化学反应工程三陈甘棠主编流化床反应器

化学反应工程三陈甘棠主编流化床反应器第1页/共50页

流态化：固体粒子像流体一样进行流动的现象。一、流态化的形式气泡7.1概述图7-1流态化的各种形式第2页/共50页结构简单传热效能高，床层温度均匀气固相间传质速率较高催化剂粒子小，效能高有助于催化剂循环再生催化剂和设备磨损大气流不均时气固相接触效率降低返混大，影响产品质量均一性石油催化裂化丙烯-氨氧化制丙烯腈萘氧化制邻苯二甲酸酐煤燃烧与转化金属提取和加工二、流化床反应器的特点三、流化床反应器的重要应用第3页/共50页7.2流化床中的气、固运动

7.2.1流化床的流体力学二个特征速度：临界流化速度、带出速度（1）临界流化速度（umf）刚刚能使粒子流化起来的气体空床流速。确定umf的方法

a.实验测定（7-1）第4页/共50页b.经验关联式计算临界流态化时，对床层受力平衡分析得p1p2即固定床中流动压降也可由欧根公式计算因为整理得式中，是颗粒的形状系数，部分颗粒的值可由手册查取。是临界空隙率，其值与颗粒直径和形状等有关，也可由手册查取。若查不到，可由以下二式估算。（7-2）（7-1）第5页/共50页式（7-5）代入式（7-2）可导出小颗粒，ReP<20时，欧根公式中第一项可忽略，式（7-2）简化为：大颗粒，ReP>1000时，欧根公式中第二项可忽略，式（7-2）简化为：应用以上各式计算时要注意：

a.对具有一定筛分的颗粒要用调和平均直径。（7-5）（7-6）（7-7）（7-8）第6页/共50页b.雷诺数中特性尺寸是颗粒的直径，密度和粘度是气体的物性。c.计算所得到的要代入到雷诺数中，检验选用的公式是否符合规定的范围。（2）带出速度当气速增大到一定值时，流体对粒子的曳力与粒子的重力相等，则粒子将会被气流带走，此时气体的空床速度即带出速度，或称终端速度。颗粒的带出速度等于其自由沉降速度，对球形固体颗粒，可用以下公式计算：式中,xi——颗粒各筛分的重量百分数；

dPi——颗粒各筛分的平均直径；

d1，d2——上、下筛目的尺寸。第7页/共50页

存在大量颗粒的流化床中，粒子沉降会互相干扰，按单个粒子计算的带出速度需校正。式中，校正系数F0可由右图查取。注意：以上各式求得的ut也都需代入到Rep中检验。（7-14）（7-15）（7-16）第8页/共50页讨论：流化床的操作气速

（i）流化床中，气体操作流速的下限是umf，上限是ut。小颗粒大颗粒（ii）细颗粒床层中，气体操作流速的范围更宽。（iii）实用操作气速的确定a.流化数b.第9页/共50页（3）流化床的膨胀比流化床的体积与起始流化时床层体积之比。

膨胀比是流化床反应器设计的重要参数，影响因素比较多，如颗粒的尺寸、物性，流体的流速和物性，床层尺寸和内部构件的形式等。右图反映了气速和床径对膨胀比的影响。由图可见，气速越大，床径越小则膨胀比越大。R值一般在1.15~2之间。

（7-20）第10页/共50页解：算术平均值（小颗粒）（7-7）（7-7）

例题第11页/共50页，由式（7-14）由带出速度的校正系数图，查得F0=1，故不需校正。第12页/共50页7.2.2气泡及其行为气泡云（1）气泡的结构气泡气泡晕（气泡云+尾涡）气泡晕中粒子浓度与乳化相相同，包在气泡周围，伴随着气泡一起上升。

流化床层由固体颗粒密集区域（乳化相）和固体颗粒很少的区域（气泡相）组成，气泡的结构和行为是分析流化床特性和建立数学模型的基础。{（2）气泡的速度气泡上升速度是影响气泡相与乳化相之间传质和传热的重要因素。根据不同的模型和实验数据，整理出一些经验公式。7-10第13页/共50页a.单个气泡上升速度式中，db——气泡直径，cm；

g——重力加速度，980cm/s2。b.气泡群上升速度

事实上床层内气泡大小是不均匀的，且是不断长大的，有人提出一些不同的经验式。由于气泡行为的复杂性，现有的经验公式都存在一定的局限性。c.气泡中气体的穿流量式中，Rb——气泡半径，cm。（7-28）（7-29）第14页/共50页（3）气泡云与尾涡（i）气泡云相对厚度式中，为乳相中真实气速。（7-39）（7-40）注意：气泡云的实际厚度为RC－Rb。（ii）气泡中气体的穿流量（7-41）（7-42）第15页/共50页（iii）尾涡的体积分率式中，（7-43）

