氣固相催化反應(yīng)流化床反應(yīng)器

1、氣固相催化反應(yīng)流化床反應(yīng)器2 流態(tài)化現(xiàn)象：使微粒固體通過與氣體或液體接觸而轉(zhuǎn)變成類似流體的操作。 固體顆粒層與流體接觸的不同類型：流體流速增加固定床初始流態(tài)化散式流態(tài)化聚式流態(tài)化騰涌稀相流態(tài)化液體氣體3流化床的基本概念當(dāng)通過床層的流體流量較小時，顆粒受到的升力（浮力與曳力之和）小于顆粒自身重力時，顆粒在床層內(nèi)靜止不動，流體由顆粒之間的空隙通過。此時床層稱為固定床。隨著流體流量增加，顆粒受到的曳力也隨著增大。若顆粒受到的升力恰好等于自身重量時，顆粒受力處于平衡狀態(tài)，故顆粒將在床層內(nèi)作上下、左右、前后的激烈運動，這種現(xiàn)象被稱為固體的流態(tài)化，整個床層稱為流化床。4流化床類似液體的性狀輕的物體浮起；表

2、面保持水平；固體顆粒從孔中噴出；床面拉平；床層重量除以截面積等于壓強56流化床的優(yōu)點1 顆粒流動類似液體，易于處理，控制；2 固體顆粒迅速混合，整個床層等溫；3 顆?？梢栽趦蓚€流化床之間流動、循環(huán)，使大量熱、質(zhì)有可能在床層之間傳遞；4 宜于大規(guī)模操作；5 氣體和固體之間的熱質(zhì)傳遞較其它方式高；6 流化床與床內(nèi)構(gòu)件的給熱系數(shù)大。7流化床的缺點1氣體的流動狀態(tài)難以描述，偏離平推流，氣泡使顆粒發(fā)生溝流，接觸效率下降；2顆粒在床層迅速混合，造成停留時間分布不均勻；3脆性顆粒易粉碎被氣流帶走；4顆粒對設(shè)備磨損嚴重；5對高溫非催化操作，顆粒易于聚集和燒結(jié)。8流化床的工業(yè)應(yīng)用第一次工業(yè)應(yīng)用：1922年 fr

3、itz winkler獲德國專利，1926年第一臺高13米，截面積12平方米的煤氣發(fā)生爐開始運轉(zhuǎn)。目前最重要的工業(yè)應(yīng)用：sod(standard oil development company) iv型催化裂化。9散式流化和聚式流化（1）散式流態(tài)化隨著流體流量的加大，床層內(nèi)空隙率增大，顆粒之間間距加大，而顆粒在床層中分布均勻，流體基本上以平推流形式通過床層，人們稱這種流化形式為散式流態(tài)化。10（2）聚式流態(tài)化在此類流態(tài)化形式中，床層明顯地分成兩部分。其一是乳化相：固體顆粒被分散于流體中，單位體積內(nèi)顆粒量類似于散式流化床的初始流化狀態(tài)。其二是氣泡相：流體以氣泡形式通過床層。11兩種流態(tài)化的判別一

4、般認為液固流態(tài)化為散式流態(tài)化而氣固之間的流化狀態(tài)多為聚式流態(tài)化。 為散式流態(tài)化 為聚式流態(tài)化12100reemfpmfmfdlfr100reemfpmfmfdlfr13弗魯特數(shù)：gdufrp2mfmf 雷諾準數(shù)：mfpmfreud umf： 初始流化速度 dp： 顆粒平均粒徑 ，p： 流體密度，顆粒密度 lmf： 初始流化時的濃相段床高 de： 流體的擴散系數(shù) ： 流體粘度 濃相段和稀相段當(dāng)流體通過固體床層的空塔速度值高于初始流化速度但低于逸出速度，顆粒在氣流作用下懸浮于床層中，所形成的流固混合物稱為濃相段。在濃相段上升的氣泡在界面上破裂，氣泡內(nèi)顆粒以及受氣泡挾帶的乳化相中顆粒將被拋向濃相段上

