第六章固定床和流化床

合成氨工業11.固定床反應器的特點及類型2.催化劑顆粒參數3.流體在固定床中流動特性4.固定床中的傳熱

床層對壁總給熱系數床層有效導熱系數和表觀壁膜給熱系數流體與催化劑顆粒間給熱系數5.固定床中的傳質與混合本章內容2能力目標：能分析固定床的反應與傳質傳熱規律能掌握固定床反應器的操作控制要領能利用所學固定床反應器知識，在固定床反應器生產中發生異常事故時能夠分析問題和解決問題。36.1概述

定義：反應物料呈氣態通過由靜止的催化劑顆粒構成的床層進到反應裝置，稱為氣固相固定床催化反應器，簡稱固定床反應器。如:乙烯氧化制環氧乙烷，乙苯脫氫制苯乙烯；許多強放熱反應，如丙烯胺氧化制丙稀腈等。4③有利于達到高的選擇性和轉化率。優點：①催化劑不易磨損。②床層極薄和流速很低，床層內流體流動→平推流，較少量催化劑可獲較大生產能力。④傳熱性能較差。⑤催化劑再生更換不方便。缺點：固定床內固體－可以是催化劑，也可以是固體反應物。適用于氣固催化反應，固相加工反應5.(1)絕熱式固定床反應器

－

結構簡單，造價低廉，但適用熱效應不大或催化劑對溫度要求不高的反應。(2)換熱式固定床反應器

列管式固定床反應器－管內裝填催化劑，反應物料自上而下通過床層；管間為載熱體，以維持所需的溫度條件。(3)自熱式固定床反應器－

使冷原料本身預熱到反應所需的溫度，然后進入床層進行反應。

前提：放熱反應，熱量大致平衡。61．絕熱式單段絕熱式－適用于反應熱效應較小;反應溫度允許波動范圍較寬;單程轉化率較低。傳熱要求和傳熱方式:特點：結構簡單，空間利用率高，造價低。7

兩個絕熱層間加換熱器在層間加換熱盤管有多層絕熱用外加物料中間直接冷激用原料氣中間冷激8（a)間接換熱式；（b）原料氣冷激式；（c）非原料氣冷激式9

多段固定床絕熱反應器ⅠⅡⅢⅣ(a)(b)(c)ⅠⅡⅢⅣⅠⅡⅢⅣ產品（a)間接換熱式；（b）原料氣冷激式；（c）非原料氣冷激式10絕熱床反應器典型例子是乙苯脫氫制苯乙烯。水蒸汽作用：可安全地加熱到高溫。熱容量大，可帶入大量顯熱，還起稀釋作用、清除積炭。

11主要內部構件:

氣體入口分布器,段間多孔排管式分布器

一部分物料由反應器頂部氣體入口分布器進入;

另一部分物料由反應器催化劑兩段之間加入。

物料沿徑向做到濃度均勻、溫度均勻、速度均勻，獲得均勻的流量分配。122．換熱式－對外換熱式,自動換熱式

對外換熱式－以各種載熱體為換熱介質。注:載熱體溫度與反應溫度之差不宜過大，以免造成靠近管壁的催化劑失效。

自身換熱器－在反應器內，以原料氣為換熱介質，通過管壁與反應物料換熱，以維持反應溫度的反應器稱自身換熱器。13

換熱式反應器以列管式為多傳熱效果好，溫度易控，用于附加值高、原料成本高、不易分離的場合。14傳熱所用的載熱體視所需控制的溫度范圍而異，控制溫度為100~200℃時用（水蒸氣）或（高壓氣水混合物）加熱；控制溫度為200~250℃時用（道生油）加熱；控制溫度為300~400℃時用（無機熔鹽）；控制溫度為600~700℃時，只能用（煙道氣）加熱。15強放熱反應控溫措施：1、激冷式、同樣粒度的惰性物質來稀釋催化劑、分段稀釋，分段調節流量等。2、復合床。先理想混合型，后為理想置換型。反應級數愈高,η愈低;轉化率愈高,η愈低。16甲醇氧化的薄層反應器1-催化劑

