流化床反应器

概述流化床反应器（fluidizedbedreactor）

是利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器

流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克勒炉，但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。

流化床反应器通常为一直立的圆筒型容器，容器下部一般设有分布板，细颗粒状的固体物料装填在容器内，流体向上通过颗粒层，当流速足够大时，颗粒浮起，呈现流化状态。由于气固流化床内通常出现气泡相和乳化相，状似液体沸腾，因而流化床反应器亦称为沸腾床反应器。流化床反应器2021/10/101流化床反应器类型按固体颗粒是否在系统内循环分

（1）单器流化床

（2）双器流化床按反应器的外型分(1)圆筒形(2)圆锥形按床层中是否置有内部构件分(1)自由床(2)限制床按反应器内层数的多少分(1)单层(2)多层2021/10/102流化床反应器有两种主要形式：①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生。②无固体物料连续进料和出料装置，用于固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程。2021/10/103流化床反应器结构反应器主体扩大段分离段（气泡相或稀相）浓相段（乳相或密相）锥底2021/10/104与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是：①可以实现固体物料的连续输入和输出；②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，可在最佳温度点操作,而且易于控制，特别适用于强放热反应；③颗粒比较细小，有效系数高，可减少催化剂用量；

④压降恒定，不易受异物堵塞；⑤便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化剂失活速率高的过程的进行，石油馏分催化流化床裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。流化床反应器的优点2021/10/105

由于流态化技术的固有特性以及流化过程影响因素的多样性，对于反应器来说，流化床又存在粉明显的局限性：①由于固体颗粒和气泡在连续流动过程中的剧烈循环和搅动，无论气相或固相都存在着相当广的停留时间分布，物料的流动更接近于理想混合流，返混较严重。导致不适当的产品分布，降低了目的产物的收率；为了限制返混，常采用多层流化床或在床内设置内部构件。反应器体积比固定床反应器大，并且结构复杂。对设备精度要求较高；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。流化床反应器的缺点

2021/10/1062021/10/107工业生产中常见流化床反应器形式2021/10/1082021/10/1092021/10/1010循环流化床烟气脱硫装置2021/10/1011鼓泡流化床反应器2021/10/1012第一节固体流态化的基本特征

流态化——固体粒子象流体一样进行流动的现象。除重力作用外，一般是依靠气体或液体的流动来带动固体粒子运动的。流态化的形成：流体自下而上流过催化剂床层时，根据流体流速的不同，床层经历三个阶段：当流体流速很小时,固体颗粒在床层中固定不动,此时为固定床阶段。当气速进一步加大时，床层高度逐渐增加，固体颗粒悬浮在气体中并随气体运动而上下翻滚，此时为流化床阶段，称为流态化现象。开始流化的最小气速称为临界流化速度umf当流体速度更高时，固体颗粒就不能沉降下来，正常的流化状态被破坏，整个床层的粒子被气流带走,床层上界面消失,床层处于气流输送阶段。此时的速度称为带出速度，也称最大流化速度ut或终端速度。一、固体流态化现象2021/10/1013流态化现象流化床反应器

fluidizedreactor

LLfLLfL0LLmf

流体

流体

流体

流体

流体流体

固定床起始流化膨胀床（散式）鼓泡床（聚式）气流输送节涌2021/10/1014二、流化床反应器中颗粒的分类颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。Geldart提出：对于气固流态化，根据不同的颗粒密度和粒度，颗粒可分为A、B、C、D四类。A类颗粒，称为细颗粒。粒度较小，在30～100μm之间，密度ρP<1400kg/m3。适于流化，A类（细）颗粒形成鼓泡床后，密相中气、固返混较严重，床层中生成的气泡小，特别适于催化过程。B类颗粒，称为粗颗粒。粒度较大，在100～600μm之间，密度ρP＝1400kg/m3～4000kg/m3。适于流化，密相中气、固返混较小。砂粒是典型的B类颗粒。C类为超细颗粒，粒间有粘附性，颗粒间易团聚，气体容易产生沟流，不适用于流化床。D类为过粗颗粒，流化时，易产生大气泡和节涌，操作难以稳定，只在喷动床中才能较好流化。2021/10/1015三、流化床反应器的流型及基本特征起始流态化：固体开始流化时流体空床线速度为起始流化速度，umf一般很小。散式流态化：当流速高于最小流化速度时，随着流速的增加，得到的是平稳的、逐渐膨胀的床层，固体颗粒均匀地分布于床层各处，床面清晰可辨，略有波动，但相当稳定，床层压降的波动也很小且基本保持不变。既使在流速较大时，也看不到鼓泡或不均匀的现象。称为散式流态化。这种床层称为散式流化床，或膨胀床、均匀流化床。特别是液固系统，常表现为散式流化床，故又称液体流化床。聚式流态化：当流速进一步提高到起始鼓泡速度Umb时，床层从低部出现鼓泡，整个床层中气泡不断产生和破裂，床层压降的波动明显增加，颗粒不是均匀地分散于床层中，而是程度不同的一团一团聚集在一起作不规则的运动。这种现象称为聚式流态化。这种床层称为聚式流化床或鼓泡床。床面以下的部分为密相床（又称乳相）（密相床中形如水沸，故又称沸腾床），床面上的部分为稀相床（又称气泡相）。