5、方空間。這段空間稱為稀相段或稱分離段。1415顆粒含量床高稀相段濃相段濃相段和稀相段流態(tài)化的不正常現(xiàn)象溝流：由于流體分布板設(shè)計或安裝上存在問題，使流體通過分布板進入濃相段形成的不是氣泡而是氣流，稱溝流。溝流造成氣體與乳化相之間接觸減少，傳質(zhì)與反應(yīng)效果明顯變差。節(jié)流（騰涌）1617流化床的工藝計算1 初始流化速度：顆粒開始流化時的氣流速度（氣體向上運動時產(chǎn)生的曳力）（床層體積）（固體顆粒分率）（顆粒密度），即：18)(1 ()(1)(gsmfmfgsmfmfttlplawap將上式與固定床壓降方程(ergun方程)相結(jié)合，可得臨界流化速度計算式。ergun方程：與考慮固定床壓降時的方程對照：可以

6、看出所作簡化。19 ps20g3bb2ps03b2b175. 11150dudulp s2mg3bbm175. 1re150dddulp前一項為粘滯力損失，后一項為動能損失。合并兩式并整理：低雷諾數(shù)時，粘滯力損失占主導(dǎo)，忽略后一項：202gsg3p2mfgp3mfsmfgp3mf2smf75. 11150dudud2gsg3pmfgp3mf2smf1150dud解得：高雷諾數(shù)時，動能損失占主導(dǎo)，忽略前一項：解得：2120re1150mf3mfgs2p2smfdu 2gsg3p2mfgp3mfs75. 1dud1000re75. 13mfggsps2mfdu對中等雷諾數(shù)，兩項都要考慮。計算出臨界

7、流化速度后要進行驗算，看雷諾數(shù)是否在適用范圍之內(nèi)。2 帶出速度（終端速度）：當(dāng)流體對顆粒的曳力與顆粒的重量相等，顆粒會被流體帶走：cd-曳力系數(shù)222t2pgdgs3p4216udgcd對于單顆粒，有半經(jīng)驗公式：2321gspd3122gs21dgs2pd52. 520000re50043. 02254500re2re10182rere24ducdgucgducp對應(yīng)對應(yīng)對應(yīng)以上計算是針對一個顆粒的，在流化床內(nèi)由于顆粒間有相互影響，故逸出速度由此速度值再加以校正而得。ut=fure10時，re-f見下圖24253 反應(yīng)器內(nèi)徑的計算vg：氣流的體積流量m3s-1dt：流化床內(nèi)徑mu：氣流的空塔流

8、速m.s-1可見，流化床的內(nèi)徑取決于氣流的空塔氣速，而流化床的空塔氣速應(yīng)介于初始流化速度（也稱臨界流化速度）與逸出速度之間。即維持流化狀態(tài)的最低氣速與最高氣速之間。26uvd4gt例8-1 計算萘氧化制苯酐的微球硅膠釩催化劑的起始流化速度和逸出速度已知催化劑粒度分布如下：催化劑顆粒密度p=1120kg.m-3氣體密度=1.10kg.m-3氣體粘度=0.0302mpas27目數(shù)120100-12080-10060-8040-60120 100-120 80-100 60-80 40-60 40 dpi 0.121 0.133 0.163 0.208 0.298 0.360 piidx 0.99

9、0.752 0.797 1.680 0.839 0.139 mm192. 0139. 0839. 0680. 1797. 0752. 099. 011ppiidxd7 .330408. 07 .33re212p3p2mfgd0568. 07 .331002. 381. 91 . 111201 . 11092. 10408. 067.1133re212534mf3計算逸出速度（ut）:設(shè)rem2301524p2psm2956. 01002. 31881. 91 . 111201021. 118gdu復(fù)核re值假設(shè)rem2合理。由re=1.3，re10可得f=13123 . 11002. 31 .

