1、1第七章第七章气固相催化流化床反应器气固相催化流化床反应器2 流态化现象：使微粒固体通过与气体或流态化现象：使微粒固体通过与气体或液体接触而转变成类似流体的操作。液体接触而转变成类似流体的操作。固体颗粒层与流体接触的不同类型：固体颗粒层与流体接触的不同类型：流体流速增加流体流速增加固固定定床床初初始始流流态态化化散式流态化散式流态化聚式流态化聚式流态化腾涌腾涌稀相流态化稀相流态化液体液体气体气体第一节：流化床反应器及其特点第一节：流化床反应器及其特点一、流态化现象一、流态化现象34-dpuutumf流化床流化床固定床固定床 浓相区浓相区稀相区稀相区流体输送流体输送5二、流化床的基本概念二、流化
2、床的基本概念 1.固定床和流化床固定床和流化床（1）固定床：）固定床：当通过床层的流体流量较小时，颗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，流体由颗粒之间的力时，颗粒在床层内静止不动，流体由颗粒之间的空隙通过。此时床层称为固定床。空隙通过。此时床层称为固定床。（2）流化床：）流化床：随着流体流量增加，颗粒受到的曳随着流体流量增加，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，故颗粒将在床层内量时，颗粒受力处于
3、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，整个床层称为流化床。固体的流态化，整个床层称为流化床。6782.流化床类似液体的性状流化床类似液体的性状 轻的物体浮起；轻的物体浮起；表面保持水平；表面保持水平；固体颗粒从孔中喷出；固体颗粒从孔中喷出；床面拉平；床面拉平；床层重量除以截面积等于床层重量除以截面积等于压强压强93.流化床的优点流化床的优点（1）传热效能高，固体颗粒迅速混合，整个床）传热效能高，固体颗粒迅速混合，整个床 层易于层易于控制等温；控制等温；（2）颗粒流动类似液体，易于处理，控制，宜于大规）颗粒
4、流动类似液体，易于处理，控制，宜于大规模操作；模操作；（3）颗粒可以在两个流化床之间流动、循环，使大量）颗粒可以在两个流化床之间流动、循环，使大量热、质有可能在床层之间传递；热、质有可能在床层之间传递；（4）气体和固体之间的热质传递较其它方式高；）气体和固体之间的热质传递较其它方式高；（5）流化床与床内构件的给热系数大；）流化床与床内构件的给热系数大；（6）由于粒子细，可以消除内扩散阻力，能充分发挥）由于粒子细，可以消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的效能。催化剂的效能。104.流化床的缺点流化床的缺点（1）气体流况不均，不少气体以气泡状态）气体流况不均，不少气体以气泡状态经过床层，气固相接触不
5、够有效；经过床层，气固相接触不够有效；（2）颗粒在床层迅速混合，粒子运动基本）颗粒在床层迅速混合，粒子运动基本上是全混式，造成停留时间分布不均匀；上是全混式，造成停留时间分布不均匀；（3）脆性颗粒易粉碎被气流带走；）脆性颗粒易粉碎被气流带走；（4）颗粒对设备磨损严重；）颗粒对设备磨损严重；（5）对高温非催化操作，颗粒易于聚集和）对高温非催化操作，颗粒易于聚集和烧结。烧结。115.散式流化和聚式流化散式流化和聚式流化（1）散式流态化）散式流态化 随着流体流量的加大，床层内空隙率增大，颗粒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，流体之间间距加大，而颗粒在床层
6、中分布均匀，流体基本上以平推流形式通过床层，人们称这种流化基本上以平推流形式通过床层，人们称这种流化形式为散式流态化。形式为散式流态化。(如液固系统如液固系统)（2）聚式流态化）聚式流态化 在此类流态化形式中，床层明显地分成两部分。在此类流态化形式中，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。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。其二是气泡相：流体以气泡形式通过床层。(如气如气固系统固系统)12（3）两种流态化的判别）两种流态化的判别 一般认为
7、：一般认为：气固流态化为散式流态化；气固流态化为散式流态化；液固流态化多为聚式流态化。液固流态化多为聚式流态化。为散式流态化为散式流态化 为聚式流态化为聚式流态化100ReemfPmfmfDLFr100ReemfPmfmfDLFr13弗鲁特数：gduFrP2mfmf 雷诺准数：mfPmfReud umf：初始流化速度 dP：颗粒平均粒径，P：流体密度，颗粒密度 Lmf：初始流化时的浓相段床高 De：流体的扩散系数：流体粘度 146.浓相段和稀相段浓相段和稀相段 浓相段：浓相段：当流体通过固体床层的空塔速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带出速度，度值高于初始流化速度但低于带出
