第七章_流化床反应器

第七章_流化床反应器化学反应工程课程讲稿 128 第七章流化床反应器（flow-bed reactor） 7.1 流化床中的两相运动(two-phases in flow-bed reactor) 7.1-1 概述(generalization) 一、定义所谓流态化就是固体粒子像流体一样进行流动的现象。起始流态化：流体开始流化时流体空床线速为起始流化速度， mfU 一般很小。膨胀式：膨胀均匀且波动很小，粒子分布均匀。鼓泡床：气速达到起始鼓泡速度 mfU （细粒）气速超过 mbU 为鼓泡床...

化学反应工程课程讲稿 128 第七章流化床反应器（flow-bed reactor） 7.1 流化床中的两相运动(two-phases in flow-bed reactor) 7.1-1 概述(generalization) 一、定义所谓流态化就是固体粒子像流体一样进行流动的现象。起始流态化：流体开始流化时流体空床线速为起始流化速度， mfU 一般很小。膨胀式：膨胀均匀且波动很小，粒子分布均匀。鼓泡床：气速达到起始鼓泡速度 mfU （细粒）气速超过 mbU 为鼓泡床（粗粒），流化床中，床面以下为密相床，床面上为稀相床。（沸腾床）节涌床：床高于与床径比大，气泡在上升过程中可能聚异增大甚至达到占据整个床层，固体粒子粒子节节的往上柱塞式的推动，直到达到某一位置崩落为止。湍流床：湍动程度加剧，压力脉幅值减小，粒子带出速度（终端速度 tU ）。快速流化床：颗粒从连续的床层变为分散的颗粒。二、流态化的优点： ①传热效能高，而且床内温度易维持均匀。适用热效应大。 ②大量固体粒子可方便的往来输送。对 cat 迅速失活。 ③粒子细，可以消除内扩散阻力，充分发挥 cat 效能。缺点： ①气流状况不均，不少气体以气泡状态通过床层。 ②粒子运动基本是全混式，停留时间不一。 ③粒子的磨损和带出造成 cat 的损失，需加旋风分离器回收。 7.1-2 粒子的流态化的性能颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。 A、B 类颗粒适于流化，A 类（细）颗粒因冲气性好，床层中生成的气泡小，特别适于催化过程。 C 类过细，粒间有粘附性，气体易呈沟通过，并不适用。化学反应工程课程讲稿 129 D 类有过大，只在喷动床中才能较好流化。 7.1-3 特征流速 1．起始流化速度（ mfU ）可用测床层压降变化来确定。 gL A WP pmfmf t ⋅−−==Δ ))(1( ρρε 从图中实线的拐弯点可突出 mfU 起始流化速率也可由公式计算 2 3 32 2 3 )( )( )1(150 )(75.1 μ ρρρ μ ρ εφ ε μ ρ εφ gdUdUd ppmfp mfs mfmfp mfS −=−+⋅ 对于小粒子，左侧第一项省略 mfU = 20) 1 ( 150 )( 32 <−⋅ −⋅ ep mf mfpps Rg d ε ε μ ρρφ 对于大粒子，左侧第二项可略 1000 75.1 32 >⋅−⋅= epmfppsmf Rg d U ερ ρρφ 化学反应工程课程讲稿 130 如 smf φε , 都不知道，可近似取 11 1 14/1 32 3 ≅−≅ mfs mf mfs εφ εεφ 及因此上面三式可变为 7.33 )( 0408.0)7.33( 2/1 2 3 2 − ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ −+= μ ρρρ μ ρ gdUd ppmfp 20 1650 )(2 <−= epppmf Rg d U μ ρρ 大粒子 1000 5.24 )(2 >−= epppmf Rg d U ρ ρρ 将上式计算的 mfU 值代入 μρ /mfpep UdR = 来检验对 B 类颗粒， mfU 与起始鼓泡速率 mbU 相等。 2.带出速度 tu 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。