流化床反应器ppt课件

1、第七章 流化床反响器7.1 概述7.2 流化床中的气、固运动7.3 流化床中的传热和传质7.4 流化床的数学模型7.1 概述 (1) 流化床反响器的定义：运用流态化技术进展化学反响的安装称之为流化床反响器。 (2) 流态化：就是固体粒子与气体或液体接触时，固体小颗粒能像流体一样流动，并具有流体的特性，这种景象称之为固体的流态化，简称流化。 (3) 流化床反响器的特点 传热效能高，而且床内温度易于维持均匀一； 大量固体粒子可方便地往来保送； 可以运用细粒子催化剂，易消除内分散阻力，能充分发扬催化 剂的效能； 气流情况不均，气-固两相接触不够有效； 粒子运动根本上是全混式，影响产质量量的均一性，且

2、转化率 不高；粒子的全混呵斥气体的部分返混， 影响反响速度和造 成副反响的添加； 粒子的磨损和带出呵斥催化剂的损失。(4) 流态化的几个阶段 L L L0 L 流体 流体 流体 流体 流体 流体 固定床 起始流态化 膨胀床散式 鼓泡床 聚式 气气流流输输送送 节节涌涌床床 Lmf Lf Lfl固定床阶段：气流速率较小，从粒子空隙间经过，床层不动。固定床阶段：气流速率较小，从粒子空隙间经过，床层不动。l起始流化床：随着流速渐增，粒子间空隙率将开场添加，床层体起始流化床：随着流速渐增，粒子间空隙率将开场添加，床层体积逐渐增大，当流速到达某一限值，床层刚刚能被流体托起时，积逐渐增大，当流速到达某一限

3、值，床层刚刚能被流体托起时，床内粒子就开场流化起来了，此时的流化床称为起始流化床。床内粒子就开场流化起来了，此时的流化床称为起始流化床。l散式流化床：流速进一步提高时，假设床层膨胀均匀且动摇很小，散式流化床：流速进一步提高时，假设床层膨胀均匀且动摇很小， 粒子在床内的分布也比较均匀，粒子在床内的分布也比较均匀， 故称作散式流化床，也称液体故称作散式流化床，也称液体流化床。流化床。l聚式流化床：对气聚式流化床：对气- -固系统，气速到达起始鼓泡速度固系统，气速到达起始鼓泡速度umfumf后，通常后，通常将出现气泡，气速愈高，气泡的聚并及呵斥的扰动亦愈猛烈，使将出现气泡，气速愈高，气泡的聚并及呵斥

4、的扰动亦愈猛烈，使床层动摇频繁，此形状的流化床称聚式流化床，也称鼓泡床。床层动摇频繁，此形状的流化床称聚式流化床，也称鼓泡床。l气流保送阶段：气流速率大到使固体随之带出。气流保送阶段：气流速率大到使固体随之带出。l聚式流化床聚式流化床l聚式流化床是通常流化床正常操作的形状。聚式流化床是通常流化床正常操作的形状。l在聚式流化床中，固体颗粒是延续的，称之为延续相在聚式流化床中，固体颗粒是延续的，称之为延续相或乳化相；气体以气泡方式经过床层，所以称之为分或乳化相；气体以气泡方式经过床层，所以称之为分散相或气泡相。床面以下的部分称密相床，床面以上散相或气泡相。床面以下的部分称密相床，床面以上的部分因也

5、有一些粒子被抛掷和夹带上去，故称稀相的部分因也有一些粒子被抛掷和夹带上去，故称稀相床。密相床中形如水沸，故又称沸腾床。床。密相床中形如水沸，故又称沸腾床。l流化床中两种不正常的流动形状：流化床中两种不正常的流动形状：l 沟流沟流 l 产生缘由：颗粒粒度小、气流速度小、分产生缘由：颗粒粒度小、气流速度小、分布板设计不合理、固体物料潮湿或有粘性等。布板设计不合理、固体物料潮湿或有粘性等。l 腾涌腾涌( (通常仅发生在小床通常仅发生在小床l 产生缘由：颗粒大、密度大、气速大、床高产生缘由：颗粒大、密度大、气速大、床高与床径比大等。与床径比大等。 5 各种类型流化床简介 自在床多段床限制床双体床提升管