8、速度，颗粒在气流作用下悬浮于床层中，所形颗粒在气流作用下悬浮于床层中，所形成的流固混合物称为浓相段。成的流固混合物称为浓相段。稀相段：稀相段：在浓相段上升的气泡在界面上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。化相中颗粒将被抛向浓相段上方空间。这段空间称为稀相段或称分离段。这段空间称为稀相段或称分离段。15颗粒含量床高稀相段浓相段浓相段和稀相段167.流态化的不正常现象流态化的不正常现象 沟流：由于流体分布板设计或安装上存沟流：由于流体分布板设计或安装上存在问题，使流体通过分布板进入浓相段在问题，使流体通过分
9、布板进入浓相段形成的不是气泡而是气流，称沟流。沟形成的不是气泡而是气流，称沟流。沟流造成气体与乳化相之间接触减少，传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。质与反应效果明显变差。大气泡和节涌（腾涌）大气泡和节涌（腾涌）17188.流化床的工业应用流化床的工业应用 第一次工业应用：第一次工业应用：1922年年 Fritz Winkler获德国专利，获德国专利，1926年第一台年第一台高高13米，截面积米，截面积12平方米的煤气发生炉开始运转。平方米的煤气发生炉开始运转。目前最重要的工业应用：目前最重要的工业应用：物理操作物理操作 矿物资源的综合利用矿物资源的综合利用 煤的燃烧与转
10、化煤的燃烧与转化 石油加工工业石油加工工业 有机合成工业有机合成工业 材料工业材料工业 生化工程中的应用生化工程中的应用 环境工程中的应用环境工程中的应用19第二节：流化床的传递第二节：流化床的传递 一、流速和压降一、流速和压降1.流化床的床层压降流化床的床层压降式：故：流化床床层压降公）（平衡：）（阻力）（浮力）（重力 )(1)(ffg1g1gsmfmfttbgtgmftmfbsmftmfgLAApFFApALFALF)(1(gsmfmfLp20 在临界点：在临界点：固定床：固定床：流化床：流化床：故：故：s2mfg3mfm175.1Re150duLPmfmf)(1(gsmfmfLp)(1(
11、175.1Re150gsmfs2mfg3mfm dumf212.初始流化速率初始流化速率umf：颗粒开始流化时的最小气流速率颗粒开始流化时的最小气流速率 合并两式并整理（合并两式并整理（dsadp）：）：（1）对于小颗粒流化床：）对于小颗粒流化床：Re 10002gsg3p2mfgp3mfa75.1dud3mfggspa2mf75.1du1111413mf2mf3mfmfaa及时，可取：和当缺乏（3）对中等雷诺数，两项都要考虑。）对中等雷诺数，两项都要考虑。计算出临界流化速度后要进行验算，看雷诺数是否在计算出临界流化速度后要进行验算，看雷诺数是否在适用范围之内。适用范围之内。23 3.带出速率
12、（终端速率）：带出速率（终端速率）：当流体对颗粒的曳力与颗粒的重量相等，当流体对颗粒的曳力与颗粒的重量相等，颗粒会被流体带走：颗粒会被流体带走：2t2pgDgs3pdbg2p22d3pbs3psg421642u2ug6gg6gttudgCdFFFdCACFdVFdVFDDPP曳力浮力重力24 对于单颗粒，有半经验公式：对于单颗粒，有半经验公式：21gspD3122gs21Dgs2pD52.520000Re50043.02254500Re2Re10182ReRe24duCdguCgduCtptt对应对应对应为曳力系数，其中：阿基米德数可整理成：DDCdRdAARC ug34pep2gs3rr2e
13、pp25 以上计算是针对一个颗粒的，在流化床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。由此速度值再加以校正而得。uT=Fu Re10时，时，Re-F见下图见下图2627 4.反应器内径的计算反应器内径的计算 VG：气流的体积流量：气流的体积流量m3s-1 dT：流化床内径：流化床内径m u：气流的空塔流速：气流的空塔流速m.s-1 可见，流化床的内径取决于气流的空塔气速，而流可见，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（也称临界流化床的空塔气速应介于初始流化速度（也称临界流化速
14、度）与逸出速度之间。即维持流化状态的最低化速度）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。气速与最高气速之间。uVd4GTtmfuuu28 例例8-1 计算萘氧化制苯酐的微球硅胶钒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：已知催化剂粒度分布如下：催化剂颗粒密度催化剂颗粒密度P=1120kg.m-3 气体密度气体密度=1.10kg.m-3 气体粘度气体粘度=0.0302mPas目数120100-12080-10060-8040-60120 100-120 80-100 60-80 40-60 40 dPi 0.