2-冷卻器17列管式固定床反應器以加壓熱水作載熱體的固定床反應裝置示意圖1-列管上花板；2-反應列管；3-膨脹圈；4-汽水分離器；5-加壓熱水泵181-列管上花板；2、3-折流板；4-反應列管；5-折流板固定棒；6-人孔；7-列管下花板；8-載熱體冷卻器載熱體:冷卻水，加壓水，道生油混合物，熔鹽，煙道氣以道生油作載熱體的裝置示意圖191-原料氣進口；2-上頭蓋；3-催化劑列管；4-下頭蓋；5-反應氣出口；6-攪拌器；7-籠式冷卻器以熔鹽為載熱體的示意圖20徑向固定床催化反應器示意圖甲苯歧化制苯就采用徑向反應器提高催化劑有效系數；減少床層壓降

216.2固定床反應器內的流體流動6.2.1催化劑的物理性狀比表面積

-指每克催化劑的表面積.m2/m3:單位體積的催化劑所具有的表面積。

m2/g:單位質量的催化劑所具有的表面積。2.空隙率

-指催化劑床層的空隙體積與催化劑床層總體積之比，用ε表示。

223.表觀密度-又稱假密度或顆粒密度，即包括催化劑顆粒中的孔隙容積時，該顆粒的密度，記為，單位為g/cm3。4.堆積密度-又稱填充密度，是對催化反應床層而言。即當催化劑自由地填入反應器中時，包括床層中的自由空間，每單位體積反應器中催化劑的質量。記為，單位可用g/cm3、g/l或kg/m3表示。23形狀－球形、圓柱形、環形、無規則等

對于非球形顆粒，常用于球型顆粒作對比的相當直徑表示。

6.2.2催化劑顆粒直徑,形狀系數241．體積相當直徑，即體積相同的球形顆粒直徑來表示非球型顆粒直徑。（6.1）——非球形顆粒的體積。dｖ252．面積相當直徑，即采用外表面積相同的球形顆粒直徑來表示非球形顆粒直徑（6.2）——非球形顆粒的外表面積。

263．比表面相當直徑，采用比表面積相同的球形的顆粒直徑來表示非球形顆粒的直徑。比表面積為：在固定床中常采用體積相當直徑;在傳熱介質研究中采用表面相當直徑。（5.3）非球形比表面積Sv=Ap/Vp球形:27形狀系數:球形顆粒的外表面積與體積相同的非球形顆粒外表面積之比。φs≤1φs(φs)28對于大小不等的混合顆粒，平均直徑可用調和平均法計算。=1/（）為的顆粒所占的質量分率。你29平均直徑算術平均直徑：調和平均直徑：幾何平均直徑：30固定床層是由許許多多的催化劑顆粒堆積而成的，床層空隙率是表征床層結構的主要參數。ε－顆粒間自由體積與整個體積之比。

6.2.3床層空隙率及分布31

固定床中同一橫截面上的空隙率是不均勻的。

對粒度均一的顆粒構成的固定床，在距器壁1～2倍顆粒直徑處，ε最大，而床層中心ε較小。稱為壁效應。1)床層空隙率分布32空隙率的大小－形狀，粒度分布，顆粒表面粗糙度，顆粒直徑與床層直徑之比以及顆粒充填方法等有關。大小均一光滑的球型顆粒有規則排列堆積時，最大空隙率0.476（立方格排列），最小0.2585，湍流時后者的壓力降比前者大20倍。33空隙率徑向分布不均勻傳質、傳熱不均勻

床層直徑與顆粒直徑之比34拉西環，鮑爾環等非球形顆粒所充填的床層，同一截面上的ε值，除壁效應影響可及的范圍外，都是均勻的；球形或圓柱形顆粒，ε值除壁效應可及的范圍外，還在一平均值上下波動。床層直徑與顆粒直徑之比越大，ε的分布越均勻，通常所指的床層空隙率是指床層平均空隙率。352)空隙率與催化劑直徑的關系dp/dt愈大,空隙率愈大。366.2.4流體在固定床中流動特性徑向混合：由于流體在流動過程中不斷撞擊到顆粒上發生流股的分裂而造成的。軸向混合可理解為：流體沿軸向依次流過一個由顆粒間隙形成的串聯的小“槽”后，由于突然擴大而減速形成混合。37固定床中流速分布床層中部ε分布較均勻,