说明：对于固体颗粒粒度及密度都比较大的B类颗粒，床层不经历散式流态化阶段，umf即Umb

2021/10/1016节涌流化床：气泡在上升过程中不断聚并增大，当气泡直径大到与床径相等，将床层分为几段，变成一段气泡和一段颗粒的相互间隔状态。此时颗粒层被气泡像活塞一样向上推动，达到一定高度后气泡破裂，引起部分颗粒的分散下落。这种现象在实验室或中试流化床中，当床高与床径比较大时，可能出现，在工业规模的大床中，一般不会出现。湍动流态化：随着气速的加大，流化床中湍动程度也跟着加剧，压力脉动的幅值减小，此时的流化床叫湍动床。快速流态化：在湍动流态化下继续提高气速，颗粒从连续的床层变为分散的颗粒，而气体则从分散的气泡转变为连续的气流，颗粒夹带明显提高，在没有颗粒补充的情况下，床层颗粒将很快被吹空。此时的流态化称为快速流态化。此种情况下，如果有新的颗粒不断补充进入床层底部，操作就可以不断维持下去，相应的流化床称为快速流化床或循环流化床。有的也叫过渡流化床。2021/10/1017

第二节流化床的特征速度

一、流化床的压降与流速的关系

固定床阶段，压力降△P随着流速u的增加而增加。流化床阶段，床层的压力降保持不变。流体输送阶段，流体的压力降与流体在空管道中相似。流化床压降—流速关系（△P-u关系图）2021/10/1018△P-u关系图的应用：观察流化床的压力降变化可以判断流化质量。如：正常操作时，压力降的波动幅度一般较小，波动幅度随流速的增加而有所增加。在一定的流速下，如果发现压降突然增加，而后又突然下降，表明床层产生了节涌（腾涌）现象。形成气栓时压降直线上升，气栓达到表面时料面崩裂，压降突然下降，如此循环下去。这种大幅度的压降波动破坏了床层的均匀性，使气固接触显著恶化，严重影响系统的产量和质量。有时压降比正常操作时低，说明气体形成短路，床层产生了沟流现象。2021/10/1019流化床压降的计算

在UO<Umf时，（流速较低），压降与气速成正比关系。床层内的颗粒处于静止状态。当流速增大，床层内流体的压力降增大到与静床压力相等时，按理粒子应开始流动起来了，但由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动开来，需要稍大一点的压降。等到粒子一旦已经松动，压降又恢复到之值。随后流速进一步增加。则△P不变。其计算公式为：式中：Lmf—临界流化床高;εmf—临界流化床的空隙率;ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度2021/10/1020二、特征流速

1、临界流化速度也称起始流化速度、最低流化速度，是指刚刚能够使颗粒流化起来的气体空床流速（也叫表观速度）。也即颗粒层由固定床转为流化床时流体的气体空床流速，用umf表示。实际操作速度常取临界流化速度的倍数（又称流化数）来表示。临界流化速度对流化床的研究、计算与操作都是一个重要参数，确定其大小是很有必要的。确定临界流化速度最好是用实验测定，也可用经验公式计算。影响临界流化速度的因素：颗粒直径、颗粒密度、流体粘度等。ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度μ为流体粘度常用的经验公式：2021/10/10212、起始鼓泡速度Umb（1）对B类和D类颗粒（大颗粒），当气体空床线速度（即表观气速）超过临界流化速度时，床层即已进入鼓泡流化床。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：式中：为颗粒的调和平均直径；上式中，各物性参数的单位是kg、m、s制2021/10/10223、颗粒带出速度（终端速度）：

颗粒带出速度是流化床中流体速度的上限，当流体速度大于固体颗粒在流体中的沉降速度时，颗粒粒子将被气流带出床层，这个速度叫做带出速度ut，或称终端速度。近似地等于粒子的自由沉降速度。

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。

2021/10/1023对球形粒子作力平衡：式中：

为单颗粒的曳力系数这样，可得到ut计算式：2021/10/10242021/10/1025实际流化床气速的选取：实际生产中，操作气速是根据具体情况确定的。流化数u/umf一般在1.5～10的范围内，也有高达几十甚至几百的。另外也有按u/ut=0.1～0.4左右来选取的。通常采用的气速在0.15～0.5m/s。对热效应不大、反应速率慢、催化剂粒度小、筛分宽、床内无内部构件和要求催化剂带出量少的情况，宜选用较低气速。反之，则宜用较高的气速。2021/10/1026

在气—固流化床中，当UO>Umf时，部分气体以气泡形式通过床层，就好像气体成泡状通过液体层一样。另一部分气体以临界流化速率Umf流经粒子之间的空隙。通常把气泡与气泡以外的密相床部分分别称作气泡相和乳相。第三节流化床中的气泡及其行为

单个气泡：顶部球形，尾部内凹。在尾部由于压力比近旁稍低，使一部分粒子被卷了进去。形成局部涡流——尾涡。一、气泡的结构2021/10/1027气体经分布板进入床层后，一部分与固体颗粒混合构成乳化相，另一部分不与固体颗粒混合而以气泡状态在床层中上升，这部分气体构成气泡相。气泡在上升中，因聚并和膨胀而增大，同时不断与乳化相间进行质量交换，即将反应物组分传递到乳化相中，使其在催化剂上进行反应，又将反应生成的产物传到气泡相中来。所以气泡不仅是造成床层运动的动力，又是授受物质的储存库，可见其行为自然成为影响反应结果的一个决定性因素。