15、121 0.133 0.163 0.208 0.298 0.360 Piidx 0.99 0.752 0.797 1.680 0.839 0.139 mm192.0139.0839.0680.1797.0752.099.011PPiidxd7.330408.07.33Re212P3P2mfgd0568.07.331002.381.91.111201.11092.10408.067.1133Re212534mf31 3计算带出速率（计算带出速率（ut）:设设Rem21524P2Psm2956.01002.31881.91.111201021.118gdu32 复核复核Re值值 假设假设Rem2合
16、理。合理。由由Re=1.3，Re10可得可得F=123.11002.31.12956.01021.1Re54Pud33 5.床层高度的计算床层高度的计算（1）浓相段床高度浓相段床高度 催化剂在床层中堆积高度称静床层高度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。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。若继续加大气量，床层内产生一定量的气泡，浓相段床高一定量的气泡，浓相段床高(Lf)远大于静远大于静床层高度。床层高度。关于浓相段床高的计算通常用计算床层关于浓相段床高的计算通常用计算床层空隙率空隙率(f)来获得。来获得。令床层膨胀比令床层膨
17、胀比Rfmfmff11LLR34 0.2ReP1 1 ReP 200 200ReP500 500ReP n=2.39 则 Lf=RLmfnuu1tf03.0TPRe5.1735.4ddn1.0TPRe1845.4ddn1.0Re45.4n35（2）稀相段床高的估算）稀相段床高的估算 稀相段也称分离段，主要是用来保证床稀相段也称分离段，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内因气泡破裂而挟带固体颗粒重新回到浓相段所需空间。浓相段所需空间。稀相段床高可由化工原理中非均相分离稀相段床高可由化工原理中非均相分离过程计算而得，也可由下述经验方程估过程计算而得，也可由下述经验方程估算。算。1.
18、155.1P032ArRe102.1LL36（3）对粒子分类估算床层高度）对粒子分类估算床层高度A区：细粒子流化区区：细粒子流化区B区：粗粒子流化区区：粗粒子流化区C区：易黏结粒子区区：易黏结粒子区D区：大而重粒子区区：大而重粒子区37 例例8-2 例例8-1中的催化反应过程，若操作气速中的催化反应过程，若操作气速取取12cm.s-1，催化剂装填高度，催化剂装填高度L0=20cm，气体，气体流量为流量为122m3h-1，试估算流化床内径以及浓相，试估算流化床内径以及浓相段、稀相段床高。段、稀相段床高。解解 1计算流化床内径计算流化床内径 2计算流化床浓相段床高计算流化床浓相段床高m6.012.
