化学反应工程第三版陈甘棠主编省公开课一等奖全国示范课微课金奖课件

流化床反应器1/90

流态化：固体粒子像流体一样进行流动现象。一、流态化形式气泡7.1概述图7-1流态化各种形式2/90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，效能高有利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、流化床反应器特点三、流化床反应器主要应用3/907.2流化床中气、固运动

7.2.1流化床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）刚才能使粒子流化起来气体空床流速。确定umf方法

a.试验测定（7-1）4/90b.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，是颗粒形状系数，部分颗粒值可由手册查取。是临界空隙率，其值与颗粒直径和形状等相关，也可由手册查取。若查不到，可由以下二式估算。（7-2）（7-1）5/90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.对含有一定筛分颗粒要用调和平均直径。（7-5）（7-6）（7-7）（7-8）6/90b.雷诺数中特征尺寸是颗粒直径，密度和粘度是气体物性。c.计算所得到要代入到雷诺数中，检验选取公式是否符合要求范围。（2）带出速度当气速增大到一定值时，流体对粒子曳力与粒子重力相等，则粒子将会被气流带走，此时气体空床速度即带出速度，或称终端速度。颗粒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——颗粒各筛分重量百分数；

dPi——颗粒各筛分平均直径；

d1，d2——上、下筛目标尺寸。7/90

存在大量颗粒流化床中，粒子沉降会相互干扰，按单个粒子计算带出速度需校正。式中，校正系数F0可由右图查取。注意：以上各式求得ut也都需代入到Rep中检验。（7-14）（7-15）（7-16）8/90讨论：流化床操作气速

（i）流化床中，气体操作流速下限是umf，上限是ut。小颗粒大颗粒（ii）细颗粒床层中，气体操作流速范围更宽。（iii）实用操作气速确实定a.流化数b.9/90（3）流化床膨胀比流化床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主要参数，影响原因比较多，如颗粒尺寸、物性，流体流速和物性，床层尺寸和内部构件形式等。右图反应了气速和床径对膨胀比影响。由图可见，气速越大，床径越小则膨胀比越大。R值普通在1.15~2之间。

（7-20）10/90解：算术平均值（小颗粒）（7-7）（7-7）

例题11/90，由式（7-14）由带出速度校正系数图，查得F0=1，故不需校正。12/907.2.2气泡及其行为气泡云（1）气泡结构气泡气泡晕（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，伴伴随气泡一起上升。

流化床层由固体颗粒密集区域（乳化相）和固体颗粒极少区域（气泡相）组成，气泡结构和行为是分析流化床特征和建立数学模型基础。{（2）气泡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主要原因。依据不一样模型和试验数据，整理出一些经验公式。7-1013/90a.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

实际上床层内气泡大小是不均匀，且是不停长大，有些人提出一些不一样经验式。因为气泡行为复杂性，现有经验公式都存在一定不足。c.气泡中气体穿流量式中，Rb——气泡半径，cm。（7-28）（7-29）14/90（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：气泡云实际厚度为RC－Rb。（ii）气泡中气体穿流量（7-41）（7-42）15/90（iii）尾涡体积分率式中，（7-43）

由图7-11可见，fw与颗粒粒径、形状等原因相关。图7-11尾涡体积与粒径关系16/90（iv）气泡云、气泡晕与气泡体积比（7-45）（v）气泡占床层体积分率

假设：进入床层气流分为两个部分，一部分是以ub流动气泡，另一部分则以umf在乳相中流动。床层到达临界流态化以后，床层高度增加部分完全是气泡所作贡献。对气流进行物料衡算（7-46）故（7-47）或17/90（4）床层中各部分颗粒含量与气泡体积之比（i）气泡中颗粒含量（7-48）通常可忽略。（ii）气泡晕中颗粒含量（7-49）（iii）乳相中颗粒含量因为气泡晕中情况与乳相相同，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）18/907.2.3乳相动态