流速也較均勻,離壁1~2dp處,ε大,流速最大。dt/dp愈大,流速分布愈均勻。38一部分為流體以平均流速沿軸向做理想置換的流動，另一部分為流體的徑向和軸向的混合擴散，包括分子擴散和渦流擴散。床層內徑向混合示意圖固定床流體流動模型39流體在固定床中的流動的復雜性在床層徑向，流速分布不均勻，滯流、過渡流、湍流同時存在,徑向、軸向返混同時存在。使氣體分布均勻的辦法

a.使催化劑各部位阻力相等。

b.采用氣體分布器。如分布錐、分配頭、設柵板等。

c.附加導流裝置。40數學模型1.擬均相模型忽略床層中粒子與流體間溫度與濃度的差別。1）平推流的一維模型2）有軸向返混的一維模型3）同時考慮徑向混合和徑向溫差的二維模型。412.非均相模型考慮床層中粒子與流體間溫度與濃度的差別。

426.2.5流體流過固定床層的壓力降當流動狀態為層流時，以摩擦阻力為主；摩擦阻力ΔP1：由于流體顆粒表面之間的摩擦產生。當流動狀態為湍流時，以局部阻力為主。局部阻力ΔP2：流體在孔道內的收縮、擴大及再分布所引起的。43濕周---在總流的有效截面上，流體與固體壁面的接觸長度稱為濕周，用字母L表示。水力半徑---總流的有效截面積A和濕周L之比。用字母RH表示RH=A/L水力半徑44對于圓形截面的管道，其幾何直徑用水力半徑表示時可表示為A=(1/4)×πd2L=πd則R=A/L=(1/4)×d→d=4R即圓形截面的管道幾何直徑為4倍的水力半徑。對于與圓形管道相類比，非圓形截面管道的當量直徑de也可以用4倍的水力半徑表示de=4A/L=4R45流體在空圓管道中等溫流動時，計算壓力降的公式為：歐根式：464748當ReM<10層流時,磨擦損失為主,f≈150/Re

,略去第二項;當ReM>1000湍流,局部阻力損失為主,f≈1.75,略去第一項結論：

對ΔP影響最大的是ε和u

49

一般床壓不宜超過床內壓力的15%，所以顆粒不能太細，應做成圓球狀。50壓降的計算

ΔP=ΔP1+ΔP2

=

Pa式中混合物的粘度

kg/m.s

516.3固定床中的傳熱傳熱包括：粒內傳熱，顆粒與流體間的傳熱，床層與器壁的傳熱給熱系數αP給熱系數αW,λer

總給熱系數α

t當單純作為換熱裝置時，以床層的平均溫度tm與管壁溫差為推動力-----總給熱系數αt521.反應熱有催化劑顆粒內部向外表面傳遞；2.反應熱由催化劑外表面向流體主體傳遞；3.反應熱少部分由反應后的流體沿軸向帶走,主要部分由徑向通過催化劑和流體構成的床層傳遞到反應器器壁由載體熱帶走；上述的每一傳熱過程都包括著傳導，對流和輻射三種傳熱方式，

了解床層內部的溫度分布，必須引進床層內部和床層與器避之間的傳熱計算。反應的熱傳遞過程:536.3.1床層對壁總給熱系數在一維模型中，床層徑向溫度被認為是相同的。床層熱阻和壁膜熱阻合并作為一個熱阻來考慮54床層對壁總給熱系數（利瓦式）55例5.1鄰二甲苯氧化制苯酐，系放熱反應，采用列管式固定床反應器，列管內徑為25mm，催化劑粒徑為5mm，流體導熱系數為0.1877，粘度為0.033，密度為0.53，表觀質量流速為9200，試計算床層對壁總給熱系數。566.3.2床層有效導熱系數和表觀壁膜給熱系數二維模型需要考慮徑向溫度分布。在計算徑向溫度分布時，通常把固定床徑向傳熱的熱阻看成是由兩部分組成：一是床層本身，另一是器壁上的層流邊界層。定義：1.有效導熱系數λer