6、反响器6颗粒的流态化性能l颗粒的外形，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。 lA、B类颗粒适于流化，(细)颗粒因充气性好，床层中生成的气泡小，而特别适宜于催化过程。lC类颗粒过细，粒间有粘附性，气体易呈沟流经过，故并不适用，lD类那么又过大，只在喷动床中才干较好地流化。l为了流化质量好，颗粒尺寸还应有适当的分布。在催化过程中需留意保证细筛分(如 44m)占有一定的比例，必要时设法补加。 10 1.0 0.5 0.2 20 200 1000 2000 D B A C 3/pg cmpdm粒 径7.2 流化床中的气、固运动 1流化床压降及特征流速 P mmH2O500 300 200 100 50

7、 1 2 umf 10 50 100 空床流速u0 /cm/s 固定床 流化流化床 夹带开场 固定床tWPA 流化床压降l流速较低时为固定床形状，在双对数纸上P与u0约成正比。由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动开来，所以需求比静床压力(WAt) 稍大一点的P，一旦粒子曾经松动，压降又恢复到(WAt)之值。流速进一步添加，那么压降根本不变，故流化床的压降可如下计算：l对曾经流化起来了的床层，如将气速减小，那么P将循着图中的实l 线前往，不再出现极值，而且固定床的压降也比原先的要小，这是由于粒子逐渐静止下来时，大体坚持着流化时的空隙率所致。 (1)()m fm fPtWPLgA7-1 起始(或称

8、最小)流化速率umfl起始流化速度(umf)：刚刚可以使粒子流化起来的气体空床流速。从图中实线的拐弯点就可定出起始(或称最小)流化速率umf 。 l如将固定床压降公式6-13与流化床压降公式联立求解，可得：对于小粒子，可忽略左第一项： 对于大粒子，可忽略左第二项： 7-47-3323232150(1)()1.75()()PmfmfPmfPPSmfSmfdududg 7-223()Re20150(1)SPmfPmfPmfdug3()Re10001.75SPPmfmfPdugl 值可查有关图表获得，如 及 均不知，可近似取：mfmfS323111411mfSmfSmf 及 7-5代入7-2可得：3

9、22()1.75 14()150 11()PmfPmfPPdududg :(),:Pmfdux令则有322()67.350.04080PPdxxg 利用求根公式取正值得：13222()33.70.040833.7PmfPPdudxg 7-6l同样把323111411mfSmfSmf 及代入7-3和7-4可得：2()Re201650PPmfPdug22()Re100024.5PPmfPdug对于小粒子： 对于大粒子： 7-87-7但用上两式计算时，应将所得umf值代入ReP=dPumf/，检验能否符合规定的范围。 l实践上起始流化速度的计算公式很多，如李代公式：1.820.940.880.06(

10、)4.08PPmfdmuS1 /xipdpidS粒子平均直径m粒子密度kg/m3流体密度kg/m3流体粘度厘泊7-93带出速度ut (终端速度)当气速增大到某一定值时，流体对粒子的曳力与粒子的重力相等，那么粒子就会被气流所带走。这一速度称带出速度。 对于球形粒子，作力的平衡有： 式中CD称曳力系数，可用阅历式计算7-13或查表求得。 球形粒子带出速度：非球形粒子7-17、7-18式 2321()()624PPPDtddCug7-92()Re0.418PPtPdgu1/322()40.4Re500225PtPgu1/23.1()500Re200000PPtPdgu7-167-157-14带出速度

11、也可采用阅历式计算.如:式(7-19)等.4操作气速u0确实定操作气速的取值范围显然在ut与umf 之间，但该范围较宽：操作气速 u0的选定要根据详细情况。普通取流化数F0操作气速与起始流化速度之比F0=u0umf )在1.510。但也有高到几十甚至几百的。通常所用的气速常在0.150.5m/s左右。对于热效应不大，反响速度慢，催化剂粒度细，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，那么宜用较高的气速。91.6Re0.4tPmfuu对小粒子：对大粒子：8.72Re1000tPmfuu5流化床直径确定 流化床直径主要根据消费才干和操作气速来确定：HH1h2h3h2h

12、2h233600/4DVumh43600VDmu圆整扩展段气速通常取：2012uu那么扩展段直径为：283600VDmu6流化床高度确定l流化床总高度H主要由三部分所组成：即浓相段高度h1、稀相段高度h2和锥底高度h3。l 浓相段高度h1l 浓相段高度是床层流化后的料面高度，影响要素比较复杂，目前尚难准确计算，通常利用膨胀比R进展近似计算：l l 为操作气速， 为气体停留时间，由动力学计算确定。l 1mfmfhRLLuu对自在床：10.11440.5170.060.92/10.67mfhRum sLu对限制床：10.19240.5170.070.92/10.76mfhRum sLu7-227-