10、 12956. 01021. 1re54pud濃相段高度的計算催化劑在床層中堆積高度稱靜床層高度(l0)。在通入氣體到起始流化時，床高lmfl0。若繼續(xù)加大氣量，床層內(nèi)產(chǎn)生一定量的氣泡，濃相段床高(lf)遠大于靜床層高度。關(guān)于濃相段床高的計算通常用計算床層空隙率(f)來獲得。令床層膨脹比r32fmfmff11llr0.2rep11 rep 200200rep500500rep n=2.39 則 lf=rlmf33nuu1tf03. 0tpre5 .1735. 4ddn1 . 0tpre1845. 4ddn1 . 0re45. 4n稀相段床高的估算稀相段也稱分離段，主要是用來保證床內(nèi)因氣泡破裂而

11、挾帶固體顆粒重新回到濃相段所需空間。稀相段床高可由化工原理中非均相分離過程計算而得，也可由下述經(jīng)驗方程估算。341 . 155. 1p032arre102 . 1ll例8-2 例8-1中的催化反應(yīng)過程，若操作氣速取12cm.s-1，催化劑裝填高度l0=20cm，氣體流量為122m3h-1，試估算流化床內(nèi)徑以及濃相段、稀相段床高。解1計算流化床內(nèi)徑2計算流化床濃相段床高35m6 . 012. 0360012244gtuvdfmfmff11llrnuu1tf當(dāng)0.2rep1時3603. 0tpre5 .1735. 4ddn8392. 01002. 31 . 112. 01092. 1re54p37

12、9. 48392. 06 . 01092. 15 .1735. 403. 04n8139. 02965. 012. 0379. 41f687. 28139. 015 . 01rcm74.5320687. 2mff rll3計算稀相段床高4床層總高l=lf+l2=53.74+131.36=185.1 cm371 . 155. 1p032arre102 . 1ll7 .931002. 31 . 1112081. 91 . 11092. 1ar25342p3pgdcm36.1317 .938392. 020102 . 11 . 155. 132l流化床的熱傳遞流化床的熱量傳遞過程大體可分為：固體顆粒

13、之間的熱量傳遞；氣體與固體之間的熱量傳遞；床層與床壁（包括換熱器）之間的熱量傳遞。由于流化床中顆粒處于高度運動狀態(tài)，而固體的導(dǎo)熱系數(shù)較大，因此傳熱速率很快。床層中溫度基本上可以認為是一致的。38流化床層與器壁的給熱系數(shù)直到目前為止仍只能通過將實驗數(shù)據(jù)歸納成準數(shù)方程而獲得。39 21ppppprre1075. 0nucc流化床層與豎放的換熱器器壁之間給熱系數(shù)計算式為注意： 是有單位的，其單位為s.cm-2床層與橫放的換熱器器壁之間傳熱時，給熱系數(shù)計算式為40 43. 066. 0p8 . 0ppp43. 023. 02prre110844. 1nuccc44. 0p3 . 044. 01prre

14、66. 0nu41 流化床傳熱小結(jié) 水平管的給熱系數(shù)比垂直管低515，因此傾向于使用垂直管。 顆粒的導(dǎo)熱系數(shù)和床高對給熱系數(shù)影響不大； 給熱系數(shù)隨顆粒比熱的增大而增大，隨粒徑的增大而降低； 流體的導(dǎo)熱系數(shù)對給熱系數(shù)hw起最主要的影響，hw與n成正比，n=1/2-2/3。 床層直徑的影響難于判定； 床內(nèi)管徑小時給熱系數(shù)大；床層中氣泡行為當(dāng)氣體通過床層時一部分氣體與顆粒之間組成乳化相，其余氣體以氣泡形式通過乳化相。由于氣體上升速度與乳化相速度不同，存在明顯的速度差異，氣泡在上升過程中必然會挾帶氣泡周圍一定量的乳化相物質(zhì)。氣泡在上升時其尾部形成負壓，將吸入部分乳化相物質(zhì)隨其上升，這部分稱尾渦。42氣