乳相是指床层中气泡相之外区域。该区域内颗粒密集，是发生化学反应主要场所。（1）床层中颗粒流动

在上升气泡作用下，乳相中颗粒形成上下循环和杂乱无章随机运动。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相关。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床层中，颗粒自由运动受到妨碍，其行程变得愈加复杂。19/90（2）粒度及粒度分布影响依据颗粒粒度大小对床层流化性能影响，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。

确定颗粒粒度标准：

a.颗粒粒径应在A类或B类范围内。

b.颗粒应含有适当粒度分布。讨论：为何流化床中颗粒要有一定粒度分布？图7-7依据流化特征粒子分类20/90（3）乳相中气体流动情况

流化床中，大部分气体以气泡形式经过床层，乳化相中气量极少，甚至可忽略，但它返混对化学反应影响往往并不能被忽略。

乳化相中气体流动较复杂，存在位置随机改变向上流区域和回流区域。向上流区域：以umf速度向上流动气体；回流区域：被大于umf速度向下回流颗粒所吸附和裹夹气体。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，回流量对应增大。当流化数u0/umf>6~11时，乳化相中气体回流量将超出上流量，净流量成为向下流动了。21/907.2.4分布板与内部构件一、分布板（1）分布板类型图7-14分布器若干形式22/90（2）设计或选择分布板基本要求气体分布均匀，预防积料，结构简单，材料节约，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-固相流动和接触情况，降低颗粒带出。23/907.3.1床层与外壁间传热床层内传热主要包含：固体颗粒之间、颗粒与流体之间、床层与换热面之间传热。因床内温度均一，前二项可忽略。床层与换热面之间传热系数由下式定义（7-61）

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

hw——给热系数，可用经验关联式或关联图计算。（i）关联式计算24/90（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hw值计算传热量。3.7.2床层与浸没于床内换热面之间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25/90cR——管子距床中心位置校正系数，可由下列图查取。

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26/90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，将及相关数据代入式（7-62）计算得床层中心：cR=1，将数据代入式（7-63）计算得27/90在r/R=1/2

处，查图7-26得cR=1.72，故故28/907.3.3颗粒与流体间传质

流化床中主要考虑粒子与流体间传质，关键是确定其传质系数kG。计算经验关联式可由文件查取，应用时要注意公式适用条件和范围。（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）29/907.3.4气泡与乳相间传质

相间传质路径，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组分A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关系以下：（7-69）30/90单个气泡与外界交换组分A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——气体在乳相中扩散系数，其值在31/90解：（1）32/90（2）气泡直径对相间交换系数影响较为显著，气泡直径增大，相间交换系数减小。33/90（3）气速对总括交换系数影响较小。讨论：提升相间交换系数办法？34/90

建立数学模型目标是要定量地分析影响流化床性能各个参数之间数学关系，处理反应器放大和控制以及相关最优化问题。7.4.1模型类别（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影响。7.4流化床数学模型35/90

以上各种模型，大多数以气泡直径作为模型参数，依据气泡直径是否可变分为以下几个情况：（1）各参数为常数，不随床高改变，也与气泡情况无关；（2）各参数为常数，不随床高改变，用一恒定不变当量气泡直径作为模型可调参数。（3）各参数与气泡大小相关，气泡大小随床高改变。迄今为止，已提出很多流化床数学模型，也有一些应用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数学模型。下面以两种比较经典两相模型和鼓泡床模型为例，介绍建立数学模型思绪。36/907.4.2两相模型（1）物理模型如图7-28所表示。（2）基本假设图7-28（7-79）37/90（3）模型参数模型参数为气泡直径，依据基本假定可导出其表示式。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两相模型。38/90一、乳化相流况为全混流（1）数学模型对床层高度为l处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反应速率常数。①③②④⑤cico(ce)o(cb)o39/90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，相关符号定义以下：（7-85）（7-86）（7-88）40/90二、乳相为平推流（1）数学模型对床层任一处高度为dl一段床层作物料衡算对床内高度为l处单个气泡作物料衡算式中，kC是以床层乳化相体积为基准定义反应速率常数。利用式（7-88）定义几个关系式代入物料衡算方程化简得模型方程以下：（7-89）（7-83）（A）（B）41/90（2）边界条件（3）模型求解式（A）和式（B）联立，消去ce得：依据二阶常系数线性微分方程通解得（7-90）（7-91）（7-92）式中，42/90A1、A2是积分常数。将边界条件代入式（7-91）得：上式对l求导，再代入式（A）得将l=Lf