由图7-11可见，fw与颗粒的粒径、形状等因素有关。图7-11尾涡体积与粒径的关系第16页/共50页（iv）气泡云、气泡晕与气泡的体积比（7-45）（v）气泡占床层的体积分率

假设：进入床层的气流分为两个部分，一部分是以ub流动的气泡，另一部分则以umf在乳相中流动。床层达到临界流态化以后，床层高度增加的部分完全是气泡所作的贡献。对气流进行物料衡算（7-46）故（7-47）或第17页/共50页（4）床层中各部分的颗粒含量与气泡体积之比（i）气泡中的颗粒含量（7-48）通常可忽略。（ii）气泡晕中的颗粒含量（7-49）（iii）乳相中的颗粒含量因为气泡晕中的情况与乳相相同，即相当于临界流化状态，将式（7-40）关系引入，可导得：（7-50）（7-51）第18页/共50页7.2.3乳相的动态

乳相是指床层中气泡相之外的区域。该区域内颗粒密集，是发生化学反应的主要场所。（1）床层中颗粒的流动

在上升气泡作用下，乳相中的颗粒形成上下循环和杂乱无章的随机运动。这种运动促使颗粒快速混合均匀。图7-12颗粒运动示意图注意：颗粒运动规律与床层结构有关。浅床层：中心下降，外围上升。深床层：中心上升，外围下降。在按装挡板或挡网等内部构件的床层中，颗粒的自由运动受到阻碍，其行程变得更加复杂。第19页/共50页（2）粒度及粒度分布的影响根据颗粒粒度大小对床层流化性的能影响，将颗粒分为4类。

A类：细颗粒，粒度范围20~100μm。

B类：较粗颗粒，粒度范围40~500μm。

C类：易黏结颗粒，粒度范围<30μm。

D类：粗颗粒，粒度范围>600μm。

确定颗粒粒度的原则：

a.颗粒粒径应在A类或B类范围内。

b.颗粒应具有适当的粒度分布。讨论：为何流化床中颗粒要有一定的粒度分布？图7-7根据流化特性的粒子分类第20页/共50页（3）乳相中的气体流动状况

流化床中，大部分气体以气泡形式通过床层，乳化相中气量很少，甚至可忽略，但它的返混对化学反应的影响往往并不能被忽略。

乳化相中气体流动较复杂，存在位置随机变化的向上流区域和回流区域。向上流区域：以umf速度向上流动的气体；回流区域：被大于umf速度向下回流的颗粒所吸附和裹夹的气体。定常态操作时床层截面上平均上流与回流量大致恒定。当气速增大时，回流量相应增大。当流化数u0/umf>6~11时，乳化相中气体回流量将超过上流量，净流量成为向下流动的了。第21页/共50页7.2.4分布板与内部构件一、分布板（1）分布板的类型图7-14分布器的若干形式第22页/共50页（2）设计或选择分布板的基本要求气体分布均匀，防止积料，结构简单，材料节省，压降合理。二、内部构件（1）种类垂直管、水平管、多孔板、水平挡网、斜片百叶窗挡板，等。（2）作用传热，控制气泡聚并，改变气-固相流动和接触状况，减少颗粒带出。第23页/共50页7.3.1床层与外壁间的传热床层内传热主要包括：固体颗粒之间、颗粒与流体之间、床层与换热面之间的传热。因床内温度均一，前二项可忽略。床层与换热面之间的传热系数由下式定义（7-61）

该式是由大量实验数据关联得到的，适用面较广，误差小于±50%。7.3流化床中的传递过程（7-59）式中，Aw——传热面积；ΔT——床层与壁面间的平均温差。

hw——给热系数，可用经验关联式或关联图计算。（i）关联式计算第24页/共50页（7-62）式中，Lh——换热面高度；

dt——床层直径；

Ψ——无因次量，由图7-25查取。

设计时，可取以上两式分别计算，然后选取其中较小的hw值计算传热量。3.7.2床层与浸没于床内的换热面之间的传热也有许多经验关联式，此处仅以垂直管为例。（7-63）单位：s/cm2应用范围：（ii）关联图计算平均偏差：±20%图7-25器壁给热系数关联图第25页/共50页cR——管子距床中心位置的校正系数，可由下图查取。