:57有效導熱系數λe軸向λel

徑向λer

♀58固定床的有效導熱系數λer

實際上是粒子與流體間的對流傳熱，粒子及流體本身的導熱以及床層內輻射傳熱等幾類綜合表現。λer（徑向）確定方法是先測固定床中的溫度分布，然后根據傳熱方程式反算求出λe

59—流體靜止時的有效導熱系數；

—流體導熱系數；—徑向傳質與流動方向傳質速率比；

—顆粒中心間距與粒徑比；

—填充床層雷諾系數；

—傳熱普郎德數。第一項表示流體靜止時床層有效導熱性能;第二項表示由流體流動狀態所決定的傳熱機理(混合擴散造成的徑向傳熱能力。)矢木-國井式602．表觀壁膜給熱系數αw一部分為通過流體靜止的床層的傳熱；一部分為受流動影響的傳熱，——流體靜止時，流體對壁膜的給熱系數。(αw)f(αw)f——流體流動時，流體對壁膜的給熱系數。611/αt=1/αw+R/4λer

由有效導熱系數和表觀壁膜給熱系數可求出床層對壁總給熱系數。弗魯門特式：626.3.3流體與催化劑顆粒間給熱系數

63αp

常以jH因子表示。當dp＜6mm,T＜400oc64球形顆粒Ф=1圓柱形Ф=0.9片狀形Ф=0.81無定形顆粒Ф=0.9利用流體與催化劑間的給熱系數,可以計算流體與催化劑顆粒間的溫度差。656.4.1粒子與流體間的傳質6.4固定床反應器內的傳質固定床反應器內的傳質：主流體催化劑外表面外表面到內表面化學反應內表面到外表面外表面到主流體。內擴散,外擴散,床層內的混合擴散.66一、氣固非均相催化反應過程與控制步驟（1）反應物分子從氣相主體以擴散的形式傳遞到催化劑外表面－外擴散過程；（2）反應物分子以內擴散形式通過催化劑孔道傳遞到催化劑內表面－內擴散過程；（3）反應物分子在催化劑表面的活性中心吸附－吸附過程；（4）反應物分子在催化劑內表面上經一系列化學變化生成產物－反應過程；（5）反應產物在催化劑表面上脫附－脫附過程；（6）脫附后的反應產物經內擴散通過催化劑孔道傳遞到催化劑外表面－內擴散過程；（7）反應產物經外擴散由催化劑外表面傳遞到氣相主體－外擴散過程。67氣～固非均相催化過程的控制步驟

控制步驟：某一步驟比其它步驟慢得多（最慢的步驟）動力學控制：吸附，表面反應，脫附擴散控制：內擴散，外擴散681）流體與催化劑顆粒外表面間的傳質69KCA--外擴散傳質系數70外擴散系數的大小，反映主流體中的渦流擴散阻力和顆粒外表面層流膜中的分子擴散阻力大小。其與擴散組分性質、流體的性質、顆粒表面形狀和流動狀態有關。增大流速可提高外擴散傳質系數。其在床內是變量，只能取平均值。71kC和kG常以傳質因子jD表示。利用jD可以計算反應過程流體主體與催化劑外表面間的分壓差。工業反應器一般都在較高流速下操作，外擴散的影響通常都可以消除。726.4.2催化劑內部的傳質催化劑內部微孔的不規則性和擴散要受到微孔壁影響，內孔中的擴散十分復雜，通常以有效擴散系數描述。如：73內擴散速度小于表面反應速度，沿擴散方向，反應物濃度逐漸降低，以致反應速度也隨之下降。采用催化劑有效系數定量說明。η=催化劑顆粒實際反應速度/催化劑內表面和外表面溫度濃度相同時的反應速度=rp/rs催化劑有效系數可實驗確定。先測顆粒實際反應速度rp，然后顆粒逐次壓碎，使內表面暴露為外表面，在同等條件下測定反應速度，當顆粒變小反應速度不變時，測得rs。74通過求解顆粒內部的物料衡算式、反應動力學方程式和熱量衡算式可以得到顆粒內部為等溫和非等溫時的催化劑有效系數公式。判明了內擴散的影響，就可以選用工業上適宜的催化劑顆粒尺寸。當采用細顆粒時，可以考慮改用徑向反應器或改用流化床反應器。75催化劑微空內的擴散過程對反應速度有很大影響，而且影響復雜反應的選擇性。如對平行反應中，對于反應速度快、級數高的一個反應，內擴散阻力的存在將降低其選擇性。又如連串反應以中間產物為目的產物時，深入到微空中去的擴散將增加中間產物進一步反應的機會而降低其選擇性。766.4.3床層內的混合擴散77有效擴散系數有效擴散系數常以畢克來數Pe表示。徑向和軸向的有效擴散系數分別是Der和Del。則78工業反應器通常流速下，當反應器長度和催化劑粒徑之比大于100倍時，軸向混合的影響可以忽略。796.5總反應速率方程固定床設計中為了直接計算催化劑用量，反應速度常以催化劑質量或床層體積為基準表示。80顆粒內部和流體與顆粒外表面間的溫度差均可忽略時的一級可逆反應:AB反應器內操作穩定時,外擴散速度=化學反應速度=總反應速度