代入上面二式，可得到反应器出口处反应组分在气泡相和乳化相中浓度(cb)o和(ce)o。对反应器出口处反应组分进行衡算得：代入相关浓度表示式得（7-94）43/90采取两种模型对臭氧分解反应计算结果。（7-94）（7-87）44/9045/90解：假设Re<20，由式（7-7）计算umf。校验上式适用。流化床高临界流化床高其中故46/90（1）用乳相全混两相模型计算47/90由式（7-87）当X很大时故（2）用乳化相为活塞流两相模型计算解得：48/90由式（7-94）忽略式中最终一项，代入数据计算得

从两种模型计算结果看，乳化相为全混流两相模型计算结果与实际情况更靠近。49/90第八章气液两相反应器50/908.1概述

气-液相反应是一类主要非均相反应。主要分为二种类型：（1）化学吸收：原料气净化、产品提纯、废气处理等。（2）制取化工产品a.b.c.（淤浆床）51/908.1.1气液相反应设备（1）塔式板式塔填料塔{（2）釜式

鼓泡塔、喷雾塔52/908.1.2气液传质双膜模型

1924年由Lewis和Whitman提出。基本论点：（1）气液界面两侧分别有一呈层流流动气膜和液膜，膜厚度随流动状态而改变。（2）组分在气膜和液膜内以分子扩散形式传质，服从菲克定律。（3）经过气膜传递到相界面溶质组分瞬间溶于液相且到达平衡，符合亨利定律，相界面上不存在传质阻力。（4）气相和液相主体内混合均匀，不存在传质阻力。全部传质阻力都集中在二层膜内，各膜内阻力能够串联相加。双膜模型解释反应过程示意图假设：溶剂不挥发，气体中溶质以外组分不溶解。反应完全发生在液膜和液相主体中。

δGδLMainbodyofgas53/908.2气液相反应宏观动力学

气液相反应是传质与反应过程综合，其宏观反应速率取决于其中速率最慢一步，即控制步骤。如反应速率远大于传质速率，则称为传质控制（气膜或液膜扩散控制），宏观反应速率在形式上就是对应传质速率方程。如传质速率远大于反应速率，称为反应控制，宏观反应速率就等于本征反应速率。假如传质速率与反应速率相当，则宏观反应速率要同时考虑传质和反应影响。了解气液反应控制步骤，是对过程进行分析和设备选型主要依据。54/90气液相反应类型

依据反应速率相对快慢，分为以下八种类型。（1）瞬间快速反应（2）界面反应55/90（3）二级快速反应（4）拟一级快速反应56/90（5）二级中速反应（6）拟一级中速反应57/90（7）二级慢速反应（8）极慢反应58/908.2.1基础方程可由双膜理论和菲克定律导出。设反应为

定常态条件下，在单位面积液膜中取一厚度为dz微元层，对组分A作物料衡算：整理得（8-12）同理可得

此二式即二级不可逆气液反应基础方程，依据不一样类型气液反应边界条件，可得到不一样特解。59/90不一样类型气液相二级反应宏观速率式δLδR反应面相界面cAipApAiCBL（1）瞬间快速反应如图，反应仅在反应面上，反应面左侧只含A，右侧只含B。所以，反应面两侧扩散传质均不受化学反应影响。即边界条件：60/90将二阶微分方程积分得到液膜中A浓度分布为：定常态操作时，单位界面上反应量等于扩散通量，即将A浓度分布对z求导后代入上式得式中，，称为液膜传质系数。，称为瞬间反应增强系数。物理意义是气液反应条件下组分A消失速率与最大物理吸收速率之比。（8-16）（8-14）61/90

