第六章固定床

第六章固定床和流化床

合成氨工業(yè)11.固定床反應(yīng)器的特點(diǎn)及類(lèi)型2.催化劑顆粒參數(shù)3.流體在固定床中流動(dòng)特性4.固定床中的傳熱

床層對(duì)壁總給熱系數(shù)床層有效導(dǎo)熱系數(shù)和表觀壁膜給熱系數(shù)流體與催化劑顆粒間給熱系數(shù)5.固定床中的傳質(zhì)與混合本章內(nèi)容2能力目標(biāo)：能分析固定床的反應(yīng)與傳質(zhì)傳熱規(guī)律能掌握固定床反應(yīng)器的操作控制要領(lǐng)能利用所學(xué)固定床反應(yīng)器知識(shí)，在固定床反應(yīng)器生產(chǎn)中發(fā)生異常事故時(shí)能夠分析問(wèn)題和解決問(wèn)題。36.1概述

定義：反應(yīng)物料呈氣態(tài)通過(guò)由靜止的催化劑顆粒構(gòu)成的床層進(jìn)到反應(yīng)裝置，稱(chēng)為氣固相固定床催化反應(yīng)器，簡(jiǎn)稱(chēng)固定床反應(yīng)器。如:乙烯氧化制環(huán)氧乙烷，乙苯脫氫制苯乙烯；許多強(qiáng)放熱反應(yīng)，如丙烯胺氧化制丙稀腈等。4③有利于達(dá)到高的選擇性和轉(zhuǎn)化率。優(yōu)點(diǎn)：①催化劑不易磨損。②床層極薄和流速很低，床層內(nèi)流體流動(dòng)→平推流，較少量催化劑可獲較大生產(chǎn)能力。④傳熱性能較差。⑤催化劑再生更換不方便。缺點(diǎn)：固定床內(nèi)固體－可以是催化劑，也可以是固體反應(yīng)物。適用于氣固催化反應(yīng)，固相加工反應(yīng)5.(1)絕熱式固定床反應(yīng)器

－

結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉，但適用熱效應(yīng)不大或催化劑對(duì)溫度要求不高的反應(yīng)。(2)換熱式固定床反應(yīng)器

列管式固定床反應(yīng)器－管內(nèi)裝填催化劑，反應(yīng)物料自上而下通過(guò)床層；管間為載熱體，以維持所需的溫度條件。(3)自熱式固定床反應(yīng)器－

使冷原料本身預(yù)熱到反應(yīng)所需的溫度，然后進(jìn)入床層進(jìn)行反應(yīng)。

前提：放熱反應(yīng)，熱量大致平衡。61．絕熱式單段絕熱式－適用于反應(yīng)熱效應(yīng)較小;反應(yīng)溫度允許波動(dòng)范圍較寬;單程轉(zhuǎn)化率較低。傳熱要求和傳熱方式:特點(diǎn)：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，空間利用率高，造價(jià)低。7

兩個(gè)絕熱層間加換熱器在層間加換熱盤(pán)管有多層絕熱用外加物料中間直接冷激用原料氣中間冷激8（a)間接換熱式；（b）原料氣冷激式；（c）非原料氣冷激式9

多段固定床絕熱反應(yīng)器ⅠⅡⅢⅣ(a)(b)(c)ⅠⅡⅢⅣⅠⅡⅢⅣ產(chǎn)品（a)間接換熱式；（b）原料氣冷激式；（c）非原料氣冷激式10絕熱床反應(yīng)器典型例子是乙苯脫氫制苯乙烯。水蒸汽作用：可安全地加熱到高溫。熱容量大，可帶入大量顯熱，還起稀釋作用、清除積炭。

11主要內(nèi)部構(gòu)件:

氣體入口分布器,段間多孔排管式分布器

一部分物料由反應(yīng)器頂部氣體入口分布器進(jìn)入;

另一部分物料由反應(yīng)器催化劑兩段之間加入。

物料沿徑向做到濃度均勻、溫度均勻、速度均勻，獲得均勻的流量分配。122．換熱式－對(duì)外換熱式,自動(dòng)換熱式

對(duì)外換熱式－以各種載熱體為換熱介質(zhì)。注:載熱體溫度與反應(yīng)溫度之差不宜過(guò)大，以免造成靠近管壁的催化劑失效。

自身?yè)Q熱器－在反應(yīng)器內(nèi)，以原料氣為換熱介質(zhì)，通過(guò)管壁與反應(yīng)物料換熱，以維持反應(yīng)溫度的反應(yīng)器稱(chēng)自身?yè)Q熱器。13

換熱式反應(yīng)器以列管式為多傳熱效果好，溫度易控，用于附加值高、原料成本高、不易分離的場(chǎng)合。14傳熱所用的載熱體視所需控制的溫度范圍而異，控制溫度為100~200℃時(shí)用（水蒸氣）或（高壓氣水混合物）加熱；控制溫度為200~250℃時(shí)用（道生油）加熱；控制溫度為300~400℃時(shí)用（無(wú)機(jī)熔鹽）；控制溫度為600~700℃時(shí)，只能用（煙道氣）加熱。15強(qiáng)放熱反應(yīng)控溫措施：1、激冷式、同樣粒度的惰性物質(zhì)來(lái)稀釋催化劑、分段稀釋?zhuān)侄握{(diào)節(jié)流量等。2、復(fù)合床。先理想混合型，后為理想置換型。反應(yīng)級(jí)數(shù)愈高,η愈低;轉(zhuǎn)化率愈高,η愈低。16甲醇氧化的薄層反應(yīng)器1-催化劑