气泡上升速度是气泡的重要参数之一。为了研究气泡的上升速度，实验室中常采用在临界流化状态下注入人工气泡的方法。气泡及其周围气体与颗粒运动情况2021/10/1028

在气泡上升途中，不断有一部分粒子离开这一区域，另一部分粒子又补充进去。这样，就把床层下部的粒子夹带上去，促进了整个床层粒子的循环和混合。所以气泡是床层运动的动力。当气泡较大，气泡上升速度大于乳相中气速Umf/εmf时，会在气泡外形成一层不与乳相中流体相混合的区域。这一层就成作为气泡晕，在气泡晕中，气泡内的气体与固体颗粒获得了有效的接触，而随之改善反应。气泡越大，气泡的上升速度越快，气泡晕也就越薄，气泡晕的作用也就减弱。气泡晕和尾涡都在气泡之外，并伴随气泡上升。气泡晕和尾涡中所含固体粒子的浓度与乳相中的粒子浓度相同。可合称为泡晕。

气泡的作用:2021/10/1029二、气泡的速度和大小

单个气泡的平均上升速度ubr,可按下式计算：式中：ubr——气泡的上升速度，㎝/sdb——是与球形顶盖气泡体积相等的球体直径，㎝在实际流化床层中，常是气泡成群上升，气泡群的上升速度ub一般用下式计算：ub=u0－umf－ubr气泡上升时又不断增大，它的直径与它距分布板的高度l大致成正比，可用下式表示：式中：db0——是离开分布板时的原始气泡直径；

a——为常数。2021/10/1030不同的研究者所提供的a与db0的表示方式是不同的，今举一例如下：气泡的长大并不是无限的，如床径足够大，不致形成节涌，则当气泡长大到一定程度后，就将失去其稳定性而破裂。有人认为：当ubr=ut时，粒子将被气泡带上，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，ubr＞ut时，为不稳定气泡，最大气泡直径就在ubr=ut之时。计算气泡最大气泡直径dbmax的式子为：2021/10/1031任意床高l处的气泡直径，可按下式计算：上两式中：At——为流化床截面积，l——为任意处床高,dt——为床层直径本式的关联范围为：0.5<umf<20(cm/s),60<dp<450μ,u0－umf<48cm/s,dt<130cm2021/10/1032三、气泡晕与尾涡气泡晕的体积Vc与气泡体积Vb的关系如下：尾涡的体积Vw，可用体积分率fw来表示：也可用体积比αw=VW/Vb来表示：Fw的值在0.2～0.4之间，αw的值在0.25～0.43之间

气—固相反应系统的流化床中，气泡尾涡的体积约为气泡体积的1/3,(Fw≈1/3).在三维流化床（就是一般的圆柱形床）中：分别为气泡晕及气泡的半径2021/10/1033四、气泡中的颗粒含量

气泡中所含的颗粒约占全床层的2%～4%，其量甚微，一般可忽略不计。气泡晕及尾涡中则含大量的颗粒，其浓度可认为与乳化相相同。定义：γb之值约为0.001～0.01，常忽略不计.γe则可由下式求出：δb为床层中气泡所占的体积分率,可由下式确定：2021/10/1034第四节流化床反应器中的分布板与内部构件一、气体分布板及其作用流化床的气体分布板是保证流化床具有良好而稳定流态化的重要构件，它应该满足下列基本要求：①具有均匀分布气流的作用，同时其压降要小。这可以通过正确选取分布板的开孔率或分布板压降与床层压降之比，以及选取适当的预分布手段来达到。②能使流化床有一个良好的起始流态化状态，避免形成“死角”。③操作过程中不易被堵塞和磨蚀。

分布板对整个流化床的流态化状态具有决定性的影响。在生产过程中常会由于分布板设计不合理，气体分布不均匀，造成沟流和死区等异常现象。2021/10/1035气体分布板的基本构造及特点工业生产用的气体分布板的型式，主要有：密孔板；直流式、侧流式和填充式分布板；旋流式喷嘴和分枝式分布器等，而每一种型式又有多种不同的结构。

密孔板又称烧结板，被认为是气体分布均匀、初生气泡细小、流态化质量最好的一种分布板。但因其易被堵塞，并且堵塞后不易排出，加上造价较高（由碳化硅或多孔金属制做），所以，除实验室外，在工业中很少使用。