式（8-15）中cAi是界面浓度，难以测定，工程设计中通常将其换算为轻易测量pA来表示反应速率。因为，上式可变换为在相界面上，溶解到达平衡，气液组成符合亨利定律则得（8-18）62/90（2）界面反应液相中B浓度足够大时，反应面位置与相界面重合，此时，A组分消失速率取决于其在气膜中扩散速率。该过程属于气膜控制过程。反应面位置判别（8-19）由和解得若，，则必为界面反应。63/90（3）拟一级快速反应

反应发生在液膜中，A可能在一定距离处反应完全，B浓度足够大，在反应区内可近似认为其浓度不变。基础方程边界条件（8-28）基础方程特解为64/90（8-26）式中，双曲正弦函数膜内增强系数γ又称为Hatta准数，或八田准数，其物理意义是：所以，可由γ值判断反应快慢程度。65/90依据膜内组分A浓度分布式就可求得宏观反应速率（8-29）式中，

称为一级不可逆气液反应增强系数，其物理意义为

注意：不一样气液反应，导出增强系数形式不一样。γ<0.02极慢反应β=1.00.02<γ<2中速反应β=γ/tanhγγ>3快速反应β=γ图8-6β－γ关系图β与γ关系见图8-666/90（4）二级快速反应反应在液膜内完成，A和B浓度均随膜厚改变。基础方程边界条件近似解（8-25）宏观速率方程式（8-25）是隐式方程，可用试差法求解，也可查图8-5求其值。（8-27）67/90β-γ关系曲线β=β∞68/90（5）拟一级中速反应

反应区域为液膜和液相主体，液膜中B浓度基本不变。基础方程边界条件解析解（8-22）式中，ε是气相体积分率；a是单位气液混合物体积含有相界面；δ是液膜厚度；aδ是单位体积中液膜体积；69/90（6）二级中速反应

反应区域为液膜和液相主体，液膜中B浓度随膜厚改变。

该类型反应基础方程和边界条件与不可逆一级中速反应相同，方程无解析解，只有近似解。70/90（7）二级慢速反应液膜中反应量比液相主体中小得多，能够忽略不计。即由气相主体传入液相A，完全在液相中反应，而气膜和液膜中传质是纯物理过程。定常态操作时，经过气膜和液膜传递A量与液相主体中反应消耗A量相等，即，式中，a是单位液相体积含有相界面。

pA*是与cAL成平衡气相分压。（8-34）71/90（8）极慢反应扩散速率远大于反应速率，传质阻力可忽略，属于反应控制，气液相宏观反应速率等于液相主体中本征反应速率。

此过程能够直接利用本征动力学方程进行计算。小结（1）气液反应宏观速率可表示为不一样反应，β表示式不一样。β值可查图8-5求得。（8-20）72/90β-γ关系曲线73/908.2.4气液相反应器选型74/9075/90反应器选型普通要考虑以下原因：①气液接触形式塔式设备中气体、液体均可近似看成活塞流，采取逆流接触方式含有最大推进力；鼓泡塔中气体呈活塞流，液体近似为全混流；搅拌釜中气、液两相均可看成全混流。②相间传质系数kGA、kLA

液体呈滴状处于连续气相中kGA较高，kLA较低；气体呈上升气泡经过连续液相时kLA较高，kGA较低。③气、液流动速率除填料塔以外其它气液反应器液速/气速比可在较大范围内调整而不影响操作；填料塔液速/气速比在常压下普通控制在10左右。④气液反应控制步骤传质控制快反应应选择含有高相界面设备，但要注意结合考虑传质系数影响；反应控制慢反应选取含有高液含率釜式设备或鼓泡塔。76/90例：二级气液反应A+BR，-rA=20CACBmol/cm3·s，已知DAL=2.0×10-5cm2/s，CBL=2.5×10-3mol/cm3，kLA