流化床反应器PPT课件.ppt

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1、第七章 流化床反应器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)流化床反应器的定义：应用流态化技术进行化学反应的装置称之为流化床反应器。(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，这种现象称之为固体的流态化，简称流化。(3)流化床反应器的特点 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输送；可以使用细粒子催化剂，易消除内扩散阻力，能充分发挥催化 剂的效能；气流状况不均，气-固两相接触不够有效；粒子运动基本上是全混式，影响产品质量的均一性，且转化率 不高；粒子

2、的全混造成气体的部分返混，影响反应速度和造 成副反应的增加；粒子的磨损和带出造成催化剂的损失。(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：固定床阶段：气流速率较小，从粒子空隙间通过，床层不动。l起始流化床：起始流化床：随着流速渐增，粒子间空隙率将开始增加，床层体积逐渐增大，当流速达到某一限值，床层刚刚能被流体托起时，床内粒子就开始流化起来了，此时的流化床称为起始流化床。l散式流化床：散式流化床：流速进一步提高时，如果床层膨胀均匀且波动很小，粒子在床

3、内的分布也比较均匀，故称作散式流化床，也称液体流化床。l聚式流化床：聚式流化床：对气-固系统，气速达到起始鼓泡速度umf后，通常将出现气泡，气速愈高，气泡的聚并及造成的扰动亦愈剧烈，使床层波动频繁，此形态的流化床称聚式流化床，也称鼓泡床。l气流输送阶段：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状态。l在聚式流化床中，固体颗粒是连续的，称之为连续相或乳化相；气体以气泡形式通过床层，所以称之为分散相或气泡相分散相或气泡相。床面以下的部分称密相床密相床，床面以上的部分因也有一些粒子被抛掷和夹带上去，故称稀相床稀相床。密相床中形如水沸，故又称沸腾床。l流化床

4、中两种不正常的流动状态：沟流 产生原因：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。腾涌(通常仅发生在小床）产生原因：颗粒大、密度大、气速大、床高与床径比大等。（5）各种类型流化床简介 自由床多段床限制床双体床提升管反应器（6）颗粒的流态化性能l颗粒的形状，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，而特别适合于催化过程。lC类颗粒过细，粒间有粘附性，气体易呈沟流通过，故并不适用，lD类则又过大，只在喷动床中才能较好地流化。l为了流化质量好，颗粒尺寸还应有适当的分布。在催化过程中需注意保证细筛分(如 44m)占有一

5、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 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 1 2 umf 10 50 100 空床流速u0/（cm/s）固定床 流化流化床 夹带开始 斜率斜率=1=1固定床 流化床压降l流速较低时为固定床状态，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，所以需要比静床压力(WAt)稍大一点的P，一旦粒子已经松动，压降又恢复到(WAt)之值。流速进一步增加，则压降基本不变，故流化床的压降可如下计算：l对已经流化起来

6、了的床层，如将气速减小，则P将循着图中的实 线返回，不再出现极值，而且固定床的压降也比原先的要小，这是因为粒子逐渐静止下来时，大体保持着流化时的空隙率所致。（7-1）起始(或称最小)流化速率umfl起始流化速度(umf)：刚刚能够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：（7-4）（7-3）（7-2）l 值可查有关图表获得，如 及 均不知，可近似取：（7-5）代入（7-2）可得：利用求根公式取正值得：（7-6）l同样把代入（7-3

7、和（7-4）可得：对于小粒子：对于大粒子：（7-8）（7-7）但用上两式计算时，应将所得umf值代入ReP=dPumf/，检验是否符合规定的范围。l实际上起始流化速度的计算公式很多，如李代公式：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）（7-9）（3）带出速度ut(终端速度)l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，则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，可用经验式计算（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）（7-9）（7-16）（7-15）（7-14）带出速度也

8、可采用经验式计算.如:式(7-19)等.（4）操作气速u0的确定l操作气速的取值范围显然在ut与umf 之间，但该范围较宽：l操作气速 u0的选定要根据具体情况。一般取流化数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。l对于热效应不大，反应速度慢，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，则宜用较高的气速。对小粒子：对大粒子：（5）流化床直径确定 流化床直径主要根据生产能力和操作气速来确定：（圆整）扩大段气速通常取：则扩大段直径为：（6）流化床高度确定l流化床总

9、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。浓相段高度h1 浓相段高度是床层流化后的料面高度，影响因素比较复杂，目前尚难精确计算，通常利用膨胀比R进行近似计算：为操作气速，为气体停留时间，由动力学计算确定。对自由床：对限制床：（7-22）（7-23）膨胀比R也可利用有关图表进行近似计算：如图(7-6)和式(7-21/25/26).稀相段高度h2 稀相段高度包括分离空间高度 和扩大段高度 两部分：l分离空间高度 目前只能近似计算，研究人员根据实际生产数据，作出了分离空间高度与床径、气速的关系曲线，可查图确定。l扩大段高度 扩大段高度一般可取：锥底高度h3通常锥顶角=

10、60度或90度 流化床总高度：7.2.2 气泡及其行为 一般认为在流化床反应器中，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状态通过床层，因此通常把密相床部分分为两相：气泡相和乳化相（气泡以外的密相床部分）。(1)(1)气泡的结构 据研究，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，形成局部涡流，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离开，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研究表明，气泡上升通过乳相时，部

