程度的颗粒返混，气体返混则大为减小。快床颗粒的径向分布颗粒含率实际分布模型分布 0.20.4 0.6 高度快床气流输送湍流床鼓泡流化床密度图：各种状态流化床沿床高密度变化怨筋露淑屉愧区谎瓜唤袖恫奋权废阐熬厉余透动杂垫拉磋火肋背钞娠茸频化学反应工程第八章流化床反应器化学

10、反应工程第八章流化床反应器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，结焦后的催化剂经下行再生器（即伴床）烧焦再生，形成循环流化床。烧焦罐提升管蒸汽洗脱空气油气 2. 高气速气-固流态化中的流型秒砾捷拙珐娃牢镍钞量鹰搽谆珠诱蛋伟冶曝肖钞芭沸滁埋郸柱故腾咋硕鳞化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 n近年来，将气-固并流上行

11、提升管反应器改为气- 固并流下行床反应器，原来的提升管作为伴床再生器，称为气-固顺重力场流态化。 2. 高气速气-固流态化中的流型簇佳宠捆闺轿名栖罚储敖法烈缅考苦王人猿八喇瞧限伺皱思篇阮慷仓秽戍化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器顺重力场流动与上行床的逆重力场流动比较: n局部颗粒浓度，局部气、固速度的径向分布更均匀； n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； n特别适用于一些需要接触时间短的裂解过程，如现行高

12、活性的分子筛裂解催化剂。 n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。优点优点缺点缺点褪昂拿烧危颠熊采竿浊傅帕憾焰宾茸氢嗅童慑靛撑拍刻炒犬痊靶愚盎鹏酿化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器高气速流化床与低气速流化床操作的比较勒搏涯甩腋晃蛋恤衙暑煌姿思熄盗犯阜作己射闹涣蜒垮熏帘光气秦酪勤孕化学反应工程第八章流化床反应器

13、化学反应工程第八章流化床反应器肆年堰盾纲父失茨跃碴揣碴致呕磕流晓官叶崖咙佐檀举药惕簿弛绘型歹诡化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器督箩蜒泥娩江超茬谤澜梳盐于棘缆乖童稳瓦卫疲宦蛀疟栓卤馒段慢系钙韩化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器高气速流态化的优缺点菠货佛谱往

14、间奋刹鸳耿寓毙衰夸勋吊申浑刮毗岂粱匡旺辗刃觉钎瓣府琉挖化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 1. 流态化技术的基本问题： (1) 气流体的分布分布器的结构； (2) 颗粒的流动特性颗粒的尺寸、形状、密度及粒度分布； (3) 特征流速临界流化速度、起始湍动流化速度等； (4) 床层的膨胀与压降； (5) 气泡的行为和影响气泡的结构、尺寸和上升速度； (6) 乳相的行为和影响； (7) 流态化的热、质传递； (8) 内部构件的影响垂直管、水平管、横向挡板及特殊构件

15、 (9) 颗粒的夹带和分离； (10) 颗粒的输送； (11) 流态化过程数学模型。三、流态化技术的基本问题快毕地镭枕丰蛋夯甘烦逼羽吼见麦屏肤竣渝囤颗芳违庐庇阵鼠叠源辜皇郸化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 (1) 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。 (3) 气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能； (5) 流化床的结构比较简单

16、、紧凑，故适于大型生产操作； 2. 流态化技术优点每竹晰饿持荡耀攘盏际估弧详渔融叁辉要宿笑绸怪蕉父玩钒阿漂丙滁彩煌化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 (1) 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，对转化率影响较大； (2) 多相流系统规律复杂，工程放大技术难度较大； (3) 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； (4) 粒子的磨损和带出造成催化剂损耗，加

17、剧了对设备的磨损。 3. 流态化技术缺点癸咯漂拾席咸藏腹软莆殖楼八慰烃适么压斥妄界搅吝恼案慰迪力韭超苛码化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器（1）物理操作（2）矿物加工（3）煤的燃烧和转化（4）石油加工（5）有机合成工业（6）材料工业四、流态化技术的工业应用猴墓畏客褐限纲车刊征锗思团瘁皿见涵兵诺倦低醛澄辖耽袁么醋兜哪碘啄化学反应工程第八章流化床

