流化床反應(yīng)器ppt課件

1、第七章 流化床反響器7.1 概述7.2 流化床中的氣、固運動7.3 流化床中的傳熱和傳質(zhì)7.4 流化床的數(shù)學(xué)模型7.1 概述 (1) 流化床反響器的定義：運用流態(tài)化技術(shù)進展化學(xué)反響的安裝稱之為流化床反響器。 (2) 流態(tài)化：就是固體粒子與氣體或液體接觸時，固體小顆粒能像流體一樣流動，并具有流體的特性，這種景象稱之為固體的流態(tài)化，簡稱流化。 (3) 流化床反響器的特點 傳熱效能高，而且床內(nèi)溫度易于維持均勻一； 大量固體粒子可方便地往來保送； 可以運用細粒子催化劑，易消除內(nèi)分散阻力，能充分發(fā)揚催化 劑的效能； 氣流情況不均，氣-固兩相接觸不夠有效； 粒子運動根本上是全混式，影響產(chǎn)質(zhì)量量的均一性，且

2、轉(zhuǎn)化率 不高；粒子的全混呵斥氣體的部分返混， 影響反響速度和造 成副反響的添加； 粒子的磨損和帶出呵斥催化劑的損失。(4) 流態(tài)化的幾個階段 L L L0 L 流體 流體 流體 流體 流體 流體 固定床 起始流態(tài)化 膨脹床散式 鼓泡床 聚式 氣氣流流輸輸送送 節(jié)節(jié)涌涌床床 Lmf Lf Lfl固定床階段：氣流速率較小，從粒子空隙間經(jīng)過，床層不動。固定床階段：氣流速率較小，從粒子空隙間經(jīng)過，床層不動。l起始流化床：隨著流速漸增，粒子間空隙率將開場添加，床層體起始流化床：隨著流速漸增，粒子間空隙率將開場添加，床層體積逐漸增大，當流速到達某一限值，床層剛剛能被流體托起時，積逐漸增大，當流速到達某一限

3、值，床層剛剛能被流體托起時，床內(nèi)粒子就開場流化起來了，此時的流化床稱為起始流化床。床內(nèi)粒子就開場流化起來了，此時的流化床稱為起始流化床。l散式流化床：流速進一步提高時，假設(shè)床層膨脹均勻且動搖很小，散式流化床：流速進一步提高時，假設(shè)床層膨脹均勻且動搖很小， 粒子在床內(nèi)的分布也比較均勻，粒子在床內(nèi)的分布也比較均勻， 故稱作散式流化床，也稱液體故稱作散式流化床，也稱液體流化床。流化床。l聚式流化床：對氣聚式流化床：對氣- -固系統(tǒng)，氣速到達起始鼓泡速度固系統(tǒng)，氣速到達起始鼓泡速度umfumf后，通常后，通常將出現(xiàn)氣泡，氣速愈高，氣泡的聚并及呵斥的擾動亦愈猛烈，使將出現(xiàn)氣泡，氣速愈高，氣泡的聚并及呵斥

4、的擾動亦愈猛烈，使床層動搖頻繁，此形狀的流化床稱聚式流化床，也稱鼓泡床。床層動搖頻繁，此形狀的流化床稱聚式流化床，也稱鼓泡床。l氣流保送階段：氣流速率大到使固體隨之帶出。氣流保送階段：氣流速率大到使固體隨之帶出。l聚式流化床聚式流化床l聚式流化床是通常流化床正常操作的形狀。聚式流化床是通常流化床正常操作的形狀。l在聚式流化床中，固體顆粒是延續(xù)的，稱之為延續(xù)相在聚式流化床中，固體顆粒是延續(xù)的，稱之為延續(xù)相或乳化相；氣體以氣泡方式經(jīng)過床層，所以稱之為分或乳化相；氣體以氣泡方式經(jīng)過床層，所以稱之為分散相或氣泡相。床面以下的部分稱密相床，床面以上散相或氣泡相。床面以下的部分稱密相床，床面以上的部分因也