2-冷卻器17列管式固定床反應(yīng)器以加壓熱水作載熱體的固定床反應(yīng)裝置示意圖1-列管上花板；2-反應(yīng)列管；3-膨脹圈；4-汽水分離器；5-加壓熱水泵181-列管上花板；2、3-折流板；4-反應(yīng)列管；5-折流板固定棒；6-人孔；7-列管下花板；8-載熱體冷卻器載熱體:冷卻水，加壓水，道生油混合物，熔鹽，煙道氣以道生油作載熱體的裝置示意圖191-原料氣進(jìn)口；2-上頭蓋；3-催化劑列管；4-下頭蓋；5-反應(yīng)氣出口；6-攪拌器；7-籠式冷卻器以熔鹽為載熱體的示意圖20徑向固定床催化反應(yīng)器示意圖甲苯歧化制苯就采用徑向反應(yīng)器提高催化劑有效系數(shù)；減少床層壓降

216.2固定床反應(yīng)器內(nèi)的流體流動(dòng)6.2.1催化劑的物理性狀比表面積

-指每克催化劑的表面積.m2/m3:單位體積的催化劑所具有的表面積。

m2/g:單位質(zhì)量的催化劑所具有的表面積。2.空隙率

-指催化劑床層的空隙體積與催化劑床層總體積之比，用ε表示。

223.表觀密度-又稱(chēng)假密度或顆粒密度，即包括催化劑顆粒中的孔隙容積時(shí)，該顆粒的密度，記為，單位為g/cm3。4.堆積密度-又稱(chēng)填充密度，是對(duì)催化反應(yīng)床層而言。即當(dāng)催化劑自由地填入反應(yīng)器中時(shí)，包括床層中的自由空間，每單位體積反應(yīng)器中催化劑的質(zhì)量。記為，單位可用g/cm3、g/l或kg/m3表示。23形狀－球形、圓柱形、環(huán)形、無(wú)規(guī)則等

對(duì)于非球形顆粒，常用于球型顆粒作對(duì)比的相當(dāng)直徑表示。

6.2.2催化劑顆粒直徑,形狀系數(shù)241．體積相當(dāng)直徑，即體積相同的球形顆粒直徑來(lái)表示非球型顆粒直徑。（6.1）——非球形顆粒的體積。dｖ252．面積相當(dāng)直徑，即采用外表面積相同的球形顆粒直徑來(lái)表示非球形顆粒直徑（6.2）——非球形顆粒的外表面積。

263．比表面相當(dāng)直徑，采用比表面積相同的球形的顆粒直徑來(lái)表示非球形顆粒的直徑。比表面積為：在固定床中常采用體積相當(dāng)直徑;在傳熱介質(zhì)研究中采用表面相當(dāng)直徑。（5.3）非球形比表面積Sv=Ap/Vp球形:27形狀系數(shù):球形顆粒的外表面積與體積相同的非球形顆粒外表面積之比。φs≤1φs(φs)28對(duì)于大小不等的混合顆粒，平均直徑可用調(diào)和平均法計(jì)算。=1/（）為的顆粒所占的質(zhì)量分率。你29平均直徑算術(shù)平均直徑：調(diào)和平均直徑：幾何平均直徑：30固定床層是由許許多多的催化劑顆粒堆積而成的，床層空隙率是表征床層結(jié)構(gòu)的主要參數(shù)。ε－顆粒間自由體積與整個(gè)體積之比。

6.2.3床層空隙率及分布31

固定床中同一橫截面上的空隙率是不均勻的。

對(duì)粒度均一的顆粒構(gòu)成的固定床，在距器壁1～2倍顆粒直徑處，ε最大，而床層中心ε較小。稱(chēng)為壁效應(yīng)。1)床層空隙率分布32空隙率的大?。螤?，粒度分布，顆粒表面粗糙度，顆粒直徑與床層直徑之比以及顆粒充填方法等有關(guān)。大小均一光滑的球型顆粒有規(guī)則排列堆積時(shí)，最大空隙率0.476（立方格排列），最小0.2585，湍流時(shí)后者的壓力降比前者大20倍。33空隙率徑向分布不均勻傳質(zhì)、傳熱不均勻

床層直徑與顆粒直徑之比34拉西環(huán)，鮑爾環(huán)等非球形顆粒所充填的床層，同一截面上的ε值，除壁效應(yīng)影響可及的范圍外，都是均勻的；球形或圓柱形顆粒，ε值除壁效應(yīng)可及的范圍外，還在一平均值上下波動(dòng)。床層直徑與顆粒直徑之比越大，ε的分布越均勻，通常所指的床層空隙率是指床層平均空隙率。352)空隙率與催化劑直徑的關(guān)系dp/dt愈大,空隙率愈大。366.2.4流體在固定床中流動(dòng)特性徑向混合：由于流體在流動(dòng)過(guò)程中不斷撞擊到顆粒上發(fā)生流股的分裂而造成的。軸向混合可理解為：流體沿軸向依次流過(guò)一個(gè)由顆粒間隙形成的串聯(lián)的小“槽”后，由于突然擴(kuò)大而減速形成混合。37固定床中流速分布床層中部ε分布較均勻,

流速也較均勻,離壁1~2dp處,ε大,流速最大。dt/dp愈大,流速分布愈均勻。38一部分為流體以平均流速沿軸向做理想置換的流動(dòng)，另一部分為流體的徑向和軸向的混合擴(kuò)散，包括分子擴(kuò)散和渦流擴(kuò)散。床層內(nèi)徑向混合示意圖固定床流體流動(dòng)模型39流體在固定床中的流動(dòng)的復(fù)雜性在床層徑向，流速分布不均勻，滯流、過(guò)渡流、湍流同時(shí)存在,徑向、軸向返混同時(shí)存在。使氣體分布均勻的辦法

a.使催化劑各部位阻力相等。

b.采用氣體分布器。如分布錐、分配頭、設(shè)柵板等。

c.附加導(dǎo)流裝置。40數(shù)學(xué)模型1.擬均相模型忽略床層中粒子與流體間溫度與濃度的差別。1）平推流的一維模型2）有軸向返混的一維模型3）同時(shí)考慮徑向混合和徑向溫差的二維模型。412.非均相模型考慮床層中粒子與流體間溫度與濃度的差別。