15、泡上升時氣泡外側(cè)一定厚度的乳化相將隨氣泡一起上升，這部分被稱為氣泡云。尾渦與氣泡云統(tǒng)稱為氣泡暈。43流化床的鼓泡床模型鼓泡床模型對流化床運動形態(tài)作如下簡化:（1）認為床層主體部分氣泡大小均一且均勻分布于床層之中。（2）床層中乳化相處于起始流化狀態(tài)，超過起始流化態(tài)的氣體將以氣泡形式通過床層。44（3）床層可分為氣泡、氣泡暈及乳化相三部分。在氣泡、氣泡暈和乳化相之間的傳質(zhì)過程是一個串聯(lián)過程。（4）在 時，進入稀相段的氣體只有氣泡破裂而逸出的氣體，故稀相段氣體組成與離開濃相段的氣泡中氣體組成相同。456mf0uu反應(yīng)過程的估算在流化床的濃相段中，對氣體中反應(yīng)物a而言，存在如下關(guān)系：46 反應(yīng)消耗反應(yīng)

16、消耗反應(yīng)消耗的總消失量乳化相氣泡暈氣泡相傳遞傳遞aecb47aeacceacabbcccecebbcbccckcckskkskk傳遞速率相間交換系數(shù)aereacrcabrb31aeracrabr31msmolmsmolcfkcfkcfkcfkcfkcfkecb氣泡顆粒反應(yīng)速率氣泡體積顆粒體積根據(jù)此表可得a組分的物料衡算。以單位氣體體積為基準（總消失量）=（在氣泡中反應(yīng)的量）+（轉(zhuǎn)移到氣泡暈中的量）（轉(zhuǎn)移到氣泡暈中的量）=（在氣泡暈中反應(yīng)掉的量）+（轉(zhuǎn)移到乳化相中的量）（轉(zhuǎn)移到乳化相中的量）=（在乳化相中反應(yīng)掉的量）48式中 是流化床內(nèi)總反應(yīng)速率常數(shù)。對該方程進行積分邊值條件為：49abbrab

17、bababddddddddacfklculctltc組分總消失量brklukcfcddbbrababafaafabfa0aab00 xxccllxccl已知ca0，caf（或xaf），利用該式可求得濃相段床高lf，進而求出催化劑用量。已知ca0，lf，可求得氣體的出口濃度caf（或轉(zhuǎn)化率xaf）。以反應(yīng)動力學(xué)方程為一級的反應(yīng)為例：50abbrabbabddddacklcutc組分總消失量51aereaeacceacrcacabbcabrbckcckckcckck在乳化相中反應(yīng)量轉(zhuǎn)移到乳化相的量在氣泡暈中反應(yīng)量轉(zhuǎn)移到氣泡暈的量在氣泡中反應(yīng)量aeacceabrbabbrabbddcckckcklc

18、uaeacceacrcacabbccckckcckaereaeacceckcck聯(lián)解此方程，消除cac，cae整理后可得52ecercbcrbrbr1111kkkkkk由邊值條件代入若濃相段床高為lf，則出口氣體濃度及轉(zhuǎn)化率為53abbrabbddcklcuafabf0aab0ccllcclbfr0bbrababddfafa0ulklukcclccfbbrafexp1lukx若要求出口轉(zhuǎn)化率為xaf，則需濃相段床高lf為b，c，e及kbc，kce值由經(jīng)驗公式計算。b的值在0.001-0.01之間。由于該值較小，對計算影響不大。54afbrbf1lnxkulbwmfmf21bmfmfmfc711

19、. 031vvugdu55cbbbmfe11bmfbuuu gud2tb711. 0415b2ebmfbc85. 55 . 4dgdduk213bbemfce78. 6dudk例8-3 計算萘氧化制苯酐的流化床反應(yīng)器氣體出口轉(zhuǎn)化率.已知:1.催化劑：微球硅膠釩催化劑（同例8-1）平均粒徑 密度 2氣體性質(zhì)氣體密度氣體粘度 擴散系數(shù)56m1092. 14pd3pkg.m1120smpa302. 012scm204. 0d3kg.m1 . 13流化床特性靜床層高 床層直徑 空隙率 操作氣速4反應(yīng)動力學(xué)方程 57cm20mf0 llm6 . 0td5 . 00mf1m.s12. 0u14 . 3aarcr解1計算起始流化速度與逸出速度2計算操作條件下的空隙率及膨脹比空隙率 床層膨脹比 濃相段高 稀相段高 5813mfm.s1011. 8u1tm.s2956. 0u8 . 0f05.