直流式分布板结构简单，易于设计制造。但气流方向正对床层，易使床层形成沟流，小孔易于堵塞，停车时又易漏料。所以除特殊情况外，一般不使用直流式分布板。2021/10/1036填充式分布板是在多孔板（或栅板）和金属丝网上间隔地铺上卵石、石英砂，再用金属丝网压紧。其结构简单，制造容易，并能达到均匀布气的要求，流态化质量较好。但在操作过程中，固体颗粒一旦进入填充层就很难被吹出，容易造成烧结。另外经过长期使用后，填充层常有松动，造成移位，降低了布气的均匀程度。侧流式分布板，它是在分布板孔中装有锥形风帽，气流从锥帽底部的侧缝或锥帽四周的侧孔流出。是应用最广，效果较好的一种分布板。其中侧缝式锥帽因其不会在顶部形成小的死区，气体紧贴分布板板面吹出，适当气速下也可以消除板面上的死区，从而大大改善床层的流态化质量，避免发生烧结和分布板磨蚀现象，因此应用更广。2021/10/1037无分布板的旋流式喷嘴。气体通过六个方向向上倾斜10°的喷嘴喷出，托起颗粒，使颗粒激烈搅动。中部的二次空气喷嘴均偏离径向20°～25°，造成了向上旋转的气流。这种流态化方式一般应用于对气体产品要求不严的粗粒流态化床中。无分布板的旋流式喷嘴2021/10/1038气体分布装置：包括气体预分布器和气体分布板。其作用是使气体均匀分布，以形成良好的初始流化条件，同时支承固体颗粒。以下为常见气体分布板形式：凹型筛孔板单个直孔泡帽2021/10/1039气体分布装置：泡帽侧缝分布板泡帽侧孔分布板2021/10/1040条形侧缝分布板直孔泡帽分布板2021/10/1041直孔筛板锥型侧缝分布板锥型侧孔分布板锥型侧缝分布板2021/10/1042气体预分布器同心圆锥壳式分布器帽式分布器2021/10/1043充填式分布器开口式分布器弯管式分布器气体预分布器2021/10/1044常见的流化床内部换热器的特点如图所示：

列管式热器是将换热管垂直放置在床层内密相或床面上稀相的区域中。常用的有单管式和套管式两种，根据传热面积的大小，排成一圈或几圈。（a）单管式（b）套管式二、流化床反应器中的换热装置2021/10/1045鼠笼式换热器由多根直立支管与汇集横管焊接而成，这种换热器可以安排较大的传热面积，但焊缝较多。

（c）鼠笼式

管束式换热器分直列和横列两种，但横列的管束式换热器常用于流化质量要求不高而换热量很大的场合，如沸腾燃烧锅炉等。（d）直列管束式（e）横列管束式2021/10/1046

U型管式换热器是经常采用的种类，具有结构简单、不易变形和损坏、催化剂寿命长、温度控制十分平稳的优点。蛇管式换热器也具有结构简单，不存在热补偿问题的优点，但也存在同水平管束式换热器相类似的问题，即换热效果差，对床层流态化质量有一定的影响。（f）U型管式；（g）蛇管式2021/10/1047横排管束换热器蛇管式换热器套管式换热器

换热装置2021/10/1048

包括档网、档板和填充物等。

作用：破碎气体在床层中产生的大气泡，增大气－固相间的接触机会，减少返混，从而增加反应速度和提高转化率。

外旋挡板三、水平构件2021/10/1049多旋挡板内旋挡板

内部构件：2021/10/1050四、气固分离器作用：回收上升气流中夹带的细粒和粉尘，并避免带出的粉尘影响产品的纯度。2021/10/1051第五节流化床反应器的数学模型流化床反应器的数学模型很多，其中研究得较多的有两相模型和鼓泡床模型。一、两相模型两相模型的基本思想是把流化床的流动情况分为两个不同的区域—气泡相和乳相，分别研究这两个相中的流动与传递规律，以及流体和颗粒在这些区域间的分配与交换。2021/10/1052两相模型的基本假设：①以u0的气速进入床层的气体中，一部分在乳化相中以起始流化速度umf通过，而其余部分则在气泡相中全部以u0－umf的速度的形式通过。②从静止床高度H0增至流化床的高度Hf，是由于气泡总体积增加的结果。③气泡相为向上的平推流式流动，其中无催化剂粒子，故不起反应，气泡大小均一；反应完全在乳化相中进行，乳化相流动状况可假设为全混流或平推流。④气泡相与乳化相间的交换量为气体的穿流量与通过界面的扩散量之和。2021/10/1053二、鼓泡床模型

鼓泡床模型用于剧烈鼓泡、充分流化的流化床，床层中节涌及沟流现象极少出现。同时气泡的尺寸是可控制的。鼓泡床模型的基本假设：①假定床层分为气泡相、泡晕及乳化相三个区域，在这些区域间产生气体交换。这些气体交换过程是串联的。②假定乳化相处于临界流化状态；超过起始流化速度所需要的那部分气量，以气泡的形式通过床层。③假定整个床层内气泡的大小是均匀的，认为气泡尺寸是决定床内情况的一个关键因素。但这个气泡尺寸不一定就是实际的尺寸，因而称它为气泡有效直径。2021/10/1054

④只要气体流速大于起始流化速度的两倍，即u0＞2umf，床层鼓泡剧烈的条件便可满足；气泡内基本上不含固体颗粒。⑤乳化相中的气体可能向上流动，也可能向下流动；当u0/umf>6—11时，乳化相中的气体从上流转为下流，虽然流向有所不同，但这部分的气量与气泡相相比甚小，对转化率的影响可忽略，此时，离开床层的气体组成等于床层顶部处气体的组成。