426.2.5流體流過(guò)固定床層的壓力降當(dāng)流動(dòng)狀態(tài)為層流時(shí)，以摩擦阻力為主；摩擦阻力ΔP1：由于流體顆粒表面之間的摩擦產(chǎn)生。當(dāng)流動(dòng)狀態(tài)為湍流時(shí)，以局部阻力為主。局部阻力ΔP2：流體在孔道內(nèi)的收縮、擴(kuò)大及再分布所引起的。43濕周---在總流的有效截面上，流體與固體壁面的接觸長(zhǎng)度稱(chēng)為濕周，用字母L表示。水力半徑---總流的有效截面積A和濕周L之比。用字母RH表示RH=A/L水力半徑44對(duì)于圓形截面的管道，其幾何直徑用水力半徑表示時(shí)可表示為A=(1/4)×πd2L=πd則R=A/L=(1/4)×d→d=4R即圓形截面的管道幾何直徑為4倍的水力半徑。對(duì)于與圓形管道相類(lèi)比，非圓形截面管道的當(dāng)量直徑de也可以用4倍的水力半徑表示de=4A/L=4R45流體在空?qǐng)A管道中等溫流動(dòng)時(shí)，計(jì)算壓力降的公式為：歐根式：464748當(dāng)ReM<10層流時(shí),磨擦損失為主,f≈150/Re

,略去第二項(xiàng);當(dāng)ReM>1000湍流,局部阻力損失為主,f≈1.75,略去第一項(xiàng)結(jié)論：

對(duì)ΔP影響最大的是ε和u

49

一般床壓不宜超過(guò)床內(nèi)壓力的15%，所以顆粒不能太細(xì)，應(yīng)做成圓球狀。50壓降的計(jì)算

ΔP=ΔP1+ΔP2

=

Pa式中混合物的粘度

kg/m.s

516.3固定床中的傳熱傳熱包括：粒內(nèi)傳熱，顆粒與流體間的傳熱，床層與器壁的傳熱給熱系數(shù)αP給熱系數(shù)αW,λer

總給熱系數(shù)α

t當(dāng)單純作為換熱裝置時(shí)，以床層的平均溫度tm與管壁溫差為推動(dòng)力-----總給熱系數(shù)αt521.反應(yīng)熱有催化劑顆粒內(nèi)部向外表面?zhèn)鬟f；2.反應(yīng)熱由催化劑外表面向流體主體傳遞；3.反應(yīng)熱少部分由反應(yīng)后的流體沿軸向帶走,主要部分由徑向通過(guò)催化劑和流體構(gòu)成的床層傳遞到反應(yīng)器器壁由載體熱帶走；上述的每一傳熱過(guò)程都包括著傳導(dǎo)，對(duì)流和輻射三種傳熱方式，

了解床層內(nèi)部的溫度分布，必須引進(jìn)床層內(nèi)部和床層與器避之間的傳熱計(jì)算。反應(yīng)的熱傳遞過(guò)程:536.3.1床層對(duì)壁總給熱系數(shù)在一維模型中，床層徑向溫度被認(rèn)為是相同的。床層熱阻和壁膜熱阻合并作為一個(gè)熱阻來(lái)考慮54床層對(duì)壁總給熱系數(shù)（利瓦式）55例5.1鄰二甲苯氧化制苯酐，系放熱反應(yīng)，采用列管式固定床反應(yīng)器，列管內(nèi)徑為25mm，催化劑粒徑為5mm，流體導(dǎo)熱系數(shù)為0.1877，粘度為0.033，密度為0.53，表觀質(zhì)量流速為9200，試計(jì)算床層對(duì)壁總給熱系數(shù)。566.3.2床層有效導(dǎo)熱系數(shù)和表觀壁膜給熱系數(shù)二維模型需要考慮徑向溫度分布。在計(jì)算徑向溫度分布時(shí)，通常把固定床徑向傳熱的熱阻看成是由兩部分組成：一是床層本身，另一是器壁上的層流邊界層。定義：1.有效導(dǎo)熱系數(shù)λer

:57有效導(dǎo)熱系數(shù)λe軸向λel

徑向λer

♀58固定床的有效導(dǎo)熱系數(shù)λer

實(shí)際上是粒子與流體間的對(duì)流傳熱，粒子及流體本身的導(dǎo)熱以及床層內(nèi)輻射傳熱等幾類(lèi)綜合表現(xiàn)。λer（徑向）確定方法是先測(cè)固定床中的溫度分布，然后根據(jù)傳熱方程式反算求出λe

59—流體靜止時(shí)的有效導(dǎo)熱系數(shù)；

—流體導(dǎo)熱系數(shù)；—徑向傳質(zhì)與流動(dòng)方向傳質(zhì)速率比；

—顆粒中心間距與粒徑比；

—填充床層雷諾系數(shù)；

—傳熱普郎德數(shù)。第一項(xiàng)表示流體靜止時(shí)床層有效導(dǎo)熱性能;第二項(xiàng)表示由流體流動(dòng)狀態(tài)所決定的傳熱機(jī)理(混合擴(kuò)散造成的徑向傳熱能力。)矢木-國(guó)井式602．表觀壁膜給熱系數(shù)αw一部分為通過(guò)流體靜止的床層的傳熱；一部分為受流動(dòng)影響的傳熱，——流體靜止時(shí)，流體對(duì)壁膜的給熱系數(shù)。(αw)f(αw)f——流體流動(dòng)時(shí)，流體對(duì)壁膜的給熱系數(shù)。611/αt=1/αw+R/4λer

