氣固相催化反應(yīng)流化床反應(yīng)器.ppt

1、第七章,氣固相催化反應(yīng)流化床反應(yīng)器,1,2,3,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(yùn)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(qiáng),5,6,流化床的優(yōu)點(diǎn),1 顆粒流動類似液體，易于處理，控制； 2

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(diǎn),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(yán)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 Fritz 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(yùn)轉(zhuǎn)

3、。 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,一般認(rèn)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

4、流態(tài)化 為聚式流態(tài)化,12,13,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方空間。這段空間稱為稀相段或稱分離段。,14,15,流態(tài)化的不正?，F(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(jìn)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）,16,17,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(yùn)動時產(chǎn)

5、生的曳力）（床層體積）（固體顆粒分率）（顆粒密度），即：,18,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： 可以看出所作簡化。,19,前一項(xiàng)為粘滯力損失，后一項(xiàng)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(xiàng)：,20,解得： 高雷諾數(shù)時，動能損失占主導(dǎo)，忽略前一項(xiàng)： 解得：,21,對中等雷諾數(shù)，兩項(xiàng)都要考慮。 計算出臨界流化速度后要進(jìn)行驗(yàn)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),22,對于單顆粒，有半

6、經(jīng)驗(yàn)公式：,23,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=Fu Re10時，Re-F見下圖,24,25,3 反應(yīng)器內(nèi)徑的計算 VG：氣流的體積流量m3s-1 dT：流化床內(nèi)徑m u：氣流的空塔流速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。,26,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

7、體粘度=0.0302mPas,27,解 1計算顆粒平均粒徑 根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)篩的規(guī)格，目數(shù)與直徑關(guān)系如下： 在兩個目數(shù)間隔內(nèi)顆粒平均直徑可按幾何平均值計算，即,28,2計算起始流化速度（umf）,29,3計算逸出速度（ut）: 設(shè)Rem2,30,復(fù)核Re值 假設(shè)Rem2合理。 由Re=1.3，Re10可得F=1,31,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(yuǎn)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R,32,0.2ReP1 1 ReP 2

8、00 200ReP500 500ReP n=2.39 則 Lf=RLmf,33,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(yàn)方程估算。,34,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,35,當(dāng)0.2ReP1時,36,3計算稀相段床高 4床層總高 L=Lf+L2=53.74+131.36=185.1 cm,3

9、7,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(yùn)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(rèn)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(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)歸納成準(zhǔn)數(shù)方程而獲得。,39,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,40,41,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

10、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(fù)壓，將吸入部分乳化相物質(zhì)隨其上升，這部分稱尾渦。,42,氣泡上升時氣泡外側(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

11、鼓泡床模型,鼓泡床模型對流化床運(yùn)動形態(tài)作如下簡化: （1）認(rèn)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(jìn)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。,45,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：,46,47,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(zhǔn) （總消失量）=（在氣泡中反應(yīng)的量）+（轉(zhuǎn)移到氣泡暈中

12、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(jìn)行積分 邊值條件為：,49,已知cA0，cAf（或xAf），利用該式可求得濃相段床高Lf，進(jìn)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：,50,51,聯(lián)解此方程，消除cAc，cAe整理后可得,52,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,53,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(yàn)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。,54,55,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