鼓泡床模型，由于气速较大，因此该模型假定，床层顶部处出气组成，完全可用气泡中的组成代表，而不必计及乳化相中的情况。这样只需计算气泡中的气体组成便可算出反应的转化率。2021/10/1055第六节流化床中常见的异常现象及处理方法流化床中的沟流现象(a）贯穿沟流；（b）局部沟流沟流现象的特征是气体通过床层时形成短路，如图所示。沟流有两种情况（a）图所示的贯穿沟流和（b）图所示的局部沟流。沟流对反应过程的影响：沟流现象发生时，大部分气体没有与固体颗粒很好接触就通过了床层，这在催化反应时会引起催化反应的转化率降低。由于部分颗粒没有流化或流化不好，造成床层温度不均匀，从而引起催化剂的烧结，降低催化剂的寿命和效率。

一、沟流现象2021/10/1056沟流现象产生的原因：沟流现象产生的原因：主要与颗粒特性和气体分布板的结构有关。下列情况容易产生沟流：颗粒的粒度很细（粒径小于40μm）、密度大且气速很低时；潮湿的物料和易于粘结的物料；气体分布板设计不好，布气不均，如孔太少或各个风帽阻力大小差别较大。消除沟流的方法：应对物料预先进行干燥并适当加大气速，另外分布板的合理设计也是十分重要的。还应注意风帽的制造、加工和安装，以免通过风帽的流体阻力相差过大而造成布气不均。2021/10/1057二、大气泡现象

大气泡的特征：床层中大气泡很多，气泡不断搅动和破裂，床层波动大，操作不稳定，气固间接触不好，就会使气固反应效率降低。

产生的原因：通常床层较高，气速较大时容易产生大气泡现象。

处理方法：在床层内加设内部构件可以避免产生大气泡，促使平稳流化。2021/10/1058三、腾涌（节涌）现象

腾涌现象的特征：就是气泡直径大到与床径相等，将床层分为几段，变成一段气泡和一段颗粒的相互间隔状态。此时颗粒层被气泡像活塞一样向上推动，达到一定高度后气泡破裂，引起部分颗粒的分散下落。腾涌发生时，床层的均匀性被破坏，使气固相的接触不良，严重影响产品的产量和质量，并且器壁磨损加剧，引起设备的振动。

产生的原因：出现腾涌现象时，由于颗粒层与器壁的摩擦造成压降大于理论值，而气泡破裂时又低于理论值，即压降在理论值上下大幅度波动。一般来说，床层越高、容器直径越小、颗粒越大、气速越高，越容易发生腾涌现象。

处理方法：在床层过高时，可以增设挡板以破坏气泡的长大，避免腾涌发生。2021/10/1059概述流化床反应器（fluidizedbedreactor）

是利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器

流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克勒炉，但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。

流化床反应器通常为一直立的圆筒型容器，容器下部一般设有分布板，细颗粒状的固体物料装填在容器内，流体向上通过颗粒层，当流速足够大时，颗粒浮起，呈现流化状态。由于气固流化床内通常出现气泡相和乳化相，状似液体沸腾，因而流化床反应器亦称为沸腾床反应器。流化床反应器2021/10/1060流化床反应器类型按固体颗粒是否在系统内循环分

（1）单器流化床

（2）双器流化床按反应器的外型分(1)圆筒形(2)圆锥形按床层中是否置有内部构件分(1)自由床(2)限制床按反应器内层数的多少分(1)单层(2)多层2021/10/1061流化床反应器有两种主要形式：①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生。②无固体物料连续进料和出料装置，用于固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程。2021/10/1062流化床反应器结构反应器主体扩大段分离段（气泡相或稀相）浓相段（乳相或密相）锥底2021/10/1063与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是：①可以实现固体物料的连续输入和输出；②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床层内部温度均匀，可在最佳温度点操作,而且易于控制，特别适用于强放热反应；③颗粒比较细小，有效系数高，可减少催化剂用量；

④压降恒定，不易受异物堵塞；⑤便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化剂失活速率高的过程的进行，石油馏分催化流化床裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。流化床反应器的优点2021/10/1064

由于流态化技术的固有特性以及流化过程影响因素的多样性，对于反应器来说，流化床又存在粉明显的局限性：①由于固体颗粒和气泡在连续流动过程中的剧烈循环和搅动，无论气相或固相都存在着相当广的停留时间分布，物料的流动更接近于理想混合流，返混较严重。导致不适当的产品分布，降低了目的产物的收率；为了限制返混，常采用多层流化床或在床内设置内部构件。反应器体积比固定床反应器大，并且结构复杂。对设备精度要求较高；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。流化床反应器的缺点

2021/10/10652021/10/1066工业生产中常见流化床反应器形式2021/10/10672021/10/10682021/10/1069循环流化床烟气脱硫装置2021/10/1070鼓泡流化床反应器2021/10/1071第一节固体流态化的基本特征