对球形粒子作力平衡 2 2 3 ) 4 ( 2 1)( 6 t p Dpp u d g Cd πρρρπ =− 式中 DC ——曳力系数 μρ /tpep udR = 4.0/24 <= epepD RRC 5004.0/10 2/1 <<= epepD RRC 000,20050043.0 <<= epD RC 4.0 18 )(2 <−= ep ppt R gd u μ ρρ 5004.0 )( 225 4 3/122 << ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ −= epppt Rd g u ρμ ρρ 000,200500 )(1.3 2/1 <<⎥⎦ ⎤⎢⎣ ⎡ −= eppt R gdp u ρ ρρ 对非球形粒子化学反应工程课程讲稿 131 53 10210288.131.5 05.0 065.0 8431.0 24 ×<<×−= <= epsD ep ep s D RC R Rg C φ φ 可利用公式，可用来考察对于大，小粒子范围的大小细粒子 4.0epR 72.8 5.24 )( )(1.3 2/1 2/1 = ⎥⎦ ⎤⎢⎣ ⎡ − ⎥⎦ ⎤⎢⎣ ⎡ − = ρ ρρ ρ ρρ gdp gdp u u p p mf t 可见 mft uu / 在 10～90 之间，粒子愈细，比值也愈大。操作气速 mfoo UUU /, （为流化数）在 1.5～10 范围的。 7.1-4 气泡及其结构 1. 1. 气泡结构部分气体以起始流化速度流经粒子间空隙外，多余的气体以气泡状态通过床层，人们常把气泡与气泡以外的密相床部分称作泡相与乳相。气泡在上升过程中，膨胀而增大，不断与乳相间进行质量交换，所以气泡不仅是造成床层运动的动力，又是接受物质储藏库。气泡顶部呈球形，尾部略凹，颗粒被卷入，形成局部涡流，尾涡。气泡小气泡上升速度低于乳相中气速，乳相中气流可穿过气泡上流，但当气泡大到其上升速度超过乳相气速时，就有部分气体穿过气泡形成环流，在气泡外形成气泡云。气云与尾涡都在气泡外，所含粒子浓度与乳相相同，形成气泡晕。 2.气泡的速度和大小单个气泡的平均上升速度 brU 2/1)(711.0 bbr gdu = [ ] 21.13/1 )0684.01()(272.01853.0 ρ+−+= mfb UUd 7.0 7/4 7/2 7/1 3.0 )()( 5.11 )( 28.1 ⎥⎥⎦ ⎤ ⎢⎢⎣ ⎡ −+ −= o t mf mf b n A UU g g UU d 化学反应工程课程讲稿 132 气泡群的上升速度 bu 2/1)(711.0 bmfob gdUUu +−= 2/1)( bb gdu φ= 反映了床径 dt 对气泡上升速度的影响 ⎜⎜ ⎜ ⎝ ⎛ > << < = cmdt cmdtcmd cmdt t 1006.1 100106.1 1064.0 4.0φ 3. 气泡云与尾涡乳相真实气速−−−−−= mfmff Uu ε/ 式计算时，其相对厚度可按下在 fbr uu > )( 2 二维床 fbr fbr b c uu uu R R − +=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ )( 23 三维床 fbr fbr b c uu uu R R − +=⎟⎟⎠ ⎞ ⎜⎜⎝ ⎛ bc RR , 分别为气泡云及气泡的半径三维床指一般的圆柱形床，二维床为截面狭长的扁形床气泡中气体的穿流量 q )(44 二维床bmffbmf RuRuq ε== )(33 22 三维床bmffbmf RuRuq πεπ == 尾涡体积 wV ，可约为气泡体积的 1/3 3/1≈ b w V V 气泡云与气泡的体积比 ,/ bcc VV=α 整个气泡晕与气泡的体积比α wcbwc VVV ααα +=+= /)( 全部气泡所占床的体积分率 bδ b mfo mfb mfo f mff b bbmfbbo u uu uu uu L LL uuu −≈+− −=−= −−+= )1( )1( αδ αδδδ 4．