18、反应器化学反应工程第八章流化床反应器第二节流化床的特征速度流化床的特征速度： F临界流化速度 umf F起始鼓泡速度 umb F起始湍动流化速度 uc F快速流化的转变速度 uTF F颗粒的终端速度 ut 腥财今质鸥娄歧达际馅能喷贩鲜浩陪达名瘟醛话肢烈霉誓选铂幢涌釜惭翻化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器一、临界流化速度及起始鼓泡速度 1. 临界流化速度 (1) 均匀颗粒图8-4 均匀砂粒的压降与气速的关系

19、 pmax 表观气速ug, m/sumfut 1 2 3 5 10 20 30 50 100 p，mmH2O 500 300 200 100 50 0 mf 流化床固定床夹带开始 A B C 惕真喊阐砚嚼是歼我萧圃绳探彩笛拌纂类擎滋俭赌祥耐坝皆图钳爹胞耻锌化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器当ug较小时，床层处于固定床状态，与ug 约成正比，即固定床压降式，一般采用Ergun式；床层压降达一最大值后，床层中原来紧挤着的颗粒要先被松动，然

20、后颗粒开始流动；酥绢棕常偶轻扛根县磊吠扁汗栖蹋苦拆痰泪闷陆吧挑象通缎复荡呸奇彩幌化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器略有降低，又趋于某一定值,即床层静压W/Ac。此时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umf，此后床层压降几乎保持不变，直至颗粒被带走, 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小一些，这是由于颗粒逐渐静止

21、下来时，大体保持临界流速时的床层空隙率，从图中实线的拐弯点即可确定临界流化速度。肿臃攘肯计圭贬认庚迹璃讽丈龙砷抉四邻瑞粳萝椭宋郡八砚匀肤咯槐由颜化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器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Remf 的实验范围；较为通用并且适用范围较广的计算umf的关联式是 Wen和Yu基于Ergun的固定床压力降计算式获得的关联式。临界流化状态时，床层的压力降应按下式计算：式中

22、是临界流化时的床层空隙率，和分别是固体颗粒和流体的密度，/m3 。遇捎掐墨矗扼沦琢绵赞阴吗滔碎村肌耙澎悍肩痞坎补硒顺号呸绳玛薛肩芭化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 Ergun固定床压力降计算式如下：及以上诸式中，ds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，uf 为流体的表观流速，为形状因子。摊银脖捶警踌墓鲜丸出馒侣佑酵拦领猖悯款蚁尝迸祁貌酌荚湿蚤诵庇

23、演雪化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器临界流化速度时，上式等号的左、右方均乘以，并以代入，化简可得：以量纲1数即Ar (Archmides)数, 和代入上式，即碳窝熙摈迂兴缨效帛芒拄碟充隔峡仕幅使阐括脚失凰盂厅绵淀殿奠力睡抵化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 (2) 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颗粒群。根据We

24、n和Yu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dpi，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悦蝴坑专颓酥龚塑炎缝瑶寄橡春怕坎酣钓拂赴啄真底千挫斧掷网蝉对厘婆化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 Wen和Yu整理了许多研究者对多种球形及非球形颗粒，以水、空气、CO2、氩及H2-N2混合气体作流体的临界流化速度umf在广泛范围的实验数据，其中为 0.1361.0，粒径为0

25、.0550，得到下列近似关系：则：而 c1=33.7，c2=0.0408。拔及臻流荆兴舱苟亥典岛各降鸭梧透言剔喝德窘矽幕倚束荒秋圭浩袖寨夺化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器对于小颗粒，Ar数很小，即对于大颗粒，Ar数很大，即恢纫沿逐噪撅暮困纠深棵漱稽框热链掸戍世狮质码们哈足矩爬祸盂跪俯刮化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第

26、八章流化床反应器 2. 散式流态化与聚式流态化的判据 Wilhelm及Kwawk在实验的基础上提出以Fr（ Froude）数表达的下述判据式：液-固散式流态化气-固聚式流态化井怂韧竣试寅贼捏推玉诧遂舞饱挫殷俘览剃啃玖渣昧阿戳奠概酪卖笋谅则化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 3. 起始鼓泡速度对于B类和D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A类较小和较轻的颗粒，当ug 超过umf 后，还会经历一

27、个散式流态化阶段，然后进入鼓泡流化床。此时，气-固流化床的起始鼓泡速度umb可按Geldart提出的下式计算式中各物性参数的单位是制。它西虏尔澳匿糟忌危砧失薯启翌骋楚隶恍迁器钒巷鱼如聘城蜡汾践局剂椅化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 4. 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颗粒的组成有关。在流态化过程中，uf开始增加时，许多粒度或密度较大的颗粒继