19、0360012244GTuVdfmfmff11LLRnuu1tf38 当0.2RePCAC Cae泡泡 相：相：b气泡云：气泡云：c乳乳 相：相：e从气泡经过气泡云到乳相的传递是一个从气泡经过气泡云到乳相的传递是一个串联过程串联过程45第三节：床层中气泡行为第三节：床层中气泡行为 乳化相：乳化相：当气体通过床层时一部分气体与颗粒当气体通过床层时一部分气体与颗粒之间组成乳化相；之间组成乳化相；气泡相：气泡相：气体以气泡形式通过乳化相。由于气气体以气泡形式通过乳化相。由于气体上升速度与乳化相速度不同，存在明显的速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度差异
20、，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。围一定量的乳化相物质。尾涡：尾涡：气泡在上升时其尾部形成负压，将吸入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，这部分称尾涡。部分乳化相物质随其上升，这部分称尾涡。气泡云：气泡云：气泡上升时气泡外侧一定厚度的乳化气泡上升时气泡外侧一定厚度的乳化相将随气泡一起上升，这部分被称为气泡云。相将随气泡一起上升，这部分被称为气泡云。气泡晕：气泡晕：尾涡与气泡云统称为气泡晕。尾涡与气泡云统称为气泡晕。46471.单个气泡上升速率单个气泡上升速率21br711.0ubgd2.气泡群上升速率气泡群上升速率210br711.0ubmfgduu
21、3.气泡直径气泡直径孔数，对于多孔（筛孔）板：对于密孔板：气泡距分布板的距离；or0.4ormf0t02mf0000)u(uA0.327)u0.00376(u4.1,dNNdduudaldalbbmfppbb484.气泡最大稳定直径气泡最大稳定直径否则，产生节涌。,d,1711.0dbmax2bmaxDgut5.气泡云直径气泡云直径bcfbrfbr3bcfbrfbr2bcmfmfffbruu2uuuuuuuuuuRRRRRR气泡云厚度（三维床）；（二维床）；时，当496.气体的穿流量气体的穿流量q)(u3u3)(u4u42mff2mfmffmf三维床二维床bbbbRRqRRq50第四节：流化床
22、的数学模型第四节：流化床的数学模型 一、模型的种类一、模型的种类 1.两相模型两相模型（1）气相乳相）气相乳相（2）上流相回流相）上流相回流相（3）气泡相乳相）气泡相乳相 2.三相模型三相模型 气泡相泡晕相乳相气泡相泡晕相乳相 气泡相上流相回流相气泡相上流相回流相 3.四相模型四相模型 气泡相泡晕相上流相回流相气泡相泡晕相上流相回流相5152二、流化床反应器的设计与放大二、流化床反应器的设计与放大53三、鼓泡床模型三、鼓泡床模型 1.鼓泡床模型鼓泡床模型 对流化床运动形态作如下简化对流化床运动形态作如下简化:（1）认为床层主体部分气泡大小均一且）认为床层主体部分气泡大小均一且均匀分布于床层之中
23、。均匀分布于床层之中。（2）床层中乳化相处于起始流化状态，）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超过起始流化态的气体将以气泡形式通过床层。过床层。54（3）床层可分为气泡、气泡晕及乳化相）床层可分为气泡、气泡晕及乳化相三部分。在气泡、气泡晕和乳化相之间三部分。在气泡、气泡晕和乳化相之间的传质过程是一个串联过程。的传质过程是一个串联过程。（4）在）在 时，进入稀相段的气体时，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气体组成与离开浓相段的气泡中气体组成相同。成相同。6mf0uu552.反应过程
24、的估算反应过程的估算 在流化床的浓相段中，对气体中反应物在流化床的浓相段中，对气体中反应物A而言，存在如下关系：而言，存在如下关系：反应消耗反应消耗反应消耗的总消失量乳化相气泡晕气泡相传递传递Aecb56AeAcceAcAbbcccecebbcbcccKccKSkKSkK传递速率相间交换系数AereAcrcAbrb31AerAcrAbr31msmolmsmolcfkcfkcfkcfkcfkcfkecb气泡颗粒反应速率气泡体积颗粒体积57 根据此表可得根据此表可得A组分的物料衡算。组分的物料衡算。以单位气体体积为基准以单位气体体积为基准（总消失量）（总消失量）=（在气泡中反应的量）（在气泡中反应