11、分气体穿过气泡形成环流，在泡外形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相同的，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，同时不断与乳相间进行着质量交换，即将反应组分传递到乳相，在催化剂上反应后，又将反应产物传到气泡而带出。因此气泡不仅是造成床层运动的动力，又是物质传递的中转站，所以，气泡的行为自然是影响反应结果的一个决定性因素。（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：在实际床层中，气泡成群上升，气泡群的上升速度ub一般用下式 计算：l另一算式反映床径对气泡上升速度ub的

12、影响：（7-28）（7-29）（7-30）l气泡直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，离分布板的距离越大，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，不致形成节涌，则当气泡长大到一定程度后就将失去其稳定性而破裂。l一般认为；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，气泡在床内不断进行着生成、长大、破裂循环往复过程，带动着整个床层粒子的循环运动，推动着传质、传热过程的实现。（

13、3）气泡云与尾涡l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)。l尾涡体积Vw 尾涡体积通常按气泡体积的三分之一来估算：l床中全部气泡体积占床层 的体积分率可按下式估算：l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。l泡晕中的粒子含量（泡晕中的粒子体积与气泡体积之比rC）：（7-47）（7-50）7.2.3 乳相的动态 乳化相中的颗粒动态 颗粒在乳化相中呈悬浮状态，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，又不断地返回乳相，在重力沉降作用下向下运动。所以，在床内粒子存在着

14、上下的循环运动。小床一般中间上升，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始终等于初始流化速率。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。l所以通常认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 分布板与内部构件分布板与内部构件 （1）分布板 工业使用的某些分布板型式（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、水平挡网和斜片百叶窗挡板等。其中以

15、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。水平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。复杂形式的内部构件造成的影响也复杂，在放大时会造成困难，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l流化床的优点之一是传热效率高、床层温度均一。在一般情况下，自由流化床是等温的。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表面间的传热。确定hw所用的给热系数的定义式为：Aw是传热面 hw通常均采用经验关联求取:式(7-61及7-62)

16、7-59）7.3.2 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 计算公式(7-63)。水平管 计算公式(7-64)、(7-65)。影响床层传热效率的因素l操作气速：气速增大，传热效率也增强；但当增到某一极值时，再增大气速，传热效率反而降低，原因是床层空隙率增大；l颗粒的比热：比热增大，传热效率也增强；l颗粒粒径：粒径增大，传热效率降低。l流体的导热系数：导热系数，传热效率也增强（强影响）；l内部构件：如挡板等。7.3.3 流化床中的传质l在流化床反应器中，无论是颗粒与流体间的传质还是气泡与乳相间的传质，对反应过程均具有重要影响。为确定其传质速率，也推出了

17、不少关联式。l但应当指出，文献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理方法而得出的。目前在这方面还没有一个统一的处理，因此在引用时需加注意。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）按流化床内的气固动态分l两相模型：气相乳相 上流相(气+固)下流相(气+固)气泡相乳相l三相模型：气泡相上流相(气+固)下流相(气+固)气泡相气泡云乳相l四区模型：气泡区泡晕区乳相上流区乳相下流区（2）按数学模型考虑的深度分第级模型：l各参数均作为恒值，不随床高而变，也与气泡状况无关。第级模型：l各参数均作为恒值，不随床高而变，但与气泡大小有

18、关。l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：l各参数均与气泡大小有关;l气泡大小随床高而变;l一般都是等温的鼓泡床模型，对于更复杂的情况目前能处理的还不多。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应用较好的一个模型，它是由国井-列文斯比首先提出来的，属于按数学模型考虑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，而不必计及乳相中的情况，这样只需计算气泡中的气体组成便可算出反应的转化率。出气Cb Lf Lmf 进气Ci l鼓泡床模型的基本假定 床内存在三相：气泡相、泡晕相和乳化相

19、三相间的传质和反应过程为串联：气泡相 泡晕相 乳化相 床内所有气泡大小相等，均匀分散于整个床层，气泡直径可用一当量直径来表示，它是决定床层内操作状态的唯一参数。乳化相处于临介流化状态，乳化相气速为umf；超过临介流化气速的所有气体均以气泡形式通过床层。流化数Fn=u/umf 611，乳化相中净气流为下流。由于下流气量比气泡中气量小得多，所以，可不计其对转化率的影响。反应物反应物产 物产 物l鼓泡床模型的建立 对定常态一级不可逆反应，可分别写出气泡、泡晕和乳相的物料衡算式如下：传入气泡晕中的量A消耗量=气泡中反应量+对气泡：对泡晕：传入气泡晕中的量=泡晕中反应量+传入乳相中的量对乳相：传入乳相中的量=乳相中反应量l三式联立可得：从、可得：利用边界条件：，求解可得：7.4.3 流化床反应器的开发与放大l流化床的开发与放大主要考虑的有三点：（1）催化剂性能；（2）操作条件；（3）床层结构。l催化剂性能：活性、选择性、稳定性、粒度和粒度分布等。l在放大时，操作条件往往不得不有所改变，如床层温度、气速等。l床径、分布板及内部构件等。