化学反应工程第七章

1、Chapter 7 Fluidized Reactors (流化床反应器) 7-1：Overview （概述） 一.细颗粒床层转化形式和压降 （Bed Types and Pressure Drop） 固定床 膨胀床平稳流化聚式流态化节涌气体输送固定密相释相UmfUtmfutu临界流化速度带出速度P 固定床的压降与气速有关，而流化床压降与气速无关与床层重量有关 。 )(AW二.流化床用作反应器的优缺点及应用 （Advantages and Shortcoming） 1.优点： a.换热性强，适于强放热反应； b.床层温度均匀，可在最佳温度下维持恒温。 c.对固体催化剂易失活需再生时，移向再生器

2、方 便，固体作为反应物可容易吹入反应器。 d.使用小粒催化剂时不堵管道，利用率高。 2.缺点： a.返混较大，转化率低； b.催化剂磨损大，活性下降较快 c.放大倍数低，理论不完善。 3.应用： a.气相氧化等强放热反应，固体环流的； b.气固非催化反应（煤和矿石熔烧）； c.催化剂再生的场合。 4.工业上常用的流化床类型 7-2 流化床反应器的一般计算方法 （General Method of Design） .一. 临界流化速度（umf） (Minimum Fluidizing Velocity) )()1 (150)(75. 13223ggmfpmfsmfggmfpmfsudud23)(

3、ggpgpgd当 时，第一项可忽略（小颗粒） 20epR有 )1()(150)(32mfmfggppsmfgdu当 时，第二项忽略（大颗粒） 1000epR有 32)(75. 1mfggppsmfgdu 可查表（测定），亦可按下式估算 mfs, 联立求 1413mfs11132mfsmf 二 . 带出速度 （Maximum Fluidizing Velocity） （Terminal Velocity） )(tu 当气速增加到对颗粒的浮力=重力时，颗粒就会被气体带出，此时的速度称为带出速度。颗粒下沉时受到的阻力： gDuFC221F颗粒截面积DC)4(2pd阻力系数球形粒子所受的浮力： gdg

4、p36平衡时：gtpDggpgpgtDgpudCgpdgduFCgd2233238)(66216 所以 )(342gDgpptCdgu阻力系数 可由下图表知： DC500ReDC层流 4 . 0epRepDRC24过度流epR5004 . 02110epDRC 湍流500epR43. 0DC 层流： Stokos 公式 gggptgdu18)(2过渡： pgggtdgu3122)(2254即湍流： 21)(1 . 3gggptgdu三 . 操作气速（ ） （Superficial Velocity） 0u 一定介于 与 之间，具体选多少要看情况而定， 传热 ，但磨损大，一般由经验选定： 0um

5、futu0u 4 . 01 . 0105 . 1(00tmfuuuu流化数） 通常流化床的操作气速在0.150.5 （空塔），可避免催化剂带出损失，过大磨损，但对热效应大，反应速度快的可取高一些0.5 。 smsm四 . 床层的膨胀（Expanding of Bed） mfuu0L0床高空隙率 ， ， mfuu mfLmfmfuu fLf 固体体积 )1 ()1 (mffmfmfLALA膨胀比： （一般） 215. 1)1 ()1 (mmfmffLLR估算： a.自由度 和垂直管速 114. 0067. 01517. 0uRsmu92. 06 . 00b.装有斜挡板及挡网的 192. 0076

6、. 01517. 0uRsmu92. 007. 00R是一个重要的设计参数，可由R反算孔隙率 f五 . 流化床高和床径的确定 （Height and Diameter of Bed） 1.床高 tffllHlL分离高度 目前只能估算或由经验给定。 tl2.床径（ ） td 2004tduAuv)(40smuvdt3.分布板设计分布板的作用是 （1）引发流化，使气体连续进入流化床。 （2）分布均匀，影响流化质量。 压降要求：10%床层压降（可由需要加以调整） 单层筛板 单层凹形筛板 多层筛板 夹层筛板 管式分布器 泡帽等 开孔率 0.121.5%（面积）开孔数是锐孔阻力系数算小孔气速定 六. 内