气泡中的粒子含量全部气泡的总体积全部气粒中粒子的体积=br br 值约在 0.001～0.01 左右在气泡晕中，存在着大量粒子，所含粒子与气泡体积之比 cr 化学反应工程课程讲稿 133 b wc mfc V VVr +−= )1( ε ] /)(711.0 /3 )[1( 2/1 b w mfmfb mfmf mfc V V ugd u r +−−−= ε εε 其余粒子全部在乳相中，乳相中粒子体积与气泡体积之比 er b bmf b f cbe rrr δ δε δ ε )1)(1(1 −−=−=++ 7.1-5 分布板与内部构件 1.分布板：设计的好坏对于流化床操作有很大影响。单层筛板直形筛板凹形筛板：可抵消气体从床中心处偏流的倾向，强度也较高。多层筛板：下层板孔大而数小，起控制压降作用。夹层填料：使原料气充分混合管栅分布器：泡帽板：顶部有一定锥度，防止物料停积。侧缝锥帽：防止板面上有堆料死区。原则：气体分布方式很多，以分布均匀，防止积料，结构简单和材料节省为宜。为保证流化均匀，稳定，分布板要有足够压降，一般选分布板压降 dPΔ 为床层压降， bPΔ 的 10%～20%，开孔率约 1%。设计筛孔分布板，先求小孔阻力系数，在求小孔气速 oru ： 2/1' ) 2 ( ρ d dor pcu Δ= 定出开孔数 orN ： ) 4 /( 2 ororoor uduN π= 2．内部构件：为了传热或控制气——固间接触，常在床内设置内部构件。 7.1-6 乳相的动态化学反应工程课程讲稿 134 颗粒：由于气泡形成尾涡，夹带颗粒，使得床内颗粒全混。气流：乳相中 ⎪⎩ ⎪⎨ ⎧ > 净流量算，往下流。回流量超过流气量，按时量增大，在气速较大时：回流部分和回流区。流速较小时：存在上流 11~6/ mfo uu 流化床内四类区域 ⎪⎪⎩ ⎪⎪⎨ ⎧ 回流区上流区泡晕区气泡区两种环流 ⎩ ⎨⎧ 稳定环流。近分布板有一较小的不定的环流床层上有一比较大而稳 .2 .1 7.1-7 颗粒的带出和场析场析：当气流连续通过床层时，床层内那些带出速度小于操作气速的颗粒将不断被带出这种现象叫场析。场析速度： W K dt d A e w t ϖ=− 1 式中 ω -----粒径为的粒子重量 W------床层粒子的总重量 eK ------场析常数 nuK n oe ∝ 在 4～7 之间气泡愈大，气速愈高，夹带量也越多，因此实际夹带量比单纯时的场析要多。分离高度：当达某一高度后，能够被重力分离下的颗粒偶以沉积下来，只有带出速度小于操作气速，故在此以上区域，颗粒的含量近乎恒定这一高度称为（沉降）分离高度（T.D.H 或 H）。化学反应工程课程讲稿 135 7.2 流化床中的传热和传质 7.2-1 床层与外壁间给热流化床的优点之一是传热效率高，床层温度均一。流化床与外壁的给热系数比空管及固定床中都高，一般在 400～ 1600 KhmJ ⋅⋅2/ 左右。确定 wh 所用的给热系数定义式 TAhq ww Δ= 式中：整个床高的积分平均值传热面 −−−−Δ−−−− TAw f L o w L dtTT T f∫ −=Δ )( )]/)(/(44.0exp[5.71 ]/)1/[()/( )()()()()(16.0 36.02.0 2 4.076.04.0 psph pppsfpw f mf o mfo p o p ppsopppw ccdtL ccdh L L u uu gd u c cudcdh −+ −= ⋅−= − ρρελϕ ρ ρ μ ρ λ μ λ 管径加热面高度 −−−−−−−− dtLh 取其中较小的一个。 7.2-2 床层浸没与床内的换热面之间的给热 1. 垂直管 66.08.023.043.0 )()()())(1(01844.0 ρ ρ μ ρ λ ρελ p p psopp fR pw c cudc c dh −= 正系数管子距床中心位置的校−−−−Rc 为上式适用范围22 10~10/ −=μρ op ud 床层径向位置上以距中心轴的 1/3 半径处的给热系数最高 2．水平管 2000/ <μρ op ud 44.03.0 )] 1 )()([()(66.0 f fsotoptow udcdh ε ε ρ ρ μ ρ λ μ λ −= 2500/ >uud opρ 3.0 2 2 3.0 )])()([()(420 gd udcdh pp sotoptow ρ μ ρ ρ μ ρ λ μ λ = 式中 tod ----水平管外径水平管的 wh 比垂直管低 5~15%，因此少用水平管，除传热原因外，还有在于它们要影响粒子的流动和气—固的接触化学反应工程课程讲稿 136 3．