由有效導(dǎo)熱系數(shù)和表觀壁膜給熱系數(shù)可求出床層對(duì)壁總給熱系數(shù)。弗魯門(mén)特式：626.3.3流體與催化劑顆粒間給熱系數(shù)

63αp

常以jH因子表示。當(dāng)dp＜6mm,T＜400oc64球形顆粒Ф=1圓柱形Ф=0.9片狀形Ф=0.81無(wú)定形顆粒Ф=0.9利用流體與催化劑間的給熱系數(shù),可以計(jì)算流體與催化劑顆粒間的溫度差。656.4.1粒子與流體間的傳質(zhì)6.4固定床反應(yīng)器內(nèi)的傳質(zhì)固定床反應(yīng)器內(nèi)的傳質(zhì)：主流體催化劑外表面外表面到內(nèi)表面化學(xué)反應(yīng)內(nèi)表面到外表面外表面到主流體。內(nèi)擴(kuò)散,外擴(kuò)散,床層內(nèi)的混合擴(kuò)散.66一、氣固非均相催化反應(yīng)過(guò)程與控制步驟（1）反應(yīng)物分子從氣相主體以擴(kuò)散的形式傳遞到催化劑外表面－外擴(kuò)散過(guò)程；（2）反應(yīng)物分子以內(nèi)擴(kuò)散形式通過(guò)催化劑孔道傳遞到催化劑內(nèi)表面－內(nèi)擴(kuò)散過(guò)程；（3）反應(yīng)物分子在催化劑表面的活性中心吸附－吸附過(guò)程；（4）反應(yīng)物分子在催化劑內(nèi)表面上經(jīng)一系列化學(xué)變化生成產(chǎn)物－反應(yīng)過(guò)程；（5）反應(yīng)產(chǎn)物在催化劑表面上脫附－脫附過(guò)程；（6）脫附后的反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)內(nèi)擴(kuò)散通過(guò)催化劑孔道傳遞到催化劑外表面－內(nèi)擴(kuò)散過(guò)程；（7）反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)外擴(kuò)散由催化劑外表面?zhèn)鬟f到氣相主體－外擴(kuò)散過(guò)程。67氣～固非均相催化過(guò)程的控制步驟

控制步驟：某一步驟比其它步驟慢得多（最慢的步驟）動(dòng)力學(xué)控制：吸附，表面反應(yīng)，脫附擴(kuò)散控制：內(nèi)擴(kuò)散，外擴(kuò)散681）流體與催化劑顆粒外表面間的傳質(zhì)69KCA--外擴(kuò)散傳質(zhì)系數(shù)70外擴(kuò)散系數(shù)的大小，反映主流體中的渦流擴(kuò)散阻力和顆粒外表面層流膜中的分子擴(kuò)散阻力大小。其與擴(kuò)散組分性質(zhì)、流體的性質(zhì)、顆粒表面形狀和流動(dòng)狀態(tài)有關(guān)。增大流速可提高外擴(kuò)散傳質(zhì)系數(shù)。其在床內(nèi)是變量，只能取平均值。71kC和kG常以傳質(zhì)因子jD表示。利用jD可以計(jì)算反應(yīng)過(guò)程流體主體與催化劑外表面間的分壓差。工業(yè)反應(yīng)器一般都在較高流速下操作，外擴(kuò)散的影響通常都可以消除。726.4.2催化劑內(nèi)部的傳質(zhì)催化劑內(nèi)部微孔的不規(guī)則性和擴(kuò)散要受到微孔壁影響，內(nèi)孔中的擴(kuò)散十分復(fù)雜，通常以有效擴(kuò)散系數(shù)描述。如：73內(nèi)擴(kuò)散速度小于表面反應(yīng)速度，沿?cái)U(kuò)散方向，反應(yīng)物濃度逐漸降低，以致反應(yīng)速度也隨之下降。采用催化劑有效系數(shù)定量說(shuō)明。η=催化劑顆粒實(shí)際反應(yīng)速度/催化劑內(nèi)表面和外表面溫度濃度相同時(shí)的反應(yīng)速度=rp/rs催化劑有效系數(shù)可實(shí)驗(yàn)確定。先測(cè)顆粒實(shí)際反應(yīng)速度rp，然后顆粒逐次壓碎，使內(nèi)表面暴露為外表面，在同等條件下測(cè)定反應(yīng)速度，當(dāng)顆粒變小反應(yīng)速度不變時(shí)，測(cè)得rs。74通過(guò)求解顆粒內(nèi)部的物料衡算式、反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式和熱量衡算式可以得到顆粒內(nèi)部為等溫和非等溫時(shí)的催化劑有效系數(shù)公式。判明了內(nèi)擴(kuò)散的影響，就可以選用工業(yè)上適宜的催化劑顆粒尺寸。當(dāng)采用細(xì)顆粒時(shí)，可以考慮改用徑向反應(yīng)器或改用流化床反應(yīng)器。75催化劑微空內(nèi)的擴(kuò)散過(guò)程對(duì)反應(yīng)速度有很大影響，而且影響復(fù)雜反應(yīng)的選擇性。如對(duì)平行反應(yīng)中，對(duì)于反應(yīng)速度快、級(jí)數(shù)高的一個(gè)反應(yīng)，內(nèi)擴(kuò)散阻力的存在將降低其選擇性。又如連串反應(yīng)以中間產(chǎn)物為目的產(chǎn)物時(shí)，深入到微空中去的擴(kuò)散將增加中間產(chǎn)物進(jìn)一步反應(yīng)的機(jī)會(huì)而降低其選擇性。766.4.3床層內(nèi)的混合擴(kuò)散77有效擴(kuò)散系數(shù)有效擴(kuò)散系數(shù)常以畢克來(lái)數(shù)Pe表示。徑向和軸向的有效擴(kuò)散系數(shù)分別是Der和Del。則78工業(yè)反應(yīng)器通常流速下，當(dāng)反應(yīng)器長(zhǎng)度和催化劑粒徑之比大于100倍時(shí)，軸向混合的影響可以忽略。796.5總反應(yīng)速率方程固定床設(shè)計(jì)中為了直接計(jì)算催化劑用量，反應(yīng)速度常以催化劑質(zhì)量或床層體積為基準(zhǔn)表示。80顆粒內(nèi)部和流體與顆粒外表面間的溫度差均可忽略時(shí)的一級(jí)可逆反應(yīng):AB反應(yīng)器內(nèi)操作穩(wěn)定時(shí),外擴(kuò)散速度=化學(xué)反應(yīng)速度=總反應(yīng)速度