7、部构件 （Parts inside） 垂直管 斜挡板 挡网 换热好 返混减少 气泡小均匀 径向分布均匀 气泡变小带出少 流化平稳 但压降大 总之，好的流化床应为： a.换热好 b.流化均匀，平稳。 c.接触面积大（ 小） pdd.带出少 73 流化床中的传递（Transfer in Fluidizing-Bed） 一.床层与外壁间的给热 因流化床具有良好的换热性，可使流体与颗粒温度一样。但器内的热量要传出去，由外壁或内冷管。它的传热系数很高，超过了固定床。因为颗粒的上下游动可破坏边界层，强化传热。 定义： TAhQwwfLwfwdlTTLTA0)(1:传热面文献公式： 求方法wh计算 4 .

8、076. 004 . 0)()()(16. 0gpgppsgpppwCCudCdh36. 0002 . 020)()(fmfmfpLLuuudgu其中 )(44.0exp5 .71)(1)(pspthgpppsfpwCCLLCCdhhLtdgpepudR0加热面高管径二.床层与浸没于床内的换热器之间的给热 1.垂直管 23. 0043. 0)()(1 (01844. 0udCCdhppfRpw66. 08 . 0)()(pppsCC应用范围0udp221010：管子距床中心位置的校正系数 RC查图 2.水平管 20000udp44. 0003 . 00)1()()()(66. 0ffstptw

9、uduCdh25000udp3 . 032003 . 00)()()()(420gduuduCdhppstptw有内孔 ：水平管外径 0td 水平管的导热系数比竖直管小515%，一般用竖直管的原因。 气体过气泡和乳相，而反应实际上是发生在乳相。但它的速度受气泡云的传质速度的影响。在催化反应中气体产物又要反扩散到气泡中。因此，气泡起着传递动力和储存产物的作用。 三.气泡与乳相间的传质 它周围的粒子浓度几乎与乳相相同，但随气泡上升。在尾涡中的粒子在上升中不断与外界乳相交换固体。 在 时间内穿过 距离上的交换。 tddlA的量为 )()()()()(1AeAbbeAeAcbceAcAbbbcAbbA

10、bbCCKCCKCCKdldCudtdnVbu气泡上升速度 ：气泡与气泡晕的交换系数 bcK：气泡晕及乳相间的交换系数 ceK：总括交换系数 beKcebcbeKKK111)85. 5()(5 . 4)6(4541213bebmfbbcdgDdudQKeD扩散系数 213)(78.6bbmfeceduDK：气体在乳相中的扩散系数，可取 eDDDDmfe一.流化床内的动态 1.气泡动态 气体=气泡+分散状态（分子）（ ） mfu小泡 大泡气泡云（尾涡） 气泡晕 mfumfu7 4 流化床的数学模型（Math Models in FB） 流化床中的气体分子分为两个部分，一部分是以气泡形式通过床层，

11、气泡相在上升过程中不断聚并增大。另一部分是（少量）是以临界流化速度流过颗粒空隙，称为乳相。气泡中的气体与乳相进行物质和能量的交换进行反应。小气泡时，乳相可穿过气泡上流。当气泡由底向上并聚时，其大气泡的气速超过临界速度，就有部分气体穿过气泡形成环流。在气泡外不与乳相混合的部分称为气泡云，气泡越大其云越薄。气泡云和尾涡合称气泡晕。 流化床中单个气泡上升的速度为： 21)(711.0bbrdgu成群气泡上升的速度： 210)(711. 0bmfbdguuumfmffbruuufu当 时产生气泡云乳相真实气速相对厚度： 二维床（扁平床） fbrfbrbcuuuuRR2)(三维床fbrfbrbcuuuu