13、23膨胀比R也可利用有关图表进展近似计算：如图(7-6)和式(7-21/25/26). 稀相段高度h2 稀相段高度包括分别空间高度 和扩展段高度 两部分：分别空间高度 目前只能近似计算，研讨人员根据实践消费数据，作出了分别空间高度与床径、气速的关系曲线，可查图确定。扩展段高度 扩展段高度普通可取： 锥底高度h32h2h2h2h22hD3122hDctg通常锥顶角=60度或90度 流化床总高度：123Hhhh 7.2.2 气泡及其行为 普通以为在流化床反响器中，除部分气体以起始流化速度流经粒子间的空隙外，多余的气体都以气泡形状经过床层，因此通常把密相床部分分为两相：气泡相和乳化相气泡以外的密相床

14、部分。(1) 气泡的构造 据研讨，不受干扰的单个上升气泡呈球帽形，尾部略为内凹，在尾部区域，由于压力比近傍稍低，颗粒被卷了进来，构成部分涡流，这一区域称为尾涡。 乳化相 气泡云 尾涡 粒子 气体 气泡气泡 l在气泡上升的途中，尾涡中部分颗粒不断分开，而另一部分颗粒又不断地补充进来，这样就把床层下部的颗粒夹带上去而促进了全床颗粒的循环与混合。 l研讨阐明，气泡上升经过乳相时，部分气体穿过气泡构成环流，在泡外构成一层所谓的气泡云。云层及尾涡都在气泡之外，且都伴随着气泡上升，其中所含粒子浓度也与乳相中几乎都是一样的，二者浑然一体，故可总称之谓气泡晕。l气泡在上升途中，因聚并和膨胀而增大，同时不断与乳

15、相间进展着质量交换，即将反响组分传送到乳相，在催化剂上反响后，又将反响产物传到气泡而带出。因此气泡不仅是呵斥床层运动的动力，又是物质传送的中转站，所以，气泡的行为自然是影响反响结果的一个决议性要素。l 2气泡的速度和大小l根据实测，流化床中单个气泡的平均上升速度ubr可取：l l 在实践床层中，气泡成群上升，气泡群的上升速度ub普通用下式l 计算：l另一算式反映床径对气泡上升速度ub的影响：l 1/20.711()brbugd1/200.711()bmfbuuugd7-287-291/2()bbugd0.6410tdcm0.41.610100ttdcmdcm1.6100tdcm7-30l气泡直

16、径随气泡的上升而增大，主要与距分布板的高度L有关，其直径可根据有关公式计算：l式中At为床层截面积，n0为分布板孔数。l从上式可以看出；操作气速与临界流化速率的差值越大，离分布板的间隔越大，气泡也就越大。但气泡的长大并不是无限的，如床径足够地大，不致构成节涌，那么当气泡长大到一定程度后就将失去其稳定性而破裂。 131.2110.853 10.27210.0684bmfduuL 0.741770.32701.521.281mftbmfuuAgdnguul普通以为；当气泡的上升速率ub小于粒子的沉降速率uT时，即ubuT时，此时，粒子被气泡从尾涡吸入气泡内，从而使得气泡破裂。l所以，气泡在床内不断

17、进展着生成、长大、破裂循环往复过程，带动着整个床层粒子的循环运动，推进着传质、传热过程的实现。3气泡云与尾涡气泡云的厚度 通常按气泡云与气泡的相对大小来估算。见7-39及7-40)。尾涡体积Vw 尾涡体积通常按气泡体积的三分之一来估算：床中全部气泡体积占床层 的体积分率可按下式估算：气泡中的粒子含量气泡中的粒子体积与气泡体积之比rb： rb值大约为0.001-0.01左右。泡晕中的粒子含量泡晕中的粒子体积与气泡体积之比rC：13wbVV0fmfmfbfbLLuuLu123/10.711/mfmfwCmfbbmfmfuVrVgdu7-477-50 7.2.3 乳相的动态 乳化相中的颗粒动态 颗粒

18、在乳化相中呈悬浮形状，随气泡的夹带作用，部分粒子产生向上运动；同时，随着气泡的聚并、破裂和尾涡中粒子的交换，又不断地前往乳相，在重力沉降作用下向下运动。所以，在床内粒子存在着上下的循环运动。小床普通中间上升，沿壁下降，大床较为复杂。 乳化相中的气流动态 乳化相中的气流也存在着向下向上两个方向的运动。向上运动的速率几乎一直等于初始流化速率。加大气速，只使气泡相速率增大。但在粒子脱离气泡向下运动时，粒子又夹带着气体向下运动。使得气流存在着一向下运动。所以，在乳相中气流也存在着一个环循运动。所以通常以为在乳相中存在一个上流相气+固，一个下流相。 分布板与内构件 7.2.4 分布板与内部构件 1分布板