流态化——固体粒子象流体一样进行流动的现象。除重力作用外，一般是依靠气体或液体的流动来带动固体粒子运动的。流态化的形成：流体自下而上流过催化剂床层时，根据流体流速的不同，床层经历三个阶段：当流体流速很小时,固体颗粒在床层中固定不动,此时为固定床阶段。当气速进一步加大时，床层高度逐渐增加，固体颗粒悬浮在气体中并随气体运动而上下翻滚，此时为流化床阶段，称为流态化现象。开始流化的最小气速称为临界流化速度umf当流体速度更高时，固体颗粒就不能沉降下来，正常的流化状态被破坏，整个床层的粒子被气流带走,床层上界面消失,床层处于气流输送阶段。此时的速度称为带出速度，也称最大流化速度ut或终端速度。一、固体流态化现象2021/10/1072流态化现象流化床反应器

fluidizedreactor

LLfLLfL0LLmf

流体

流体

流体

流体

流体流体

固定床起始流化膨胀床（散式）鼓泡床（聚式）气流输送节涌2021/10/1073二、流化床反应器中颗粒的分类颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。Geldart提出：对于气固流态化，根据不同的颗粒密度和粒度，颗粒可分为A、B、C、D四类。A类颗粒，称为细颗粒。粒度较小，在30～100μm之间，密度ρP<1400kg/m3。适于流化，A类（细）颗粒形成鼓泡床后，密相中气、固返混较严重，床层中生成的气泡小，特别适于催化过程。B类颗粒，称为粗颗粒。粒度较大，在100～600μm之间，密度ρP＝1400kg/m3～4000kg/m3。适于流化，密相中气、固返混较小。砂粒是典型的B类颗粒。C类为超细颗粒，粒间有粘附性，颗粒间易团聚，气体容易产生沟流，不适用于流化床。D类为过粗颗粒，流化时，易产生大气泡和节涌，操作难以稳定，只在喷动床中才能较好流化。2021/10/1074三、流化床反应器的流型及基本特征起始流态化：固体开始流化时流体空床线速度为起始流化速度，umf一般很小。散式流态化：当流速高于最小流化速度时，随着流速的增加，得到的是平稳的、逐渐膨胀的床层，固体颗粒均匀地分布于床层各处，床面清晰可辨，略有波动，但相当稳定，床层压降的波动也很小且基本保持不变。既使在流速较大时，也看不到鼓泡或不均匀的现象。称为散式流态化。这种床层称为散式流化床，或膨胀床、均匀流化床。特别是液固系统，常表现为散式流化床，故又称液体流化床。聚式流态化：当流速进一步提高到起始鼓泡速度Umb时，床层从低部出现鼓泡，整个床层中气泡不断产生和破裂，床层压降的波动明显增加，颗粒不是均匀地分散于床层中，而是程度不同的一团一团聚集在一起作不规则的运动。这种现象称为聚式流态化。这种床层称为聚式流化床或鼓泡床。床面以下的部分为密相床（又称乳相）（密相床中形如水沸，故又称沸腾床），床面上的部分为稀相床（又称气泡相）。

说明：对于固体颗粒粒度及密度都比较大的B类颗粒，床层不经历散式流态化阶段，umf即Umb

2021/10/1075节涌流化床：气泡在上升过程中不断聚并增大，当气泡直径大到与床径相等，将床层分为几段，变成一段气泡和一段颗粒的相互间隔状态。此时颗粒层被气泡像活塞一样向上推动，达到一定高度后气泡破裂，引起部分颗粒的分散下落。这种现象在实验室或中试流化床中，当床高与床径比较大时，可能出现，在工业规模的大床中，一般不会出现。湍动流态化：随着气速的加大，流化床中湍动程度也跟着加剧，压力脉动的幅值减小，此时的流化床叫湍动床。快速流态化：在湍动流态化下继续提高气速，颗粒从连续的床层变为分散的颗粒，而气体则从分散的气泡转变为连续的气流，颗粒夹带明显提高，在没有颗粒补充的情况下，床层颗粒将很快被吹空。此时的流态化称为快速流态化。此种情况下，如果有新的颗粒不断补充进入床层底部，操作就可以不断维持下去，相应的流化床称为快速流化床或循环流化床。有的也叫过渡流化床。2021/10/1076

第二节流化床的特征速度

一、流化床的压降与流速的关系

固定床阶段，压力降△P随着流速u的增加而增加。流化床阶段，床层的压力降保持不变。流体输送阶段，流体的压力降与流体在空管道中相似。流化床压降—流速关系（△P-u关系图）2021/10/1077△P-u关系图的应用：观察流化床的压力降变化可以判断流化质量。如：正常操作时，压力降的波动幅度一般较小，波动幅度随流速的增加而有所增加。在一定的流速下，如果发现压降突然增加，而后又突然下降，表明床层产生了节涌（腾涌）现象。形成气栓时压降直线上升，气栓达到表面时料面崩裂，压降突然下降，如此循环下去。这种大幅度的压降波动破坏了床层的均匀性，使气固接触显著恶化，严重影响系统的产量和质量。有时压降比正常操作时低，说明气体形成短路，床层产生了沟流现象。2021/10/1078流化床压降的计算

在UO<Umf时，（流速较低），压降与气速成正比关系。床层内的颗粒处于静止状态。当流速增大，床层内流体的压力降增大到与静床压力相等时，按理粒子应开始流动起来了，但由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动开来，需要稍大一点的压降。等到粒子一旦已经松动，压降又恢复到之值。随后流速进一步增加。则△P不变。其计算公式为：式中：Lmf—临界流化床高;εmf—临界流化床的空隙率;ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度2021/10/1079二、特征流速