ρBrA=kCASeφ(CGA-CSA)=kSSi(CSA-CSA*)ηkS—以單位內表面為基準的化學反應速度常數Si—單位體積床層中的催化劑內表面積CSA*—操作壓力、溫度下，反應平衡濃度81催化劑外表面積相對于內表面積很小時，忽略外表面的反應。得到

ρB

rA=

（CSA-CSA*）/（1/kCASeφ+1/kSSiη）當1/kCASeφ?

1/kSSiη外擴散控制過程當1/kCASeφ?1/kSSiη內擴散控制過程當η=1時,動力學控制過程當η

?1時,內擴散控制過程慢過程為控制步驟，再簡化方程計算。82固定床反應器設計經驗法用實驗室、中試裝置或工廠現有裝置中測得的最佳條件如空速或空時收率等數據作為設計計算依據。空速=原料氣體標準體積流量/催化劑床層體積催化劑空時收率=主產品量/催化劑用量832.數學模型法對反應器內部過程的本質和規律有一定認識的基礎上,用數學方程式來比較真實地描述實際過程84思考題1.固定床反應器按傳熱方式通常分哪幾種?2.固定床內空隙率分布有哪些特點?3.固定床中流體流速分布有什么特點?4.固定床中使氣體分布均勻的辦法有什么?5.流體流過固定床時的壓力降包括哪兩項?6.固定床反應器中反應的熱傳遞過程是怎樣的?作業:p1195-1,5-25-2題補充數據:空氣T=298K時,ρ=1.29kg/m3

μ=1.48×10－5Pa.s856.6流化床本節內容1、流化床優缺點；2、工業流化床結構3、流化床內傳質與傳熱；4、流化床相關參數計算861.固體流態化的基本概念

流態化——固體粒子象流體一樣進行流動的現象。除重力作用外，一般是依靠氣體或液體的流動來帶動固體粒子運動的。6.6.1固體流態化的基本概念及結構872.流化床優點優點：1)傳熱效能高,溫度易于維持均勻。2)大量固體粒子可方便地往來輸送。3)粒子細,可以消除內擴散阻力,充分發揮催化劑性能。缺點：4)氣流狀況不均,不少氣體以氣泡狀態經過床層,氣固接觸不夠有效。5)粒子運動基本上是全混式,停留時間不一。6)粒子的磨損和帶出造成催化劑損失。883.流態化的形成：流體流過催化劑床層時，根據流體流速的不同，床層經歷三個階段：

固定床階段：u0＜umf時，固體粒子不動，床層壓降隨u增大而增大。

流化床階段：umf≤u0≤ut時,固體粒子懸浮湍動,床層分為濃相段和稀相段，u增大而床層壓降不變。輸送床階段：u0

＞ut

時,粒子被氣流帶走,床層上界面消失,u增大而壓降有所下降。89

umf—臨界流化速度，是指剛剛能夠使固體顆粒流化起來的氣體空床流速度，也稱最小流化速度。ut—帶出速度，當氣體速度超過這一數值時，固體顆粒就不能沉降下來，而被氣流帶走，此帶出速度也稱最大流化速度。904.流化床基本結構結構分為：濃相段、稀相段、擴大段、錐底。內部構件：氣體分布板、換熱裝置、氣固分離裝置、擋板檔網、氣體預分布器等。91流化床反應器結構反應器主體擴大段分離段濃相段錐底92散式流化和聚式流化散式流化