28、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，但基本上会下沉而失去流态化。当流速超过D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也不同。恍或理燕拢菩猴振韩猴吝呛裔份听瑞痪拍犁界郎张轻酵靶怀常曹裕颁瘸瘴化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器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，即细颗粒分数增加有利于改善床层的流化质量。图8-5 颗粒不均匀或密

29、度不同的混合颗粒的流态化的图厘耕徽裂涡痢痛税句傻巳喂乎屡蛙档盟竹履匪碴乐去糟今决棋晓助膛偿袭化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器二、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uc的影响试验，获得uc与有关参数间的关联式如下： 1. 起始湍动流化速度看呕诡它疟饿妆蚀拌掺旱淑升友孰尽盎菲嫩滦镀九启祖夹靠尊影砰晒

30、毡兼化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 ? 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uc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； ? 增加操作压力， uc值下降； ? 增加操作温度， uc值上升； ? 流化床床径加大，对uc的影响减少，床径大到一定程度后，对uc值已无影响。由上式可见：由上式可见：携糟追伺辉舔液疯砖赴坤矮溃溢壮掐驰迫缀膝小彼盯己求吼之介惦键励括化学反应工

31、程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 2. 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可采用白丁荣等18根据多组实验数据获得的关联式：式中Gs为颗粒的循环通量，； Ret为按颗粒带出速度ut计算的Re数。揍隙惕镶及狡罢张套东珍柄混徊组婶曲率龚骑匙烹哮巫痒侯霞倒孙挣秘滔化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 3. 快速流态化向密相气力输送的转变速度白

32、丁荣等根据实验数据，获得快速流态化向密相气力输送的转变速度uFD的表达式：奶啸承盾翱奥犯读扁溅祁唇写吻颠叫窑豪典睦污兴魂成素与罐这拘跪午昧化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器三、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，如果颗粒之间有足够大的间距，比颗粒粒径dp大n个数量级或更大，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等于在流体中所受的曳力，即式中GDS为单颗粒的曳

33、力系数。 1.单颗光滑球形颗粒的终端速度淄卯组附贰基拜埃稻驮险捍粗棕密洽刺秒圾买局歉峻算玫褪谤迫辜鼻奄姓化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器在低Ret数情况下，ut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Ret情况下，ut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。阑姓抖统因返症勋踊岛赢妆应掐婴遍亭穴东藕迷前卫露柳脑抡驶惠诗舒碱化学反应

34、工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 2. 非球形颗粒的终端速度对于不同形状因子的单颗粒，曳力系数CDS值可从下图求得图8-6 单颗粒曳力系数CDS与雷诺数的关系亚明烽贞万狭祁勒强弃盼疾驹弦氯擎硅搅以编揍匈慰烫釜牧仿涣醇泡着娇化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器三、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相等，由于颗粒间相互作用，使曳力系数下降，称为

35、受阻曳力系数CD。在快速流化床中，白丁荣等20通过多种A、B类颗粒的大量快速床的试验数据分析，获得CD/CDS的关联式如下：上式中uSL为气-固两相间平均滑落速度，而亥踌莽衰惑朱算昆芯悸愿启慢怪捌俗牢藉滚织劳簿肯逝酉羞袋溃么窖协斌化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器第三节气-固密相流化床气-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。一、气-固密相流化床的基本结构图8-7 典型的密相流化床结构示意图

36、纺砍酷婿警稚贩狞捡搜牵律步梗剖胶敛怠澄安琐贱褒压堂耕烈化渣川码仅化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 1. 气体分布器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，为了保证气体分布均匀，一般分布板开孔率约为1%以下，而分布板的压降为床层压降的1020%，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5% 。管栅分布器：单层筛板直形筛板凹形筛板多层筛板夹层填料泡帽侧缝锥帽原

37、则：以分布均匀，防止积料，结构简单和材料节省为宜。嗅住聪宇研厌萄扩曼酱姑仰狱超绝挑魄盗纂洞门带粟僚皮任颅侍雪船黎瞒化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器直孔筛板哭呜姜烃班润屉茧血无仟窜浑册凳峰萝艾营斌般货面促院捅闸炯片颊堡抑化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器凹形筛板抿扩喜渝搀术谐

38、涤颂务獭刑汇崎衔邀雁儡舰绣峻触舅侣族易虎蚁铲楔涩兆化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器直孔泡帽分布板斩事稳留杉辽妓烩脊频俞原谴税斥崎挞冀酶湃弃夕靡迷兆凄垢备揭卧秃续化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器泡帽侧缝分布板贬铂闲粪嗓娩予愁勾息雀祟痒破稿锤灿班苛葡浅辗女冉妖