ρBrA=kCASeφ(CGA-CSA)=kSSi(CSA-CSA*)ηkS—以單位內(nèi)表面為基準(zhǔn)的化學(xué)反應(yīng)速度常數(shù)Si—單位體積床層中的催化劑內(nèi)表面積CSA*—操作壓力、溫度下，反應(yīng)平衡濃度81催化劑外表面積相對(duì)于內(nèi)表面積很小時(shí)，忽略外表面的反應(yīng)。得到

ρB

rA=

（CSA-CSA*）/（1/kCASeφ+1/kSSiη）當(dāng)1/kCASeφ?

1/kSSiη外擴(kuò)散控制過(guò)程當(dāng)1/kCASeφ?1/kSSiη內(nèi)擴(kuò)散控制過(guò)程當(dāng)η=1時(shí),動(dòng)力學(xué)控制過(guò)程當(dāng)η

?1時(shí),內(nèi)擴(kuò)散控制過(guò)程慢過(guò)程為控制步驟，再簡(jiǎn)化方程計(jì)算。82固定床反應(yīng)器設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)法用實(shí)驗(yàn)室、中試裝置或工廠現(xiàn)有裝置中測(cè)得的最佳條件如空速或空時(shí)收率等數(shù)據(jù)作為設(shè)計(jì)計(jì)算依據(jù)?？账?原料氣體標(biāo)準(zhǔn)體積流量/催化劑床層體積催化劑空時(shí)收率=主產(chǎn)品量/催化劑用量832.數(shù)學(xué)模型法對(duì)反應(yīng)器內(nèi)部過(guò)程的本質(zhì)和規(guī)律有一定認(rèn)識(shí)的基礎(chǔ)上,用數(shù)學(xué)方程式來(lái)比較真實(shí)地描述實(shí)際過(guò)程84思考題1.固定床反應(yīng)器按傳熱方式通常分哪幾種?2.固定床內(nèi)空隙率分布有哪些特點(diǎn)?3.固定床中流體流速分布有什么特點(diǎn)?4.固定床中使氣體分布均勻的辦法有什么?5.流體流過(guò)固定床時(shí)的壓力降包括哪兩項(xiàng)?6.固定床反應(yīng)器中反應(yīng)的熱傳遞過(guò)程是怎樣的?作業(yè):p1195-1,5-25-2題補(bǔ)充數(shù)據(jù):空氣T=298K時(shí),ρ=1.29kg/m3

μ=1.48×10－5Pa.s856.6流化床本節(jié)內(nèi)容1、流化床優(yōu)缺點(diǎn)；2、工業(yè)流化床結(jié)構(gòu)3、流化床內(nèi)傳質(zhì)與傳熱；4、流化床相關(guān)參數(shù)計(jì)算861.固體流態(tài)化的基本概念

流態(tài)化——固體粒子象流體一樣進(jìn)行流動(dòng)的現(xiàn)象。除重力作用外，一般是依靠氣體或液體的流動(dòng)來(lái)帶動(dòng)固體粒子運(yùn)動(dòng)的。6.6.1固體流態(tài)化的基本概念及結(jié)構(gòu)872.流化床優(yōu)點(diǎn)優(yōu)點(diǎn)：1)傳熱效能高,溫度易于維持均勻。2)大量固體粒子可方便地往來(lái)輸送。3)粒子細(xì),可以消除內(nèi)擴(kuò)散阻力,充分發(fā)揮催化劑性能。缺點(diǎn)：4)氣流狀況不均,不少氣體以氣泡狀態(tài)經(jīng)過(guò)床層,氣固接觸不夠有效。5)粒子運(yùn)動(dòng)基本上是全混式,停留時(shí)間不一。6)粒子的磨損和帶出造成催化劑損失。883.流態(tài)化的形成：流體流過(guò)催化劑床層時(shí)，根據(jù)流體流速的不同，床層經(jīng)歷三個(gè)階段：

