流化床反应器

流化床反应器nullnull第六章　流化床反应器（Fluidized Bed ）null液性：　液面　静压　流通器　黏度Umf （临界速度）的估算：固定床磨擦阻力＝砂子重时床层托起，此时U0为Umf 第一节流态化现象nullErgun公式砂子重△P =砂子重时U即为Umf P219计算Umf有几十种公式，但，不准，dp不均一，与床壁有摩擦力，很难计算简易经验式小粒子大粒子mfdp0.70.4nullUt （带出速度）的计算粒子重力＝气流摩擦阻力，此时粒子被带走，气速U为Ut ïïï...

nullnull第六章　流化床反应器（Fluidized Bed ）null液性：　液面　静压　流通器　黏度Umf （临界速度）的估算：固定床磨擦阻力＝砂子重时床层托起，此时U0为Umf 第一节流态化现象nullErgun公式砂子重△P =砂子重时U即为Umf P219计算Umf有几十种公式，但，不准，dp不均一，与床壁有摩擦力，很难计算简易经验式小粒子大粒子mfdp0.70.4nullUt （带出速度）的计算粒子重力＝气流摩擦阻力，此时粒子被带走，气速U为Ut ïïïïîïïïïíìúúûùêêëé-=<<=úúûùêêëé-=<<=-=<=2/13/1222/1 2)(1.3)50.2Re500(43.0)(2254)500Re4.0(Re1018)()4.0(ReRe24ffstpDpffstppDfsP tppDgUECdgUCgdUCrrrmrrr mrrnull问题：为什么　 , 临界流化时颗粒也是浮起来颗粒＝摩擦力对小颗粒可达90 对大颗粒可达10更大颗粒，流化区很窄，很难操作。土豆流化 Spout Bed　喷床Umf Ut 属流化区,此区内固体有流体的表现可为化工操作利用null空塔速U0=Umf 时，膨胀比R=1，床层高Lmf≈L0 Umf < U0Ub 穿流Uf~Ub Uf Umf 时，多余气体的上升要求Ub>U0 Ub由二部分推力组成如果没有浮力,只要U0＞Umf气泡群仍要上升(后浪推前浪)(浮力)null床层气泡分率气泡直径：气泡聚并（Coalescene）分散相聚结大气泡吞食小气泡（通过wake的引力）床高度与分布板孔径有关≌null最大稳定气泡直径　如果床层直径足够大（无节涌），则　因为当U0=Ut 时，尾涡中颗粒上升，气泡破裂　Rowe还看指状物(Finger)，由泡顶部侵入，气泡一分为二气泡云直径Rc 　当Ubr>Uf 时，式中　　气泡越大，则云越薄　穿流量颗粒的运动　所谓气泡运动，实际是颗粒运动的结果全混：几米直径、几分钟就混合，气泡是床层的振动源null大循环尾涡夹带颗粒上升床面上气泡破裂，颗粒下降小循环乳相内、颗粒速度是万向的气流的循环　　乳相上流气量Umf ，U0>Umf 时多余气为气泡流量Ub ，气泡基本上是平推流，但大、小泡上升速度不一样，泡间有聚结和破裂（有返混）　　当床面上气泡破裂量大时（U0/Umf>6），大量尾涡颗粒向下降落时所夹带的气流量＞ Umf 气泡区　上升乳相区　上升回流区　颗粒下降泡云区　气流循环　（反应区在泡云区）null第三节　流化床中的传热与传质1壁面上的给热系数 hw 颗粒－颗粒是均一温度颗粒与流体温差亦小（因表面积大） hw（W/K m2 ）流化床　几百固定床hw 几十空管　　　十 G [公斤/秒米2] 103 102 10 10 102 103 104 105 固定床密相稀相垂直输送书上P226 更正 , 400-1600 [kJ/m2 k hr], 图的座标为 [w/m2K] hw（W/℃ m2 ）null传热机理：颗粒撞壁时，直接传热滞流层被撞后，不断更新（亦加快腐蚀）计算公式（P227）由Ψ值再算hw hwdp U0 /null2 内构件给热系数垂直管水平管许多因素无法回归进去，如：颗粒是否光滑，是否园；水平管d t 0 小则粒子放不住∴hw 大些：分布板开孔率影响不详流化床的数学模型及相间传质kgS拟均相模型的失败所以必须用非均相模型，二相、甚至三相1　二相模型乳相气速Umf，泡相气速Ub，平均为U0 乳相是活塞流（或CSTR），泡相活塞流反应只在乳相中发生，泡相中无催化剂乳相与泡相间交换量 Q=q+kg·S（不只是短路模型）　其中Q为穿流量，S为气泡表面积，k g 为乳－泡相传质气泡大小均一，床层由Lmf增到Lf完全由气泡体积充填造成假设 null2 气泡与乳相间的传质流化床内传质：气泡→气泡云→乳相→颗粒外表→孔内表面反应因为颗粒小，内扩散不构成控制步，这与固定床不同；又外表面积大，也不构成外扩散控制，控制步在于气泡与乳相间的传质定义：Kce量纲为[m/s]定义：当气泡向乳传质是速控步时,以化学反应动力学为基础的模型就失败null第四节　分布板、内构件及分离高度和杨析1 分布板种类：泡罩（风帽），筛板，分布管，烧结金属片分布板区：250mm，并自由射流，强烈传质传热区开孔率选定：使压降△Pd>10% ，床层压降对浅层床还要大些以保证布气稳定动态沟流a 过孔速度要满足式中取10%床层重, 参见p224摩阻系数设计：b 单位截面上孔数nullN0r孔数与孔径d0是成对出现的选择时要求:d0 不能太大，否则孔数太少且架桥不足要漏催化剂d0 不能太小，否则孔数太多，导致产生的气泡要相互聚结2　内构件旋流式横向隔板null3　分离高度可设扩大段，再设旋风进一步降低排出浓度，再设过滤器，过滤器用烧结金属管（几微米）加上反吹装置(见前图)，低温用面粉口袋集尘，惰性物用高压静集尘扬析现象：改变了催化剂分布，而粒度分布对维持的流化质量很重要流化床的放大：在500mm以下，放大效应严重，小尺寸时径向、轴向返混较小，浓度、温度梯度较大null反应器直径Dt 由1.2米2.4米保持指形管三角排布尺寸不变例1 生产有机硅单体的流化床反应器指形冷却水管三角排布Si + CH3Cl  (CH3)2Cl2Si4反应工程的结构反应工程的结构反应工程催化过程催化反应器传递现象多相流动,混合物料衡算与热量衡算工程設计及优化，安全反应模型及速率式宏观动力学Aspen Mathmatic 流动模型

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