db/dp＜1db——氣泡直徑dp——顆粒直徑對于l-s系統，流體與粒子的密度相差不大，故umf一般很小，流速進一步提高時，床層膨脹均勻且波動很小，粒子在床內的分布也比較均勻，故稱作散式流化態。顆粒越細，流體與固體的△ρ值越小，則越接近理想流化，流化質量也就越好。93聚式流化

db/dp＞10

對于g-s系統，一般在氣速超過Umf后，將會出現氣泡，氣速越高，氣泡造成的擾動也越劇烈，使床層波動頻繁，這種形態的流化床稱聚式流化床。94大氣泡和騰涌定義：聚式流化床中，氣泡上升途中增至很大甚至于接近床徑，使床層被分成數段呈活塞狀向上運動，料層達到一定高度后突然崩裂，顆粒雨淋而下，這種現象稱為大氣泡和騰涌。

危害：影響產品的收率和質量；增加了固體顆粒的機械磨損和帶出；降低催化劑的使用壽命；床內構件易磨損。造成原因：L/D較大；u較大

消除方法：床內設內部構件；降低u

955.流化床中常見的異常現象溝流

定義：氣體通過床層時，其流速雖超過umf，但床內只形成一條狹窄，大部分床層仍處于固定狀態，這種現象稱為溝流。溝流分局部溝流和貫穿溝流。

危害：產生死床，造成催化劑燒結，降低催化劑使用壽命，降低轉化率和生產能力。

造成原因：顆粒太細、潮濕、易粘結；床層薄；氣速過低或氣流分布不合理；氣體分布板不合理。

消除方法：加大氣速；干燥顆粒；加內部構件；改善分布板。

96管束作用:攜熱,控制氣炮。97垂直管:供熱水平擋板:減少層內的返混和粒子的帶出。98每一個管就是一個流化床。返混少,換熱性能好。99雙體流化床:催化劑在反應器和再生器間循環。100氣輸管在固體物料的輸送和干燥方面常用。101粒度大而均一,一般不易均勻流化的場合。1026.6.2特征流速1.起始流化速度(umf)：是指剛剛能夠使粒子流化起來的氣體空床流速。如將固定床壓降公式與流化床壓降公式等同起來，并做適當的簡化，可以導出起始流化速率：對于小粒子：對于大粒子計算時，應將所得umf值代入ReP=dPumfρ/μ，檢驗是否符合規定的范圍。103

當氣速增大到某一定值時，流體對粒子的曳力與粒子的重力相等，則粒子就會被氣流所帶走。這一速度稱帶出速度。對于球形粒子：2.帶出速度ut104ut／umf的范圍大致在10～90之間，粒子愈細，比值也愈大，表示從能夠流化起來到被帶走為止的這一范圍就愈廣。5.流化數

操作氣速u0與起始流化速度之比稱為流化數。一般流化數F0在1.5～10(F0=u0／umf)。但也有高到幾十甚至幾百的3.ut／umf的范圍常用的操作氣速在0.15～0.5m/s左右。對熱效應不大，反應速度慢，催化劑粒度細，篩分寬，床內無內部構件和要求催化劑帶出量少的情況，宜選用較低氣速，反之則宜用較高的氣速。4.操作氣速1056.6.3分布板與內構件1.分布板(a)及(b)是單層的篩板設計。凹形篩板可抵消氣體易從床中心處偏流的傾向、強度也較高，能承受熱膨脹，故在大直徑床中常采用，篩板雖有可能漏料和在板上出現死區，但如顆粒流動性能好，篩孔氣速足夠高，而且壓降適當，是最簡單適用的。(c)是保持適當間隙的多層篩板所組成的分布板結構，下層板孔大而數少，起控制壓降的作用，愈往上的各層，孔數愈多而愈小，便于氣體均布。106圖分布器的若干形式107(d)是有夾層填料的分布板，填料還能起到使原料氣充分混合的作用。(e)是由管柵組成的分布器，依靠管上嚴格制作的限流小孔來控制壓降，以保證整個大床截面上的進氣均勻。同時因空氣與原料氣可分路進入，一旦混合就已進入到了流化床中，因此避免了爆炸的可能性。近分布板的區域，氣流從孔內射出速度很高，氣—固接觸劇烈，傳熱、傳質速率高，因此轉化快。一般認為其影響范圍大致在250mm的高度左右。為了保證流化均勻而穩定，分布板需有足夠的壓降，一般選取分布板壓降ΔPd為床層壓降ΔPb的10～20％，最小也不應小于35cm水柱。通常分布板開孔率取約1％。1082.內部構件為了傳熱或控制氣—固間的接觸:垂直管、平管，多孔板、水平擋網和斜片百葉窗擋板等。垂直管最為常用,傳熱、控制氣泡聚并甚至減少顆粒帶出；水平構件對顆粒和氣體的上下流動起一定的阻滯作用，從而導致床內產生明顯的溫度梯度和濃度梯度。復雜形式的內部構件造成的影響也復雜，在放大時會造成困難，工業上以易于放大為宜。109床內顆粒運動示意