固定床階段：u0＜umf時(shí)，固體粒子不動(dòng)，床層壓降隨u增大而增大。

流化床階段：umf≤u0≤ut時(shí),固體粒子懸浮湍動(dòng),床層分為濃相段和稀相段，u增大而床層壓降不變。輸送床階段：u0

＞ut

時(shí),粒子被氣流帶走,床層上界面消失,u增大而壓降有所下降。89

umf—臨界流化速度，是指剛剛能夠使固體顆粒流化起來(lái)的氣體空床流速度，也稱(chēng)最小流化速度。ut—帶出速度，當(dāng)氣體速度超過(guò)這一數(shù)值時(shí)，固體顆粒就不能沉降下來(lái)，而被氣流帶走，此帶出速度也稱(chēng)最大流化速度。904.流化床基本結(jié)構(gòu)結(jié)構(gòu)分為：濃相段、稀相段、擴(kuò)大段、錐底。內(nèi)部構(gòu)件：氣體分布板、換熱裝置、氣固分離裝置、擋板檔網(wǎng)、氣體預(yù)分布器等。91流化床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)反應(yīng)器主體擴(kuò)大段分離段濃相段錐底92散式流化和聚式流化散式流化

db/dp＜1db——?dú)馀葜睆絛p——顆粒直徑對(duì)于l-s系統(tǒng)，流體與粒子的密度相差不大，故umf一般很小，流速進(jìn)一步提高時(shí)，床層膨脹均勻且波動(dòng)很小，粒子在床內(nèi)的分布也比較均勻，故稱(chēng)作散式流化態(tài)。顆粒越細(xì)，流體與固體的△ρ值越小，則越接近理想流化，流化質(zhì)量也就越好。93聚式流化

db/dp＞10

對(duì)于g-s系統(tǒng)，一般在氣速超過(guò)Umf后，將會(huì)出現(xiàn)氣泡，氣速越高，氣泡造成的擾動(dòng)也越劇烈，使床層波動(dòng)頻繁，這種形態(tài)的流化床稱(chēng)聚式流化床。94大氣泡和騰涌定義：聚式流化床中，氣泡上升途中增至很大甚至于接近床徑，使床層被分成數(shù)段呈活塞狀向上運(yùn)動(dòng)，料層達(dá)到一定高度后突然崩裂，顆粒雨淋而下，這種現(xiàn)象稱(chēng)為大氣泡和騰涌。

危害：影響產(chǎn)品的收率和質(zhì)量；增加了固體顆粒的機(jī)械磨損和帶出；降低催化劑的使用壽命；床內(nèi)構(gòu)件易磨損。造成原因：L/D較大；u較大

消除方法：床內(nèi)設(shè)內(nèi)部構(gòu)件；降低u

955.流化床中常見(jiàn)的異?，F(xiàn)象溝流

定義：氣體通過(guò)床層時(shí)，其流速雖超過(guò)umf，但床內(nèi)只形成一條狹窄，大部分床層仍處于固定狀態(tài)，這種現(xiàn)象稱(chēng)為溝流。溝流分局部溝流和貫穿溝流。

危害：產(chǎn)生死床，造成催化劑燒結(jié)，降低催化劑使用壽命，降低轉(zhuǎn)化率和生產(chǎn)能力。

造成原因：顆粒太細(xì)、潮濕、易粘結(jié)；床層?。粴馑龠^(guò)低或氣流分布不合理；氣體分布板不合理。

消除方法：加大氣速；干燥顆粒；加內(nèi)部構(gòu)件；改善分布板。

96管束作用:攜熱,控制氣炮。97垂直管:供熱水平擋板:減少層內(nèi)的返混和粒子的帶出。98每一個(gè)管就是一個(gè)流化床。返混少,換熱性能好。99雙體流化床:催化劑在反應(yīng)器和再生器間循環(huán)。100氣輸管在固體物料的輸送和干燥方面常用。101粒度大而均一,一般不易均勻流化的場(chǎng)合。1026.6.2特征流速1.起始流化速度(umf)：是指剛剛能夠使粒子流化起來(lái)的氣體空床流速。如將固定床壓降公式與流化床壓降公式等同起來(lái)，并做適當(dāng)?shù)暮?jiǎn)化，可以導(dǎo)出起始流化速率：對(duì)于小粒子：對(duì)于大粒子計(jì)算時(shí)，應(yīng)將所得umf值代入ReP=dPumfρ/μ，檢驗(yàn)是否符合規(guī)定的范圍。103

當(dāng)氣速增大到某一定值時(shí)，流體對(duì)粒子的曳力與粒子的重力相等，則粒子就會(huì)被氣流所帶走。這一速度稱(chēng)帶出速度。對(duì)于球形粒子：2.帶出速度ut104ut／umf的范圍大致在10～90之間，粒子愈細(xì)，比值也愈大，表示從能夠流化起來(lái)到被帶走為止的這一范圍就愈廣。5.流化數(shù)