1、临界流化速度也称起始流化速度、最低流化速度，是指刚刚能够使颗粒流化起来的气体空床流速（也叫表观速度）。也即颗粒层由固定床转为流化床时流体的气体空床流速，用umf表示。实际操作速度常取临界流化速度的倍数（又称流化数）来表示。临界流化速度对流化床的研究、计算与操作都是一个重要参数，确定其大小是很有必要的。确定临界流化速度最好是用实验测定，也可用经验公式计算。影响临界流化速度的因素：颗粒直径、颗粒密度、流体粘度等。ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度μ为流体粘度常用的经验公式：2021/10/10802、起始鼓泡速度Umb（1）对B类和D类颗粒（大颗粒），当气体空床线速度（即表观气速）超过临界流化速度时，床层即已进入鼓泡流化床。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：式中：为颗粒的调和平均直径；上式中，各物性参数的单位是kg、m、s制2021/10/10813、颗粒带出速度（终端速度）：

颗粒带出速度是流化床中流体速度的上限，当流体速度大于固体颗粒在流体中的沉降速度时，颗粒粒子将被气流带出床层，这个速度叫做带出速度ut，或称终端速度。近似地等于粒子的自由沉降速度。

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。

2021/10/1082对球形粒子作力平衡：式中：

为单颗粒的曳力系数这样，可得到ut计算式：2021/10/10832021/10/1084实际流化床气速的选取：实际生产中，操作气速是根据具体情况确定的。流化数u/umf一般在1.5～10的范围内，也有高达几十甚至几百的。另外也有按u/ut=0.1～0.4左右来选取的。通常采用的气速在0.15～0.5m/s。对热效应不大、反应速率慢、催化剂粒度小、筛分宽、床内无内部构件和要求催化剂带出量少的情况，宜选用较低气速。反之，则宜用较高的气速。2021/10/1085

在气—固流化床中，当UO>Umf时，部分气体以气泡形式通过床层，就好像气体成泡状通过液体层一样。另一部分气体以临界流化速率Umf流经粒子之间的空隙。通常把气泡与气泡以外的密相床部分分别称作气泡相和乳相。第三节流化床中的气泡及其行为

单个气泡：顶部球形，尾部内凹。在尾部由于压力比近旁稍低，使一部分粒子被卷了进去。形成局部涡流——尾涡。一、气泡的结构2021/10/1086气体经分布板进入床层后，一部分与固体颗粒混合构成乳化相，另一部分不与固体颗粒混合而以气泡状态在床层中上升，这部分气体构成气泡相。气泡在上升中，因聚并和膨胀而增大，同时不断与乳化相间进行质量交换，即将反应物组分传递到乳化相中，使其在催化剂上进行反应，又将反应生成的产物传到气泡相中来。所以气泡不仅是造成床层运动的动力，又是授受物质的储存库，可见其行为自然成为影响反应结果的一个决定性因素。

气泡上升速度是气泡的重要参数之一。为了研究气泡的上升速度，实验室中常采用在临界流化状态下注入人工气泡的方法。气泡及其周围气体与颗粒运动情况2021/10/1087

在气泡上升途中，不断有一部分粒子离开这一区域，另一部分粒子又补充进去。这样，就把床层下部的粒子夹带上去，促进了整个床层粒子的循环和混合。所以气泡是床层运动的动力。当气泡较大，气泡上升速度大于乳相中气速Umf/εmf时，会在气泡外形成一层不与乳相中流体相混合的区域。这一层就成作为气泡晕，在气泡晕中，气泡内的气体与固体颗粒获得了有效的接触，而随之改善反应。气泡越大，气泡的上升速度越快，气泡晕也就越薄，气泡晕的作用也就减弱。气泡晕和尾涡都在气泡之外，并伴随气泡上升。气泡晕和尾涡中所含固体粒子的浓度与乳相中的粒子浓度相同。可合称为泡晕。

气泡的作用:2021/10/1088二、气泡的速度和大小

单个气泡的平均上升速度ubr,可按下式计算：式中：ubr——气泡的上升速度，㎝/sdb——是与球形顶盖气泡体积相等的球体直径，㎝在实际流化床层中，常是气泡成群上升，气泡群的上升速度ub一般用下式计算：ub=u0－umf－ubr气泡上升时又不断增大，它的直径与它距分布板的高度l大致成正比，可用下式表示：式中：db0——是离开分布板时的原始气泡直径；

a——为常数。2021/10/1089不同的研究者所提供的a与db0的表示方式是不同的，今举一例如下：气泡的长大并不是无限的，如床径足够大，不致形成节涌，则当气泡长大到一定程度后，就将失去其稳定性而破裂。有人认为：当ubr=ut时，粒子将被气泡带上，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，ubr＞ut时，为不稳定气泡，最大气泡直径就在ubr=ut之时。计算气泡最大气泡直径dbmax的式子为：2021/10/1090任意床高l处的气泡直径，可按下式计算：上两式中：At——为流化床截面积，l——为任意处床高,dt——为床层直径本式的关联范围为：0.5<umf<20(cm/s),60<dp<450μ,u0－umf<48cm/s,dt<130cm2021/10/1091三、气泡晕与尾涡气泡晕的体积Vc与气泡体积Vb的关系如下：尾涡的体积Vw，可用体积分率fw来表示：也可用体积比αw=VW/Vb来表示：Fw的值在0.2～0.4之间，αw的值在0.25～0.43之间