12、RR2)(2尾涡的体积分率：bwwwVVVf尾涡体积比： bwwVV1wwwf气泡晕的体积比：bccVVwcbwcVVV)(气泡云与气泡的体积比：3.乳相动态 气泡外的那部分床层，有固体颗粒和之间湍流气体。气泡上升中在尾涡中夹带部分颗粒，在途中不断与周围交换，故在气泡搅动下，颗粒被气泡夹带上去，又在途中降下来，造成颗粒的上下循环，认为床层的固体为全混的。并且颗粒在一定的粒度分布下效果更好。 上升的气速较小时上流的气体较多，回流的气体较少。当上升的气速较大时，回流气速大于上流气速。存在着上流和回流两大区。一般说，大气泡行走的区域为上流区，其它地方为回流区。 三.鼓泡床模型（KL模型） 关于流化床

13、的数学模型有许多种，对气相和乳相有的认为是活塞型，有的认为是全混流，有的认为是两相（气相和乳相）有的认为是三相（气相、乳相和泡晕相），有的认为是四相（气泡相，泡晕相，上流相和回流相。）对气泡有的认为是球形变径和不变径。有的考虑单一气泡，有的则不考虑气泡的具有形式。而鼓泡床模型则认为三相：（1）气泡相，乳相和泡晕相。都存在传递和反应。 （2） 气泡直径不变，分布均匀，呈活塞流流动， 匀速上升，乳相中气泡含量较少，不计。 （3） 尾涡中的固体颗粒以 上升，随后与乳相 中的固体相交换，并以 下降。形式循环。 busu（4）乳相中的气体相对于固体的速度为 不变。 fu以气体为新基准： 分别为气泡，泡晕

14、和乳相中固体与气泡容积比 ecbrrr, ：分别为气泡向气泡晕和由气泡晕向乳相 中的传递系数（相间交换系数） cebcKK .：反应速度常数 rK传递到乳相的速度=乳相中反应速度 气泡中消失速率=泡中反应速度+传到泡晕速度泡晕中消失速度=泡晕中反应速度+传递到乳相的速度一级不可逆反应： ereecceeccerccbbcbrcbbcbrbbbACKrCCKCCKKrCCKCKKCCKCKrdldCudtdC)()()()(变换： rececreeceececceKrKCKrCKCCCCK1111)(对crecerccbbcCKrKKrCCK)111()(bfbbCKdldCu积分当L=0时 积

15、分上式 0AibCCCbbfbuCKdldC )()1ln(lnln101000fAbfAbCCbrbAlbrbbKXuLKCCKuLKKCCdluKKdCCbAbArbbrAbCCKKuLuLKKCC00lnexp式中： ),(1111TudfrKKrKKrKbbecercbcrb其中： 可忽略01. 0001. 0br)3)(1(bwmfmfbrmfmfmfcVVuuurcbmferrr)1)(1 ( bmfuuu 0 模型中一个重要参数气泡直径的估算非常重要。可调估算： 53.002000)(316.0)(00376.0mfmfbbbuuauuddald2)(0bfbbddd四.气固非催

16、化流化床模型 固体的焙烧，燃烧反应都可在流化床中进行，且气体比固体总是过量的。固体颗粒有不变，增大或缩小三种变化。对于加入的固体反应物，有均匀和非均匀之分. 1.粒度均匀的固体颗粒 假设固体在床层中呈全混流 带入上式 ttBBettEdttExx1)()()1(10对气膜控制：01)1 (1dtetxxttBBtXB 积分：dtettxttB)1)(1(10)1()1(111)()(1000tBttttttttttBetxetdteetettdetex反应控制时： dtettxtxttBB0331)1 (1)1 (102020303)1 (31)1 ()1 (3)1 ()()1 (1ttttt

17、tttBdetttdtetettdetx 积分： )1 ()( 6)( 63)1 ()( 6)( 631)1()(2131 )()1 (2131)()1 (2)1 (31323220002tBttttttttttetttxetttetttttdettetttdtetet灰分控制：动力学方程式： 0)1 (21)1 (23)1 (323txxBB令211yxB0233qpyy则有：433)49(322ap 333232)1 (212141tpq33233)1 (21411)1 (21027827232722ttadabcabq解出三次方程的根 积分可得：)1 (Bx432)(00149. 0)(162041)(42019)(511ttttxB2.粒