5、有一些粒子被拋擲和夾帶上去，故稱稀相的部分因也有一些粒子被拋擲和夾帶上去，故稱稀相床。密相床中形如水沸，故又稱沸騰床。床。密相床中形如水沸，故又稱沸騰床。l流化床中兩種不正常的流動形狀：流化床中兩種不正常的流動形狀：l 溝流溝流 l 產(chǎn)生緣由：顆粒粒度小、氣流速度小、分產(chǎn)生緣由：顆粒粒度小、氣流速度小、分布板設(shè)計不合理、固體物料潮濕或有粘性等。布板設(shè)計不合理、固體物料潮濕或有粘性等。l 騰涌騰涌( (通常僅發(fā)生在小床通常僅發(fā)生在小床l 產(chǎn)生緣由：顆粒大、密度大、氣速大、床高產(chǎn)生緣由：顆粒大、密度大、氣速大、床高與床徑比大等。與床徑比大等。 5 各種類型流化床簡介 自在床多段床限制床雙體床提升管

6、反響器6顆粒的流態(tài)化性能l顆粒的外形，尺寸和密度對其流態(tài)化的性能影響極大。 lA、B類顆粒適于流化，(細)顆粒因充氣性好，床層中生成的氣泡小，而特別適宜于催化過程。lC類顆粒過細，粒間有粘附性，氣體易呈溝流經(jīng)過，故并不適用，lD類那么又過大，只在噴動床中才干較好地流化。l為了流化質(zhì)量好，顆粒尺寸還應(yīng)有適當?shù)姆植?。在催化過程中需留意保證細篩分(如 44m)占有一定的比例，必要時設(shè)法補加。 10 1.0 0.5 0.2 20 200 1000 2000 D B A C 3/pg cmpdm粒 徑7.2 流化床中的氣、固運動 1流化床壓降及特征流速 P mmH2O500 300 200 100 50

7、 1 2 umf 10 50 100 空床流速u0 /cm/s 固定床 流化流化床 夾帶開場 固定床tWPA 流化床壓降l流速較低時為固定床形狀，在雙對數(shù)紙上P與u0約成正比。由于床層中原來擠緊著的粒子先要被松動開來，所以需求比靜床壓力(WAt) 稍大一點的P，一旦粒子曾經(jīng)松動，壓降又恢復(fù)到(WAt)之值。流速進一步添加，那么壓降根本不變，故流化床的壓降可如下計算：l對曾經(jīng)流化起來了的床層，如將氣速減小，那么P將循著圖中的實l 線前往，不再出現(xiàn)極值，而且固定床的壓降也比原先的要小，這是由于粒子逐漸靜止下來時，大體堅持著流化時的空隙率所致。 (1)()m fm fPtWPLgA7-1 起始(或稱

8、最小)流化速率umfl起始流化速度(umf)：剛剛可以使粒子流化起來的氣體空床流速。從圖中實線的拐彎點就可定出起始(或稱最小)流化速率umf 。 l如將固定床壓降公式6-13與流化床壓降公式聯(lián)立求解，可得：對于小粒子，可忽略左第一項： 對于大粒子，可忽略左第二項： 7-47-3323232150(1)()1.75()()PmfmfPmfPPSmfSmfdududg 7-223()Re20150(1)SPmfPmfPmfdug3()Re10001.75SPPmfmfPdugl 值可查有關(guān)圖表獲得，如 及 均不知，可近似取：mfmfS323111411mfSmfSmf 及 7-5代入7-2可得：3

9、22()1.75 14()150 11()PmfPmfPPdududg :(),:Pmfdux令則有322()67.350.04080PPdxxg 利用求根公式取正值得：13222()33.70.040833.7PmfPPdudxg 7-6l同樣把323111411mfSmfSmf 及代入7-3和7-4可得：2()Re201650PPmfPdug22()Re100024.5PPmfPdug對于小粒子： 對于大粒子： 7-87-7但用上兩式計算時，應(yīng)將所得umf值代入ReP=dPumf/，檢驗?zāi)芊穹弦?guī)定的范圍。 l實踐上起始流化速度的計算公式很多，如李代公式：1.820.940.880.06(

