化学反应工程第7章.ppt

第七章 气固相催化反应流化床反应器 一、流化床简介 1. 什么是流化床反应器 当通过床层的流体流量较小时，颗粒受到的升力（浮 力与曳力之和）小于颗粒自身重力时，颗粒在床层内静止不 动，流体由颗粒之间的空隙通过。此时床层称为固定床。 随着流体流量增加，颗粒受到的曳力也随着增大。若 颗粒受到的升力恰好等于自身重量时，颗粒受力处于平衡状 态，故颗粒将在床层内作上下、左右、前后的激烈运动，这 种现象被称为固体的流态化，整个床层称为流化床。 2.流态化的不正常现象 沟流：由于流体分布板设计或安装上存在问题 ，使流体通过分布板进入浓相段形成的不是气泡而是气 流，称沟流。沟流造成气体与乳化相之间接触减少，传 质与反应效果明显变差。 节流（腾涌）在流化床的内径较小而床高与床 径比较大时，气泡在上升过程中因聚并而增大，气泡有 可能占据整个床层截面，气流将床层一节节地往上做柱 塞式推动，在上升到某一位置二崩落，流化床的正常操 作被破坏。 体系发生流态化现象后，表现出类似于单一液体的特性 ，如具有浮力、液面和压降，会发生泄漏，两个想通设备间 会表现出连通器的特性等。 2. 流化床的应用 第一次工业应用： 1922年 Fritz Winkler获德国专利，1926年第一台高 13米，截面积12平方米的煤气发生炉开始运转。 石油、大化工、冶金等领域 气固催化反应、矿石焙烧（冶金）、沸腾床（流化 床），燃烧锅炉（电力部门）。 有机化工领域 丙烯氨氧化制丙烯腈腈纶 萘氧化苯酐 乙炔、醋酸醋酸乙烯维尼纶 3. 流化床反应器的优点： 颗粒流动类似液体，易于处理，控制； 固体颗粒迅速混合，整个床层等温； 颗粒可以在两个流化床之间流动、循环，使大量热、质 有可能在床层之间传递； 宜于大规模操作； 气体和固体之间的热质传递较其它方式高； 流化床与床内构件的给热系数大。 4. 流化床反应器的缺点： 气体的流动状态难以描述，偏离平推流，气泡使颗粒发 生沟流，接触效率下降； 颗粒在床层迅速混合，造成停留时间分布不均匀； 脆性颗粒易粉碎被气流带走； 颗粒对设备磨损严重； 对高温非催化操作，颗粒易于聚集和烧结。 二、流化床的工艺计算 1. 流化床压强降 在流化床阶段，床层压强降保持不变。其值等于单位面积 床层的净重力，可根据颗粒与流体间的摩擦力恰与其净重力平 衡的关系求出。 气固摩擦力=净重力=重力-浮力 当流速进一步增大时，床层空隙率和高度均增加，L（1-B ）不再变化，因此p维维持不变变。由于气固系统统中，气体的密度 和固体相比可以忽略，故p约约等于单单位面积积床层层的重力。 2. 临界化速度（最小流化速度） 临界流化速度是指颗粒层由固定床转为流化床时流 体的表观速度，也称初始流化速度或最低流化速度。用 umf表示。 用空气实验测定，然后加以校正。 固定床和流化床压降公式联立 整理得： 低雷诺数时，粘滞力损失占主导，忽略后一项： 粘滞力损失 （摩擦阻力相） 动能损失 （局部阻力相） 高雷诺数时，动能损失占主导，忽略前一项： 解得： 3. 逸出速度（带出速度或最大速度）uT 流化床的气体流量一方面受umf限制，另一方面也受 固体颗粒被气体夹带的限制。当流化床中上升的气体流 速u等于颗粒的自由沉降速度时，颗粒就悬浮于气流中， 二不会沉降。当气流速度稍大于这一沉降速度时，颗粒 就会被带出。因而流化床中颗粒的逸出速度等于颗粒在 静止气体中的沉降速度。 umf发生在底部，计算时用底部T,P和组成 来确定流体的密度和粘度，颗粒直径用不同粒 度的平均值。 uT发生在顶部，计算时用顶部T,P和组成 来确定流体的密度和粘度，颗粒直径用气相中 具有相当数目的最小颗粒的直径。 4. 反应器内径 VG：气流的体积流量m3s-1 dt：流化床内径m u：气流的空塔流速m.s-1 可见，流化床的内径取决于气流的空塔气速，而流化床 的空塔气速应介于初始流化速度（也称临界流化速度）与逸 出速度之间。即维持流化状态的最低气速与最高气速之间。 5. 浓浓相段和稀相段 当流体通过固体床层的空塔速度值高于初始流化 速度但低于逸出速度，颗粒在气流作用下悬浮于床层 中，所形成的流固混合物称为浓相段。 在浓相段上升的气泡在界面上破裂，气泡内颗粒 以及受气泡挟带的乳化相中颗粒将被抛向浓相段上方 空间。这段空间称为稀相段或称分离段。 浓相段的计算 催化剂在床层中堆积高度称静床层高度(L0)。在通入 气体到起始流化时，床高LmfL0。若继续加大气量，床层 内产生一定量的气泡，浓相段床高(Lf)远大于静床层高度 。 定义义：床层层膨胀胀比为为R f浓浓相段的床层层空隙率 0.2ReP1 1 ReP 200 200ReP500 500ReP n=2.39 则浓则浓 相段的高度为为：Lf=RLmf 稀相段床层高度的计算 稀相段也称分离段，主要是用来保证床内因气泡破 裂而挟带固体颗粒重新回到浓相段所需空间。可由下述 经验方程估算。 也可以通过查过查 表的方法确定。 例：萘氧化制苯酐的反应，用微球硅胶钒做催化剂。已知催化 剂粒度分布如下： 催化剂颗粒密度P=1120kg.m-3 气体密度=1.10kg.m-3 气体粘度=0.0302mPas 计算起始流化速度和逸出速度。 若操作气速取12cm.s-1，催化剂装填高度L0=20cm， 催化剂堆积密度B=560kg.m-3，气体流量为122m3h-1，试估算 流化床内径以及浓相段、稀相段床高。 解： 计算颗粒平均粒径 根据标准筛的规格，目数与直径关系如下： 在两个目数间隔内颗粒平均直径可按几何平均值计算，即 则则相应应目数范围围的颗颗粒平均直径为为： 颗颗粒的平均直径为为： 计算起始流化速度（umf ） 计算逸出速度（ut） 假设Rem2 假设Rem2合理。 由Re=1.3，Re10可得F=1 ut=0.2956ms-1 计算流化床内径 计算流化床浓相段床高 当0.2ReP1时 所以： 计算稀相段床高 所以床层总高为： L=Lf+L2=0.5374+1.3136=1.851 cm 三、流化床的热传递热传递 流化床的热量传递过程大体可分为：固体颗粒之间 的热量传递；气体与固体之间的热量传递；床层与床壁 （包括换热器）之间的热量传递。 由于流化床中颗粒处于高度运动状态，而固体的导 热系数较大，因此传热速率很快。床层中温度基本上可 以认为是一致的。流化床内的热传递问题实际就是床层 与床壁（包括换热器）之间的热量传递。 流化床层与器壁的给热系数直到目前为止仍只能通 过将实验数据归纳成准数方程而获得。 1. 流化床层与竖放的换热器器壁之间给热系数计算式为： 注意： 是有单位的，其单位为s.cm-2，CR是管子距床中心 位置的校正系数。 2. 床层与横放的换热器器壁之间传热时，给热系数计算式为 3.