乳化相的動態一般認為除部分氣體以起始流化速度流經粒子之間的空隙外，多余的氣體都以氣泡狀態通過床層，因此人們常把氣泡稱作氣泡相、把氣泡以外的密相床部分稱作乳化相。110由于上升氣泡的尾渦中夾帶著顆粒，它們在途中又不斷與周圍的顆粒進行著交換，所以在氣泡流動劇烈的地區，大量顆粒被夾帶上升，而在其余的地區則下降，形成如圖所示的循環。這種循環相當劇烈，所以即使在直徑幾米的大床中，也不過幾分鐘就混勻了。所以自由床中顆粒可認為是全混的。乳相中氣流的狀況則比較復雜。在流速較小時，乳相中的氣體以相當于起始流化狀態的速度往上流動，而在u0／umf＞6～11時，乳相中的回流氣量將超過上流氣量，按凈流量算，就成往下流的了。111

揚析速度：式中:ω為粒徑為dp的粒子的重量，W為床層粒子的總重量，Ks稱為揚析常數，它與氣體流速的關系大致為：n值約在4～7之間。顆粒的帶出和揚析當氣流連續通過床層時，床層內那些帶出速度小于操作氣速的顆粒將不斷被帶出去，這種現象稱為揚析。112當氣泡在密相床層表面爆破時，將大量固體顆粒拋擲進稀相空間。隨著氣流的上升，粒子將按粗細的順序陸續地沉析下來。當達到某一高度后，能夠被重力分離下來的顆粒都已沉析下來，只有帶出速度小于操作氣速的那些顆粒才會被帶上去。在此以上的區域顆粒的含量就近于恒定，這一高度便稱作分離高度，旋風分離器的第一級入口理應安置在這一位置上。分離高度示意圖113錐底：一般錐角為90°或60°作用：對進入氣體起預分布作用、卸催化劑。

床層（濃相段）：床高與催化劑的裝填量、氣速有關，是反應器的有效體積。通常催化劑填充層的靜止高度與流化床直徑的比值很少超過1，一般接近于1。分離段擴大段流化床反應器結構114

包括氣體預分布器和氣體分布板。其作用是使氣體均勻分布，以形成良好的初始流化條件，同時支承固體顆粒。以下為常見氣體分布板形式：

氣體分布裝置：凹型篩孔板單個直孔泡帽115

泡帽側縫分布板泡帽側孔分布板

氣體分布裝置：116條形側縫分布板直孔泡帽分布板117直孔篩板錐型側縫分布板錐型側孔分布板錐型側縫分布板118氣體預分布器同心圓錐殼式分布器帽式分布器119充填式分布器開口式分布器彎管式分布器氣體預分布器120

包括檔網、檔板和填充物等。作用：破碎氣體在床層中產生的大氣泡，增大g-s相間的接觸機會，減少返混，從而增加反應速度和提高轉化率。外旋擋板

內部構件：121多旋擋板內旋擋板

內部構件：122

間接換熱列管式單管式

換熱方式套管式管束式鼠籠式蛇管式

直接換熱——直接向床內噴水（如丁烯氧化脫氫流化床，效果很好）8.換熱裝置123橫排管束換熱器蛇管式換熱器套管式換熱器換熱裝置124氣固分離器

作用：回收上升氣流中不僅帶的細粒和粉塵，并避免帶出的粉塵影響產品的純度。125流化床反應器內的傳質流化床反應器內的傳熱流化床反應器的工藝計算6.6.4流化床傳質、傳熱、工藝計算126