流化床的各种参数对给热系数间的定性规律 ①颗粒的λ及床高 h 无多少影响 ②颗粒比热 ↑↑ h, ③粒径 ↓↑ h, （圆球形及表面光滑粒 h 最大） ④流体的 nλ 与 h 成正比 ⑤床层直径影响难判断 ⑥床内管径径细 h 大 ⑦管位置对 h 影响不大 ⑧管束密，h降低 ⑨水平管，错列影响大 ⑩横向挡板使达到的 h最大值降低 7.2-3 颗粒与流体间的传质 505))(05.081.0()( 5.03/2 <<±= − μ ρ μ ρ ρ με opop o G udud Du k 200050))(1.06.0()( 43.03/2 <<±= − μ ρ μ ρ ρ με opop o G udud Du k 7.2-4 气泡与乳相间传质从气泡经气泡晕到乳相的传递为一串联过程气泡在经历 dt 的距离内的交换速率为 )()()()()()(1 AeAbbbeAeAcbceAcAbbbc Ab b Ab b CCKCCKCCK dt dCu dt dn V −=−=−=−=− 气泡晕与乳相分别为气泡与气泡晕及及总括交换系数， bcebbcbbe KKK )()()( −−− 间交换系数 bcebbcbbe KKK )( 1 )( 11 +=）（单位时间内与外界交换的气体体积 Q 等于穿过气泡的穿流量 q 及相间扩散量之和 bcb KdqQ 2π+= 化学反应工程课程讲稿 137 )85.5()(5.4 )6/( )( 4/5 4/12/1 3 bb mf b bbc d gD d u d QK +== π 2/1 3 2 )(78.6 )/( )( b bmfe b bcbcce bce d uD V ddskK ε≅= 在乳相中扩散系数气泡与气泡云的相截面 −−−− −−−− e bc D S 化学反应工程课程讲稿 138 7.3 流化床反应器的模拟和放大最重要是确定反应器的转化率和选择性，结合数字模型。 7.3-1 数字模型模型：两相模型 ⎪ ⎪ ⎩ ⎪⎪⎨ ⎧ − +−+ − 乳相气泡相固）下流相（气固）上流相（气乳相气相三相模型 ⎩ ⎨⎧ −− +−+− 乳相气泡云气泡相固）下流相（气固）上流相（气气泡相四区模型：气泡区—泡晕区—乳相上流区—乳相下流区深度分为 ⎪⎩ ⎪⎨ ⎧ 沿床高而变。与气泡大小有关，大小第三级模型：各参数均，与气泡状况有关。为恒值，不随床高而变第二级模型：各参数均，与气泡状况无关。为恒值，不随床高而变第一级模型：各参数均 1. 气泡两相模型：假设：1）以的气速进入床层的气体中，一部分在乳相中以起始流化速度 mfU 通过，其余以 mfUU −0 以气泡形式通过。 2）床层高以 fmf LL → 由气泡体积造成。 3）气泡相为向上的 PFR，其无 cat，不反应气泡均一。 4）反应完全在乳相中进行。 5）气泡与乳相交换量，Q为穿流量与扩散量之和 kgSqQ += kg---气泡与乳相间传质系数，S----气泡表面积单位床层气泡个数 bN ，每个体积 bV ，上升速度为 bu ① mfobbb uUuVN −= 2/1 0 )(711.0 bmfb gduUu +−=⇒ ② mfbbf LVNL =− )1( 2) 711.0 (1 mfo mff mf b uU LL L g d −⋅−= (1)乳相全混对床高为 l处的单个气泡作物料衡算： dl dCVu dl dCVCCkgSq bbbbbbe ==−+ ))(( 边界条件 l=0, ib CC = 积分化学反应工程课程讲稿 139 bbVuQl eieb eCCCC /)( −−+= 按单位床层截面对乳化相作物料平衡： ①反应组分从气泡到乳相量为 dlCQN fL bb ∫0 ； ②从乳相到气泡相量 efb CQLN ； ③从乳相底部进入量 imf CU ； ④从乳相顶部出去量 emf CU ； ⑤在乳相中反应量 )1( bbefc VNCLk − ； ①+③=②+④+⑤ 化简： )1()()1)(( / bbefceimf