操作氣速u(mài)0與起始流化速度之比稱(chēng)為流化數(shù)。一般流化數(shù)F0在1.5～10(F0=u0／umf)。但也有高到幾十甚至幾百的3.ut／umf的范圍常用的操作氣速在0.15～0.5m/s左右。對(duì)熱效應(yīng)不大，反應(yīng)速度慢，催化劑粒度細(xì)，篩分寬，床內(nèi)無(wú)內(nèi)部構(gòu)件和要求催化劑帶出量少的情況，宜選用較低氣速，反之則宜用較高的氣速。4.操作氣速1056.6.3分布板與內(nèi)構(gòu)件1.分布板(a)及(b)是單層的篩板設(shè)計(jì)。凹形篩板可抵消氣體易從床中心處偏流的傾向、強(qiáng)度也較高，能承受熱膨脹，故在大直徑床中常采用，篩板雖有可能漏料和在板上出現(xiàn)死區(qū)，但如顆粒流動(dòng)性能好，篩孔氣速足夠高，而且壓降適當(dāng)，是最簡(jiǎn)單適用的。(c)是保持適當(dāng)間隙的多層篩板所組成的分布板結(jié)構(gòu)，下層板孔大而數(shù)少，起控制壓降的作用，愈往上的各層，孔數(shù)愈多而愈小，便于氣體均布。106圖分布器的若干形式107(d)是有夾層填料的分布板，填料還能起到使原料氣充分混合的作用。(e)是由管柵組成的分布器，依靠管上嚴(yán)格制作的限流小孔來(lái)控制壓降，以保證整個(gè)大床截面上的進(jìn)氣均勻。同時(shí)因空氣與原料氣可分路進(jìn)入，一旦混合就已進(jìn)入到了流化床中，因此避免了爆炸的可能性。近分布板的區(qū)域，氣流從孔內(nèi)射出速度很高，氣—固接觸劇烈，傳熱、傳質(zhì)速率高，因此轉(zhuǎn)化快。一般認(rèn)為其影響范圍大致在250mm的高度左右。為了保證流化均勻而穩(wěn)定，分布板需有足夠的壓降，一般選取分布板壓降ΔPd為床層壓降ΔPb的10～20％，最小也不應(yīng)小于35cm水柱。通常分布板開(kāi)孔率取約1％。1082.內(nèi)部構(gòu)件為了傳熱或控制氣—固間的接觸:垂直管、平管，多孔板、水平擋網(wǎng)和斜片百葉窗擋板等。垂直管最為常用,傳熱、控制氣泡聚并甚至減少顆粒帶出；水平構(gòu)件對(duì)顆粒和氣體的上下流動(dòng)起一定的阻滯作用，從而導(dǎo)致床內(nèi)產(chǎn)生明顯的溫度梯度和濃度梯度。復(fù)雜形式的內(nèi)部構(gòu)件造成的影響也復(fù)雜，在放大時(shí)會(huì)造成困難，工業(yè)上以易于放大為宜。109床內(nèi)顆粒運(yùn)動(dòng)示意

乳化相的動(dòng)態(tài)一般認(rèn)為除部分氣體以起始流化速度流經(jīng)粒子之間的空隙外，多余的氣體都以氣泡狀態(tài)通過(guò)床層，因此人們常把氣泡稱(chēng)作氣泡相、把氣泡以外的密相床部分稱(chēng)作乳化相。110由于上升氣泡的尾渦中夾帶著顆粒，它們?cè)谕局杏植粩嗯c周?chē)念w粒進(jìn)行著交換，所以在氣泡流動(dòng)劇烈的地區(qū)，大量顆粒被夾帶上升，而在其余的地區(qū)則下降，形成如圖所示的循環(huán)。這種循環(huán)相當(dāng)劇烈，所以即使在直徑幾米的大床中，也不過(guò)幾分鐘就混勻了。所以自由床中顆?？烧J(rèn)為是全混的。乳相中氣流的狀況則比較復(fù)雜。在流速較小時(shí)，乳相中的氣體以相當(dāng)于起始流化狀態(tài)的速度往上流動(dòng)，而在u0／umf＞6～11時(shí)，乳相中的回流氣量將超過(guò)上流氣量，按凈流量算，就成往下流的了。111

揚(yáng)析速度：式中:ω為粒徑為dp的粒子的重量，W為床層粒子的總重量，Ks稱(chēng)為揚(yáng)析常數(shù)，它與氣體流速的關(guān)系大致為：n值約在4～7之間。顆粒的帶出和揚(yáng)析當(dāng)氣流連續(xù)通過(guò)床層時(shí)，床層內(nèi)那些帶出速度小于操作氣速的顆粒將不斷被帶出去，這種現(xiàn)象稱(chēng)為揚(yáng)析。112當(dāng)氣泡在密相床層表面爆破時(shí)，將大量固體顆粒拋擲進(jìn)稀相空間。隨著氣流的上升，粒子將按粗細(xì)的順序陸續(xù)地沉析下來(lái)。當(dāng)達(dá)到某一高度后，能夠被重力分離下來(lái)的顆粒都已沉析下來(lái)，只有帶出速度小于操作氣速的那些顆粒才會(huì)被帶上去。在此以上的區(qū)域顆粒的含量就近于恒定，這一高度便稱(chēng)作分離高度，旋風(fēng)分離器的第一級(jí)入口理應(yīng)安置在這一位置上。分離高度示意圖113錐底：一般錐角為90°或60°作用：對(duì)進(jìn)入氣體起預(yù)分布作用、卸催化劑。

床層（濃相段）：床高與催化劑的裝填量、氣速有關(guān)，是反應(yīng)器的有效體積。通常催化劑填充層的靜止高度與流化床直徑的比值很少超過(guò)1，一般接近于1。分離段擴(kuò)大段流化床反應(yīng)器結(jié)構(gòu)114

包括氣體預(yù)分布器和氣體分布板。其作用是使氣體均勻分布，以形成良好的初始流化條件，同時(shí)支承固體顆粒。以下為常見(jiàn)氣體分布板形式：

氣體分布裝置：凹型篩孔板單個(gè)直孔泡帽115

泡帽側(cè)縫分布板泡帽側(cè)孔分布板

氣體分布裝置：116條形側(cè)縫分布板直孔泡帽分布板117直孔篩板錐型側(cè)縫分布板錐型側(cè)孔分布板錐型側(cè)縫分布板118氣體預(yù)分布器同心圓錐殼式分布器帽式分布器119充填式分布器開(kāi)口式分布器彎管式分布器氣體預(yù)分布器120

包括檔網(wǎng)、檔板和填充物等。作用：破碎氣體在床層中產(chǎn)生的大氣泡，增大g-s相間的接觸機(jī)會(huì)，減少返混，從而增加反應(yīng)速度和提高轉(zhuǎn)化率。外旋擋板