1.流化床反應器內的傳質

顆粒與流體間的傳質氣體進入床層后，部分通過乳化相流動，其余則以氣泡形式通過床層。乳化相中的氣體與顆粒接觸良好，而氣泡中的氣體與顆粒接觸較差，原因是氣泡中幾乎不含顆粒，氣體與顆粒接觸的主要區域集中在氣泡與氣泡暈的相界面和尾渦處。127

氣泡與乳化相間的傳質由于流化床反器中的反應實際上是在乳化相中進行的，所以氣泡與乳化相間的氣體交換作用非常重要。相間傳質速率與表面反應速率的快慢，對于選擇合理的床型和操作參數都相關。1282.流化床反應器內的傳熱

流化床反應器具有溫度分布均勻和傳熱速率高的特點，特別適于產生大量反應熱的化學反應，同時換熱器的傳熱面積可以減小，結構更緊湊。129

傳熱的三種基本形式：固體顆粒與固體顆粒之間的傳熱固體顆粒與流體間的傳熱床層與器壁或換熱器表面的傳熱這三種傳熱的基本形式中，前兩種傳熱速度比后一種要大得多，所以要提高整個流化床的傳熱速度，關鍵就在于提高后一種傳熱速度。1303.流化床反應器的工藝計算

要求：確定床徑和床高確定床內構件計算傳熱面積

131直徑

反應器主體直徑D1v0-----操作條件下的氣體體積流量擴大段直徑D2

vd-------擴大段的氣體體積流量2132流化床的高度總高度分：床層（濃相段）高度hf

分離段（稀相段）高度h1

擴大段高度h2

錐底高度h3133濃相段高度hf床層高度由靜床高h0和膨脹比R確定

或h0=τuτ：氣體停留時間其中催化劑體積VS和催化劑質量GS

的確定方法與固定床相同。Hf=h0·Rεmf-床層空隙率εf-流化床空隙率

134分離段高度h1

由D1及u0，查圖得h1/D1

135

擴大段高度h2

經驗取：h2=D24．錐底高h3

一般錐角θ=60度或90度

H=hf+h1+h2+h31361、說明圖中換熱方式（a)（）；（b）（）；（c）（）2、床層中部ε分布較均勻,（流速）也較均勻,離壁1~2dp處,ε（大）,流速（最大）。dt/dp愈（大）,流速分布愈均勻。1373、載熱體溫度與反應溫度之差不宜過大，以免造成靠近管壁的催化劑（失效）。4、傳熱所用的載熱體視所需控制的溫度范圍而異，控制溫度為100~200℃時用（

）或（）加熱；控制溫度為200~250℃時用（）加熱；控制溫度為300~400℃時用（）；控制溫度為600~700℃時，只能用（）加熱。1385、固定床流體流動模型為：一部分為流體以平均流速沿軸向做理想置換的流動,另一部分為流體的徑向和軸向的（混合擴散），包括分子擴散和（渦流擴散）。6、流體流過固定床層的壓力降，當流動狀態為層流時，以（摩擦阻力）為主；當流動狀態為湍流時，以（局部阻力）為主。7、固定床中對壓力降ΔP影響最大的是空隙率ε和流速u，空隙率越大，壓降越（小），流速越大，壓降越（大）。13910、固定床內的傳熱包擴：粒內傳熱，顆粒與流體間的傳熱，（床層與器壁）的傳熱。11、流化床反應器床層內氣流與顆粒劇烈攪動混合，使床層溫度分布（均勻），避免了局部（過熱）或局部反應不完全的現象，傳質和（傳熱）效率都很高。12、流化床內氣流和固體顆粒沿設備軸向（返混）很嚴重，使已反應的物質返回，導致反應物濃度下降，氣體在床層內的停留時間分布（不均勻），導致反應過程的轉化率（下降）和（選擇性）變差。13、按照床層中是否置有內部構件分類，流化床反應器可分為（自由床）反應器和（