25、的量）+（转移到气泡晕中的量）（转移到气泡晕中的量）（转移到气泡晕中的量）（转移到气泡晕中的量）=（在气泡晕中（在气泡晕中反应掉的量）反应掉的量）+（转移到乳化相中的量）（转移到乳化相中的量）（转移到乳化相中的量）（转移到乳化相中的量）=（在乳化相中（在乳化相中反应掉的量）反应掉的量）58 式中式中 是流化床内总反应速率常数。是流化床内总反应速率常数。对该方程进行积分对该方程进行积分 边值条件为：边值条件为：AbbrAbbAbAbddddddddAcfKlculctltc组分总消失量brKluKcfcddbbrAbAbAfAAfAbfA0AAb00 xxccLlxccl59 已知已知cA0，c
26、Af（或（或xAf），利用该式可求得），利用该式可求得浓相段床高浓相段床高Lf，进而求出催化剂用量。，进而求出催化剂用量。已知已知cA0，Lf，可求得气体的出口浓度，可求得气体的出口浓度cAf（或转化率（或转化率xAf）。）。以反应动力学方程为一级的反应为例：以反应动力学方程为一级的反应为例：AbbrAbbAbddddAcKlcutc组分总消失量60AereAeAcceAcrcAcAbbcAbrbckccKckccKck在乳化相中反应量转移到乳化相的量在气泡晕中反应量转移到气泡晕的量在气泡中反应量AeAcceAbrbAbbrAbbddccKckcKlcuAeAcceAcrcAcAbbcccKc
27、kccKAereAeAcceckccK61 联解此方程，消除联解此方程，消除cAc，cAe整理后可得整理后可得ecercbcrbrbr1111KkKkkK62 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AbbrAbbddcKlcuAfAbf0AAb0ccLlcclbfr0bbrAbAbddfAfA0uLKluKccLccfbbrAfexp1LuKx63 若要求出口转化率为若要求出口转化率为xAf，则需浓相段床，则需浓相段床高高Lf为为 b，c，e及及Kbc，Kce值由经验公式计算。值由经验公式计算。b的值在的值在0.001-0.01之间。由于该值较小，之间。由于该值较小，
28、对计算影响不大。对计算影响不大。Afbrbf1lnxKuLbwmfmf21bmfmfmfc711.031VVugdu64cbbbmfe11bmfbuuu gud2tb711.0415b2ebmfbc85.55.4dgDduK213bbemfce78.6duDK65 例例8-3 计算萘氧化制苯酐的流化床反应计算萘氧化制苯酐的流化床反应器气体出口转化率器气体出口转化率.已知已知:1.催化剂：微球硅胶钒催化剂（同例催化剂：微球硅胶钒催化剂（同例8-1）平均粒径平均粒径 密度密度 2气体性质气体性质 气体密度气体密度 气体粘度气体粘度 扩散系数扩散系数m1092.14Pd3Pkg.m1120smPa3
29、02.012scm204.0D3kg.m1.166 3流化床特性流化床特性 静床层高静床层高 床层直径床层直径 空隙率空隙率 操作气速操作气速 4反应动力学方程反应动力学方程 cm20mf0 LLm6.0Td5.00mf1m.s12.0u14.3AArcR67 解解 1计算起始流化速度与逸出速度计算起始流化速度与逸出速度 2计算操作条件下的空隙率及膨胀比计算操作条件下的空隙率及膨胀比 空隙率空隙率 床层膨胀比床层膨胀比 浓相段高浓相段高 稀相段高稀相段高 13mfm.s1011.8u1tm.s2956.0u8.0f05.3Rcm74.53fLcm36.1312L68 3计算气泡上升速度计算气泡
30、上升速度m01762.081.9711.02956.0711.022tbgud1tbrm.s2956.0 uu1brmfbm.s75.4056.29811.012uuuu69 4计算计算b，c，e值值 取取b=0.01 查查 图，当时，图，当时，bwmfmf21bmfmfmfc711.031VVugdubwVVm1092.14Pd47.0bwVV70 代入代入 式中式中 代入代入3221.047.05.000811.001762.081.9711.05.000811.035.0121ccbbbmfe112746.075.40811.012bmfbuuu8435.03221.001.02746.02746.015.01e71 5计算计算 、值值bbcKbceK8488.9762.1981204.085.5762.1811.05.485.55.44152415b2ebmfbcdgDduK435.8762.175.40204.05.078.678.6213213bbemfceduDK72 6计算计算Kr值值4694.28435.01435.84.313221.01849.94.3101.04.31111ecercbcrbrbrKkKkkK73 7计算出口气体中萘的转化率计算出口气体中萘的转化率9615.074.5375.404694.2exp1exp1fbbrAfLuKx
