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1、第七章,气固相催化反应流化床反应器,2,7.1 流化床的基本概念,当通过床层的流体流量较小时，颗粒受到的升力（浮力与曳力之和）小于颗粒自身重力时，颗粒在床层内静止不动，流体由颗粒之间的空隙通过-固定床。 随着流体流量增加，颗粒受到的曳力也随着增大。若颗粒受到的升力恰好等于自身重量时，颗粒受力处于平衡状态，故颗粒将在床层内作上下、左右、前后的激烈运动，这种现象被称为固体的流态化，-流化床。,3,4,5,流化床的优点,1 颗粒流动类似液体，易于处理，控制； 2 固体颗粒迅速混合，整个床层等温； 3 颗粒可以在两个流化床之间流动、循环； 4 宜于大规模操作； 5 气体和固体之间的热质传递较高；,6,
2、流化床的缺点,1气体的流动状态难以描述，偏离平推流，流体发生沟流，接触效率下降； 2颗粒在床层迅速混合，造成停留时间分布不均匀； 3脆性颗粒易粉碎被气流带走； 4颗粒对设备磨损严重； 5对高温操作，颗粒易于聚集和烧结。,7,散式流化和聚式流化,（1）散式流态化 随着流体流量的加大，床层内空隙率增大，颗粒之间间距加大，而颗粒在床层中分布均匀，流体基本上以平推流形式通过床层 （2）聚式流态化 床层明显地分成两部分，其一是乳化相：固体颗粒被分散于流体中，单位体积内颗粒量类似于散式流化床的初始流化状态。其二是气泡相：流体以气泡形式通过床层。,散式 聚式,气泡,液固为散式流态化 气固为聚式流态化,流态化
3、的判别,9,当流体通过固体床层的空塔速度值高于初始流化速度但低于逸出速度，颗粒在气流作用下悬浮于床层中，流固混合物-浓相段。 在浓相段上升的气泡在界面上破裂，气泡内颗粒以及受气泡挟带的乳化相中颗粒将被抛向浓相段上方空间，-稀相段或称分离段,浓相段和稀相段,10,流态化的不正常现象,沟流：由于流体分布板设计存在问题，使流体通过分布板进入浓相段形成的不是气泡而是气流-沟流。造成气体与乳化相之间接触减少，传质与反应效果明显变差。 节流（腾涌）：气泡在上升中聚合增大，做柱塞式推动，在某一位置崩落，破坏流化床的正常操作。,11,流化床反应器的特点,催化剂颗粒直径小，外表面积大，对传质/反应过程有利 颗粒
4、直径小，颗粒的内扩散可忽略；流体流速高，外扩散也可不考虑。(-RA)与(-rA)相同，反应速率提高。 流体通过视为平推流，颗粒运动视为全混流。 颗粒要求足够强度。,12,反应器内径的计算 VG：气流的体积流量m3s-1 dT：流化床内径m u：气流的空塔流速m.s-1 流化床的内径取决于气流的空塔气速，而流化床的空塔气速应介于初始流化速度（也称临界流化速度）与逸出速度之间。即维持流化状态的最低气速与最高气速之间。,7.2 流化床的工艺计算,13,1 初始流化速度： 颗粒开始流化时的气流速度 （气体向上运动时产生的曳力）（床层体积）（固体颗粒分率）（颗粒密度），即：,14,合并两式并整理：,15
5、,解得：,2 逸出速度： 气体在反应器内实际气速与空塔速度相同，床内无固体颗粒，此时速度称逸出速度,以上计算是针对一个颗粒的，在流化床内由于颗粒间有相互影响，故逸出速度由此速度值再加以校正而得。 uT=Fu Re10时，Re-F下图,18,例7-1 计算萘氧化制苯酐的微球硅胶钒催化剂的起始流化速度和逸出速度 已知催化剂粒度分布如下： 催化剂颗粒密度P=1120kg.m-3 气体密度=1.10kg.m-3 气体粘度=0.0302mPas,19,解 1计算颗粒平均粒径 根据标准筛的规格，目数与直径关系如下： 在两个目数间隔内颗粒平均直径可按几何平均值计算，即,20,2计算起始流化速度（umf）,2