由图可见，将垂直管安装于距床层中心1/3半径处，传热系数较高。rR

图7-26cR－r/R关联图第26页/共50页解：（1）计算器壁给热系数（2）计算床层中心垂直管壁给热系数查图7-25得，将及有关数据代入式（7-62）计算得床层中心：cR=1，将数据代入式（7-63）计算得第27页/共50页在r/R=1/2

处，查图7-26得cR=1.72，故故第28页/共50页7.3.3颗粒与流体间的传质

流化床中主要考虑粒子与流体间的传质，关键是确定其传质系数kG。计算的经验关联式可由文献查取，应用时要注意公式的适用条件和范围。（7-66）适用条件和范围：液-固流化床a.b.适用条件和范围：液-固和气-固流化床（7-67）第29页/共50页7.3.4气泡与乳相间的传质

相间传质的途径，见图7-27。

气泡气泡晕乳相设气泡在dt时间内在床层上升dl距离，以单位气泡体积为基准的组分A的传递速率为：图7-27相间交换示意图（7-68）由式（7-68）可导得总括交换系数与相间交换系数与的关系如下：（7-69）第30页/共50页单个气泡与外界交换组分A的量为式中，穿流量

扩散传质系数由下式估算：（7-71）（7-70）（7-42）式（7-70）与式（7-68）比较，可得（7-72）（7-73）式中，De——气体在乳相中的扩散系数，其值在第31页/共50页解：（1）第32页/共50页（2）气泡直径对相间交换系数的影响较为显著，气泡直径增大，相间交换系数减小。第33页/共50页（3）气速对总括交换系数的影响较小。讨论：提高相间交换系数的措施？第34页/共50页

建立数学模型的目的是要定量地分析影响流化床性能的各个参数之间的数学关系，解决反应器放大和控制以及相关的最优化问题。7.4.1模型的类别（1）简单均相模型全混流模型活塞流模型{（2）两相模型气泡相（活塞流）—乳化相（活塞流）气泡相（活塞流）—乳化相（全混流）{（3）三相模型气泡相—上流相（气+固）—下流相（气+固）气泡相—气泡云—乳化相{

其它还有气泡模型、四区模型等，有些模型还考虑了分布器和自由空间等的影响。7.4流化床的数学模型第35页/共50页

以上各种模型，大多数以气泡直径作为模型参数，根据气泡直径是否可变分为以下几种情况：（1）各参数为常数，不随床高变化，也与气泡状况无关；（2）各参数为常数，不随床高变化，用一恒定不变的当量气泡直径作为模型的可调参数。（3）各参数与气泡大小有关，气泡大小随床高变化。迄今为止，已提出很多流化床数学模型，也有一些应用的实例与实际情况比较符合，但尚无一个被公认为可普遍使用的数学模型。下面以两种比较典型的两相模型和鼓泡床模型为例，介绍建立数学模型的思路。第36页/共50页7.4.2两相模型（1）物理模型如图7-28所示。（2）基本假设图7-28（7-79）第37页/共50页（3）模型参数模型参数为气泡直径，根据基本假定可导出其表达式。设单位体积床层中气泡个数为Nb，单个气泡体积为Vb，上升速度为ubr。由基本假设①由基本假设②即整理得（7-82）

以下以一级不可逆反应为例讨论流化床反应器的两相模型。第38页/共50页一、乳化相流况为全混流（1）数学模型对床层高度为l处的气泡作物料衡算因为乳化相是全混流，ce为常数，故上式可直接积分。利用边界条件l=0，cb=ci，积分上式得：按单位床层截面对乳化相作物料衡算⑤④+②+①+③=+=++（7-83）（7-84）kc是以乳相体积为基准定义的反应速率常数。①③②④⑤cico(ce)o(cb)o第39页/共50页上式化简得式（7-83）~式（7-85）和式（7-80）及式（7-81）联立可解得由床层出口总物料衡算（7-87）式中，有关符号的定义如下：（7-85）（7-86）（7-88）第40页/共50页二、乳相为平推流（1）数学模型对床层任一处高度为dl的一段床层作物料衡算对床内高度为l