19、 工业运用的某些分布板型式 (a)单 层 筛 板 (b)凹 形 筛 板 (c)多 层 筛 板 (d)夹 层 填 料 (e) 管 式 分 布 器 2内部构件 为了传热或控制气-固间的接触，常在床内设置内部构件。如垂直管、平管，多孔板、程度挡网和斜片百叶窗挡板等。其中以垂直管最为常用。它往往同时具有传热，控制气泡聚并甚至减少颗粒带出的作用。程度构件对颗粒和气体的上下流动起一定的阻滞作用，从而导致床内产生明显的温度梯度和浓度梯度。复杂方式的内部构件呵斥的影响也复杂，在放大时会呵斥困难，工业上以易于放大为宜。7.3 流化床中的传热和传质7.3.1 床层与外壁间的传热流化床的优点之一是传热效率高、床层温

20、度均一。在普通情况下，自在流化床是等温的。粒子与流体之间的温差，除特殊情况外，可以忽略不计，所以重要的是床层与外壁间的传热以及床层与浸没于床中的换热器外表间的传热。 确定hw所用的给热系数的定义式为： Aw是传热面 hw通常均采用阅历关联求取:式(7-61及7-62)。wwqhAT7-597.3.2 床层与浸没于床内的换热面之间的给热床层与浸没于床内的换热面之间的给热 垂直管垂直管 计算公式计算公式(7-63)。 程度管程度管 计算公式计算公式(7-64)、 (7-65)。 影响床层传热效率的要素影响床层传热效率的要素操作气速：气速增大，传热效率也加强；但当增到某一操作气速：气速增大，传热效率

21、也加强；但当增到某一极值时，再增大气速，传热效率反而降低，缘由是床极值时，再增大气速，传热效率反而降低，缘由是床层空隙率增大；层空隙率增大；颗粒的比热：比热增大，传热效率也加强；颗粒的比热：比热增大，传热效率也加强；颗粒粒径：粒径增大，传热效率降低。颗粒粒径：粒径增大，传热效率降低。流体的导热系数：导热系数，传热效率也加强强影流体的导热系数：导热系数，传热效率也加强强影响；响； 内部构件：如挡板等。内部构件：如挡板等。7.3.3 流化床中的传质l在流化床反响器中，无论是颗粒与流体间的传质还是气泡与乳相间的传质，对反响过程均具有重要影响。为确定其传质速率，也推出了不少关联式。 l但该当指出，文献

22、上各不同的相间交换系数及其关联式，都是根据不同的物理模型和不同的数据处置方法而得出的。目前在这方面还没有一个一致的处置，因此在援用时需加留意。7.4 流化床的数学模型 7.4.1 7.4.1 数学模型的类别数学模型的类别1 1按流化床内的气固动态分按流化床内的气固动态分两相模型：两相模型： 气相气相乳相乳相 上流相上流相( (气气+ +固固)下流相下流相( (气气+ +固固) ) 气泡相气泡相乳相乳相三相模型：三相模型： 气泡相气泡相上流相上流相( (气气+ +固固)下流相下流相( (气气+ +固固) ) 气泡相气泡相气泡云气泡云乳相乳相四区模型：四区模型： 气泡区气泡区泡晕区泡晕区乳相上流区

23、乳相上流区乳相下流区乳相下流区2按数学模型思索的深度分第级模型：各参数均作为恒值，不随床高而变，也与气泡情况无关。第级模型：各参数均作为恒值，不随床高而变，但与气泡大小有关。气泡大小用一当量直径来表征亦为恒值,不随床高而变,当量直径作为模型的可调参数。第级模型：各参数均与气泡大小有关;气泡大小随床高而变;普通都是等温的鼓泡床模型，对于更复杂的情况目前能处置的还不多。 7.4.2 鼓泡床模型l鼓泡床模型是当前真正工业流化床设计中运用较好的一个模型，它是由国井-列文斯比首先提出来的，属于按数学模型思索的深度分类的第级模型。l由于气速较大，因此本模型假定床顶出气组成完全可用气泡中的组成代表，而不用计及乳相中的情况，