气—固相反应系统的流化床中，气泡尾涡的体积约为气泡体积的1/3,(Fw≈1/3).在三维流化床（就是一般的圆柱形床）中：分别为气泡晕及气泡的半径2021/10/1092四、气泡中的颗粒含量

气泡中所含的颗粒约占全床层的2%～4%，其量甚微，一般可忽略不计。气泡晕及尾涡中则含大量的颗粒，其浓度可认为与乳化相相同。定义：γb之值约为0.001～0.01，常忽略不计.γe则可由下式求出：δb为床层中气泡所占的体积分率,可由下式确定：2021/10/1093第四节流化床反应器中的分布板与内部构件一、气体分布板及其作用流化床的气体分布板是保证流化床具有良好而稳定流态化的重要构件，它应该满足下列基本要求：①具有均匀分布气流的作用，同时其压降要小。这可以通过正确选取分布板的开孔率或分布板压降与床层压降之比，以及选取适当的预分布手段来达到。②能使流化床有一个良好的起始流态化状态，避免形成“死角”。③操作过程中不易被堵塞和磨蚀。

分布板对整个流化床的流态化状态具有决定性的影响。在生产过程中常会由于分布板设计不合理，气体分布不均匀，造成沟流和死区等异常现象。2021/10/1094气体分布板的基本构造及特点工业生产用的气体分布板的型式，主要有：密孔板；直流式、侧流式和填充式分布板；旋流式喷嘴和分枝式分布器等，而每一种型式又有多种不同的结构。

密孔板又称烧结板，被认为是气体分布均匀、初生气泡细小、流态化质量最好的一种分布板。但因其易被堵塞，并且堵塞后不易排出，加上造价较高（由碳化硅或多孔金属制做），所以，除实验室外，在工业中很少使用。

直流式分布板结构简单，易于设计制造。但气流方向正对床层，易使床层形成沟流，小孔易于堵塞，停车时又易漏料。所以除特殊情况外，一般不使用直流式分布板。2021/10/1095填充式分布板是在多孔板（或栅板）和金属丝网上间隔地铺上卵石、石英砂，再用金属丝网压紧。其结构简单，制造容易，并能达到均匀布气的要求，流态化质量较好。但在操作过程中，固体颗粒一旦进入填充层就很难被吹出，容易造成烧结。另外经过长期使用后，填充层常有松动，造成移位，降低了布气的均匀程度。侧流式分布板，它是在分布板孔中装有锥形风帽，气流从锥帽底部的侧缝或锥帽四周的侧孔流出。是应用最广，效果较好的一种分布板。其中侧缝式锥帽因其不会在顶部形成小的死区，气体紧贴分布板板面吹出，适当气速下也可以消除板面上的死区，从而大大改善床层的流态化质量，避免发生烧结和分布板磨蚀现象，因此应用更广。2021/10/1096无分布板的旋流式喷嘴。气体通过六个方向向上倾斜10°的喷嘴喷出，托起颗粒，使颗粒激烈搅动。中部的二次空气喷嘴均偏离径向20°～25°，造成了向上旋转的气流。这种流态化方式一般应用于对气体产品要求不严的粗粒流态化床中。无分布板的旋流式喷嘴2021/10/1097气体分布装置：包括气体预分布器和气体分布板。其作用是使气体均匀分布，以形成良好的初始流化条件，同时支承固体颗粒。以下为常见气体分布板形式：凹型筛孔板单个直孔泡帽2021/10/1098气体分布装置：泡帽侧缝分布板泡帽侧孔分布板2021/10/1099条形侧缝分布板直孔泡帽分布板2021/10/10100直孔筛板锥型侧缝分布板锥型侧孔分布板锥型侧缝分布板2021/10/10101气体预分布器同心圆锥壳式分布器帽式分布器2021/10/10102充填式分布器开口式分布器弯管式分布器气体预分布器2021/10/10103常见的流化床内部换热器的特点如图所示：

列管式热器是将换热管垂直放置在床层内密相或床面上稀相的区域中。常用的有单管式和套管式两种，根据传热面积的大小，排成一圈或几圈。（a）单管式（b）套管式二、流化床反应器中的换热装置2021/10/10104鼠笼式换热器由多根直立支管与汇集横管焊接而成，这种换热器可以安排较大的传热面积，但焊缝较多。

（c）鼠笼式

管束式换热器分直列和横列两种，但横列的管束式换热器常用于流化质量要求不高而换热量很大的场合，如沸腾燃烧锅炉等。（d）直列管束式（e）横列管束式2021/10/10105

U型管式换热器是经常采用的种类，具有结构简单、不易变形和损坏、催化剂寿命长、温度控制十分平稳的优点。蛇管式换热器也具有结构简单，不存在热补偿问题的优点，但也存在同水平管束式换热器相类似的问题，即换热效果差，对床层流态化质量有一定的影响。（f）U型管式；