內(nèi)部構(gòu)件：121多旋擋板內(nèi)旋擋板

內(nèi)部構(gòu)件：122

間接換熱列管式單管式

換熱方式套管式管束式鼠籠式蛇管式

直接換熱——直接向床內(nèi)噴水（如丁烯氧化脫氫流化床，效果很好）8.換熱裝置123橫排管束換熱器蛇管式換熱器套管式換熱器換熱裝置124氣固分離器

作用：回收上升氣流中不僅帶的細(xì)粒和粉塵，并避免帶出的粉塵影響產(chǎn)品的純度。125流化床反應(yīng)器內(nèi)的傳質(zhì)流化床反應(yīng)器內(nèi)的傳熱流化床反應(yīng)器的工藝計(jì)算6.6.4流化床傳質(zhì)、傳熱、工藝計(jì)算126

1.流化床反應(yīng)器內(nèi)的傳質(zhì)

顆粒與流體間的傳質(zhì)氣體進(jìn)入床層后，部分通過(guò)乳化相流動(dòng)，其余則以氣泡形式通過(guò)床層。乳化相中的氣體與顆粒接觸良好，而氣泡中的氣體與顆粒接觸較差，原因是氣泡中幾乎不含顆粒，氣體與顆粒接觸的主要區(qū)域集中在氣泡與氣泡暈的相界面和尾渦處。127

氣泡與乳化相間的傳質(zhì)由于流化床反器中的反應(yīng)實(shí)際上是在乳化相中進(jìn)行的，所以氣泡與乳化相間的氣體交換作用非常重要。相間傳質(zhì)速率與表面反應(yīng)速率的快慢，對(duì)于選擇合理的床型和操作參數(shù)都相關(guān)。1282.流化床反應(yīng)器內(nèi)的傳熱

流化床反應(yīng)器具有溫度分布均勻和傳熱速率高的特點(diǎn)，特別適于產(chǎn)生大量反應(yīng)熱的化學(xué)反應(yīng)，同時(shí)換熱器的傳熱面積可以減小，結(jié)構(gòu)更緊湊。129

傳熱的三種基本形式：固體顆粒與固體顆粒之間的傳熱固體顆粒與流體間的傳熱床層與器壁或換熱器表面的傳熱這三種傳熱的基本形式中，前兩種傳熱速度比后一種要大得多，所以要提高整個(gè)流化床的傳熱速度，關(guān)鍵就在于提高后一種傳熱速度。1303.流化床反應(yīng)器的工藝計(jì)算

要求：確定床徑和床高確定床內(nèi)構(gòu)件計(jì)算傳熱面積

131直徑

反應(yīng)器主體直徑D1v0-----操作條件下的氣體體積流量擴(kuò)大段直徑D2

vd-------擴(kuò)大段的氣體體積流量2132流化床的高度總高度分：床層（濃相段）高度hf

分離段（稀相段）高度h1

擴(kuò)大段高度h2

錐底高度h3133濃相段高度hf床層高度由靜床高h(yuǎn)0和膨脹比R確定

或h0=τuτ：氣體停留時(shí)間其中催化劑體積VS和催化劑質(zhì)量GS

的確定方法與固定床相同。Hf=h0·Rεmf-床層空隙率εf-流化床空隙率

134分離段高度h1

由D1及u0，查圖得h1/D1

135

擴(kuò)大段高度h2

經(jīng)驗(yàn)?。篽2=D24．錐底高h(yuǎn)3

一般錐角θ=60度或90度

H=hf+h1+h2+h31361、說(shuō)明圖中換熱方式（a)（）；（b）（）；（c）（）2、床層中部ε分布較均勻,（流速）也較均勻,離壁1~2dp處,ε（大）,流速（最大）。dt/dp愈（大）,流速分布愈均勻。1373、載熱體溫度與反應(yīng)溫度之差不宜過(guò)大，以免造成靠近管壁的催化劑（失效）。4、傳熱所用的載熱體視所需控制的溫度范圍而異，控制溫度為100~200℃時(shí)用（

）或（）加熱；控制溫度為200~250℃時(shí)用（）加熱；控制溫度為300~400℃時(shí)用（）；控制溫度為600~700℃時(shí)，只能用（）加熱。1385、固定床流體流動(dòng)模型為：一部分為流體以平均流速沿軸向做理想置換的流動(dòng),另一部分為流體的徑向和軸向的（混合擴(kuò)散），包括分子擴(kuò)散和（渦流擴(kuò)散）。6、流體流過(guò)固定床層的壓力降，當(dāng)流動(dòng)狀態(tài)為層流時(shí)，以（摩擦阻力）為主；當(dāng)流動(dòng)狀態(tài)為湍流時(shí)，以（局部阻力）為主。7、固定床中對(duì)壓力降ΔP影響最大的是空隙率ε和流速u(mài)，空隙率越大，壓降越（?。魉僭酱?，壓降越（大）。13910、固定床內(nèi)的傳熱包擴(kuò)：粒內(nèi)傳熱，顆粒與流體間的傳熱，（床層與器壁）的傳熱。11、流化床反應(yīng)器床層內(nèi)氣流與顆粒劇烈攪動(dòng)混合，使床層溫度分布（均勻），避免了局部（過(guò)熱）或局部反應(yīng)不完全的現(xiàn)象，傳質(zhì)和（傳熱）效率都很高。12、流化床內(nèi)氣流和固體顆粒沿設(shè)備軸向（返混）很?chē)?yán)重，使已反應(yīng)的物質(zhì)返回，導(dǎo)致反應(yīng)物濃度下降，氣體在床層內(nèi)的停留時(shí)間分布（不均勻），導(dǎo)致反應(yīng)過(guò)程的轉(zhuǎn)化率（下降）和（選擇性）變差。13、按照床層中是否置有內(nèi)部構(gòu)件分類(lèi)，流化床反應(yīng)器可分為（自由床）反應(yīng)器和（