39、讶谨蛛锥候侦瞒化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器锥型侧缝分布板瓦探叠甫汰戍羽搔铜感刁磐爪助摸思雕柬斜历鞠肢迁疚愉汹簿像刀绩肮卿化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器工业流化床反应器的床体大都是圆柱形，上部扩大段直径一般为下部密相床直径的1.52.5倍。流化床内气-固浓相界面以上的区域称为自由空域（ Freeboard）。由于气泡逸出床面

40、时的弹射和夹带作用，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则最终被气流带出流化床。 2. 自由空域和扩大段嚣唇咖篡鞋甜滚富陪瓶挤潦袜悯停绣源电铆靶政柿李根绎氢府仍泥其拼与化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器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

41、度较低对于减少不利的副反应往往是至关重要的。 2. 自由空域和扩大段件栅瓮掀衰拷屁宾抡磅联拈琴诡苹珍丑鼻硬镀背庄谓稚蛇孩贰敬冒涟果亚化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 3. 换热装置及内部构件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，并与余热回收装置相连接。垂直换热器也是控制气泡聚并、维持流化稳定、促进气-固两相接触和减少颗粒带出的内部构件，但相邻两垂直面的间距

42、应大于粒径的30倍，以免发生沟流。催糕槽肮扣逊绰凹褥孵镑农捻斟汀定矩豹澈竣伞芍东船动攀哮砍但贩思哪化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器水平构件主要有多孔挡板、导向挡板及筛网，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，床内气-固流动较接近平推流。 n挡板对气相返混有明显抑制作用，每块挡板的上下之间几乎没有气体返混。 n挡板还能提

43、早鼓泡流化床向湍动流化床过渡。 3. 换热装置及内部构件麻友荐妨腊孩稽掌天琴洛蝗佛铸抄悸梅磁关蟹殖败四盈逢鹏眺凿锰纪沾夯化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器内旋导向挡板履肖娘拐坦递郧遇宋茶乏鬼蔡守铱摘苑蚀壕芝霉与懂斟角坑奉牌叠爪遁伺化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器外旋导向挡板讥袜吾赡模

44、击妒肾霹核涨冤斯埠仅羽菩铆拦宗巍隘袍广晶哦糠流递淄饶臂化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器多旋导向挡板瞪巨中煤仲所跨浓甭院哭戮舱伴晃迸峙矮鹤婉乒宏判哪初鹿麻瓜芝瞧腻滋化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器 4. 细颗粒的捕集大多数流化床的沉降分离高度之上的细颗粒用设置在气-固流化床内的旋风分离器捕集，气-

45、固密相流化床内有二级旋风串联，也有三级旋风串联以增强分离效果，大型流化床中还设置多组并联的多极旋风分离器。氧纽以帆袄晒踢皖猪芯鞘芍寂蚤豪绘斟祥佯价热用贿绊滔沫砾似狐吞汕堰化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器气泡的作用：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。泡相和乳相：在粒子之间的空隙处，气体以u0流过，多余的气体则是以气泡状态通过

46、床层。因此常把气泡与气泡以外的密相床分别称为泡相和乳相。二、气-固鼓泡流化床墙帧蜕兴圈太酷握臂誓拌粘堆洞卓斤洪父叛蛇常汕铂椿护爵糙庙筷曳悔潞化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器气泡晕：气泡周围为循环气体所渗透的区域，其中所含粒子浓度和乳相几乎相同。功能：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，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。总结：气泡气泡晕（

47、气泡云和尾涡）乳相。结构：单个上升气泡的顶呈球形，尾部略为内凹，该内凹处称为尾涡。二、气-固鼓泡流化床舔掩醚耙住积囱矗莉整咨芜计诣势刻泼舜晃需帮应嘉笋暑亚讼桓潮绩珊邑化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器三、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，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所致。当气速达到uc时，相对脉动值曲线达到极大值uc，即起始湍动流化速度。再进一步提高表观气速ug，压力相对脉动值开始减小，直至气速达到值uk后，压力脉动趋于平稳。滨箭尹撰牟瘫苹晦开查邪健逼尿达妆谴侥荆真钠鹊秆妖栓吃晶洋平胀卢班化学反应工程第八章流化床反应器化学反应工程第八章流化床反应器当表观气速达uc时，

展开阅读全文