6、1,3计算逸出速度（ut）: 设Rem2,复核Re值 假设Rem2合理。,22,浓相段高度的计算 催化剂在床层中堆积高度称静床层高度(L0)。在通入气体到起始流化时，床高LmfL0。若继续加大气量，床层内产生一定量的气泡，浓相段床高(Lf)远大于静床层高度。 关于浓相段床高的计算通常用计算床层空隙率(f)来获得。 令床层膨胀比R,流化床反应器床高的计算：,0.2ReP1 1 ReP 200 200ReP500 500ReP n=2.39 则 Lf=RLmf,24,稀相段床高的估算 稀相段也称分离段，主要是用来保证床内因气泡破裂而挟带固体颗粒重新回到浓相段所需空间。 稀相段床高可由下述经验方程估
7、算。,25,流化床的热传递,流化床的热量传递过程分为： 固体颗粒之间的热量传递； 气体与固体之间的热量传递； 床层与床壁（包括换热器）之间的热量传递。 由于流化床中颗粒处于高度运动状态，而固体的导热系数较大，床层中温度基本上一致；气体与固体颗粒的温度一致。,流化床层与器壁的给热系数直到目前为止仍只能通过将实验数据归纳成准数方程而获得。,流化床层与竖放的换热器器壁之间给热系数计算式为 床层与横放的换热器器壁之间传热时，给热系数计算式为,水平管的给热系数比垂直管低515，倾向使用垂直管,27,7.3 流化床内反应过程的计算,当气体通过床层时一部分气体与颗粒之间组成乳化相，其余气体以气泡形式（气泡相
8、）通过乳化相。 气体上升速度与乳化相速度不同，存在明显的速度差异，气泡在上升过程中必然会挟带气泡周围一定量的乳化相物质。 （气泡晕）,7.3.1 床层中气泡行为,（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，伴随气泡一起上升，-气泡云。气泡在上升时其尾部形成负压，将吸入部分乳化相物质随其上升-称尾涡 尾涡与气泡云统称为气泡晕。,（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。据不同的模型和实验数据，得出一些经验公式。,29,7.3.2 流化床的鼓泡床模型,鼓泡床模型对流化床运动形态作如下简化: （1）床层主体部分气泡大
9、小均一且均匀分布于床层之中。 （2）床层中乳化相处于起始流化状态，超过起始流化态的气体将以气泡形式通过床层。,30,（3）床层可分为气泡（相）、气泡晕及乳化相三部分。在气泡、气泡晕和乳化相之间的传质过程是一个串联过程。 （4）在 时，进入稀相段的气体只有气泡破裂而逸出的气体，故稀相段气体组成与离开浓相段的气泡中气体组成相同。,7.3.3 反应过程的估算,32,式中 是流化床内总反应速率常数。 对该方程进行积分 边值条件为：,33,已知cA0，cAf（或xAf），利用该式可求得浓相段床高Lf。 已知cA0，Lf，可求得气体的出口浓度cAf（或转化率xAf）。 以反应动力学方程为一级的反应为例：,
10、（总消失量）=（在气泡中反应的量）+（转移到气泡晕中的量）,（转移到气泡晕中的量）=（在气泡晕中反应掉的量）+（转移到乳化相中的量）,（转移到乳化相中的量）=（在乳化相中反应掉的量）,35,联解此方程，消除cAc，cAe整理后可得,36,由 边值条件 代入 若浓相段床高为Lf，则出口气体浓度及转化率为,37,若要求出口转化率为xAf，则需浓相段床高Lf为 b，c，e及Kbc，Kce值由经验公式计算。 b的值在0.001-0.01之间。由于该值较小，对计算影响不大。,38,本 章 重 点,流化床的优缺点（气固热质传递高，大规模操作，但颗粒易磨损，偏离PFR） 散式流化、聚式流化，沟流、节流 临界流化（umf）、流化床（ u ）、气流输送床（ uT ） 浓相段、稀相段， 流化床（乳化相、气泡、气泡晕）,