VuQLf eibbb VNCLkCCUeCCuVN bb −=−+−− − 床层出气总衡算 oemfobmfooo CUCUUCU )())(( +−= 求反应的未转化率为 )1( )1( ' 2 0 x x x i zek zeze C C − − − −+ −+= 式中 ])/(3.1[ )( 34.6 / 1 4/12/1 2/1 ' bmf bb mf bb r omfc o mf dgDu gdd L Vu QLfX F pWkULkk U U z +== == −= rk 为 pk dt dn W r r== 1 定义的反应速率常数 (2)乳相为平推流对床内任一处高度为 dt 的一般床层作物料衡算 dl dCVu dt dCVCCkgSq VNCk dl dC UU dl dC U b bb b bbe bbec b mfo e mf ==−+ =−+−+ ))(( 0)/1()( 有 0)()1( ''2 2 2 =+++− bbfbf XCkdl dCkXL dl CdzL 解为 lmlm b eAeAC 21 21 −− += 式中 21,mm 化学反应工程课程讲稿 140 )1(2 )1(4)()( '2'' 2,1 zL XkzkXkX m f − −−+±+= 边界条件 0,,0 === dl dCCCl bib 得 )1()1([1 12 2 1 21 12 o mffLm o mffLm i o U U X Lm em U U X Lm em mmC C ff ⋅−−−−= −− 2.鼓泡床模型：类似于 11~6/ >mfo UU 时，乳相中气体全部下流情况，定常态一级不可逆，对气泡物料衡算： )()()( cbbbcbrbbbr b b b CCKCkrCK dl dCu dt dC −+==−=− 总消失量气泡中反应量传到气泡云中量 )()()()( ecbcecrccbbbc CCKCkrCCK −+≅− 传到气泡晕量气泡晕中传递到乳相中的量反应量边界条件： ib CCl == ,0 )]/(exp[ ffib LlKCC −= b brf f u KL K )(= 可写成转化率 fK i fb e C LlC x −===− )(1 7.3-2 流化床反应器的开发与放大 1.催化剂性能：有良好活性，选择性，稳定性 2.操作条件：改变 3.床层结构：有分布板及内部构件总结： 1. 流化床的概述：起始流化态散式流化床（膨胀均匀）聚式流化床（鼓泡床）节涌床湍流床快速流化床优点：传热效率高，固体粒子易输送，消除内扩散缺点：气流状况不均，粒子为全混，加回收系统 2．颗粒流化态 A、B 类适于流化化学反应工程课程讲稿 141 C 类过细，D类又过大 3.特征流速 ① mfU 可通过压降公式求得可用公式 B 颗粒 mbmf UU = A 类 mfmb UU > ②带出速度 tu 2 2 3 ) 4 ( 2 1)( 6 t p Dpp u d g Cd πρρρπ =− DC 为曳力系数 4.06.91 <= ep mf t R u u 100072.8 >= ep mf t R u u mft uu / 在 10～90 间，粒子愈细，比值越大。 mfo uU / 在 1.5～10 间 4．泡及其行为 ①气泡结构尾涡，气泡云，气泡晕 ②气泡速度单个 2/1)(711.0 bbr gdu = 气泡群 2/1)(711.0 bmfob gduUu +−= ③气泡云与尾涡尾涡体积 wbw VV α=≅ 3/1/ 气泡云体积 cbc VV α=/ cw ααα += 全部气泡占的体积分率 bδ )1( α δ +− −=−= mfb mfo f mff b uu uu L LL ④气泡中粒中含量 b wc mfc b V VVr r +−= = )1( ε 气泡体积气泡内粒子体积 b bmf b f cbe rrr δ δε δ ε )1)(1(1 −−=−=++ 化学反应工程课程讲稿 142 5．分布板与内部构件 6．乳相动态 7．颗粒场析，分离高度

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