10、)4.08PPmfdmuS1 /xipdpidS粒子平均直徑m粒子密度kg/m3流體密度kg/m3流體粘度厘泊7-93帶出速度ut (終端速度)當氣速增大到某一定值時，流體對粒子的曳力與粒子的重力相等，那么粒子就會被氣流所帶走。這一速度稱帶出速度。 對于球形粒子，作力的平衡有： 式中CD稱曳力系數(shù)，可用閱歷式計算7-13或查表求得。 球形粒子帶出速度：非球形粒子7-17、7-18式 2321()()624PPPDtddCug7-92()Re0.418PPtPdgu1/322()40.4Re500225PtPgu1/23.1()500Re200000PPtPdgu7-167-157-14帶出速度

11、也可采用閱歷式計算.如:式(7-19)等.4操作氣速u0確實定操作氣速的取值范圍顯然在ut與umf 之間，但該范圍較寬：操作氣速 u0的選定要根據(jù)詳細情況。普通取流化數(shù)F0操作氣速與起始流化速度之比F0=u0umf )在1.510。但也有高到幾十甚至幾百的。通常所用的氣速常在0.150.5m/s左右。對于熱效應(yīng)不大，反響速度慢，催化劑粒度細，篩分寬，床內(nèi)無內(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，那么宜用較高的氣速。91.6Re0.4tPmfuu對小粒子：對大粒子：8.72Re1000tPmfuu5流化床直徑確定 流化床直徑主要根據(jù)消費才干和操作氣速來確定：HH1h2h3h2h

12、2h233600/4DVumh43600VDmu圓整擴展段氣速通常取：2012uu那么擴展段直徑為：283600VDmu6流化床高度確定l流化床總高度H主要由三部分所組成：即濃相段高度h1、稀相段高度h2和錐底高度h3。l 濃相段高度h1l 濃相段高度是床層流化后的料面高度，影響要素比較復(fù)雜，目前尚難準確計算，通常利用膨脹比R進展近似計算：l l 為操作氣速， 為氣體停留時間，由動力學(xué)計算確定。l 1mfmfhRLLuu對自在床：10.11440.5170.060.92/10.67mfhRum sLu對限制床：10.19240.5170.070.92/10.76mfhRum sLu7-227-

13、23膨脹比R也可利用有關(guān)圖表進展近似計算：如圖(7-6)和式(7-21/25/26). 稀相段高度h2 稀相段高度包括分別空間高度 和擴展段高度 兩部分：分別空間高度 目前只能近似計算，研討人員根據(jù)實踐消費數(shù)據(jù)，作出了分別空間高度與床徑、氣速的關(guān)系曲線，可查圖確定。擴展段高度 擴展段高度普通可?。?錐底高度h32h2h2h2h22hD3122hDctg通常錐頂角=60度或90度 流化床總高度：123Hhhh 7.2.2 氣泡及其行為 普通以為在流化床反響器中，除部分氣體以起始流化速度流經(jīng)粒子間的空隙外，多余的氣體都以氣泡形狀經(jīng)過床層，因此通常把密相床部分分為兩相：氣泡相和乳化相氣泡以外的密相床

14、部分。(1) 氣泡的構(gòu)造 據(jù)研討，不受干擾的單個上升氣泡呈球帽形，尾部略為內(nèi)凹，在尾部區(qū)域，由于壓力比近傍稍低，顆粒被卷了進來，構(gòu)成部分渦流，這一區(qū)域稱為尾渦。 乳化相 氣泡云 尾渦 粒子 氣體 氣泡氣泡 l在氣泡上升的途中，尾渦中部分顆粒不斷分開，而另一部分顆粒又不斷地補充進來，這樣就把床層下部的顆粒夾帶上去而促進了全床顆粒的循環(huán)與混合。 l研討闡明，氣泡上升經(jīng)過乳相時，部分氣體穿過氣泡構(gòu)成環(huán)流，在泡外構(gòu)成一層所謂的氣泡云。云層及尾渦都在氣泡之外，且都伴隨著氣泡上升，其中所含粒子濃度也與乳相中幾乎都是一樣的，二者渾然一體，故可總稱之謂氣泡暈。l氣泡在上升途中，因聚并和膨脹而增大，同時不斷與乳

15、相間進展著質(zhì)量交換，即將反響組分傳送到乳相，在催化劑上反響后，又將反響產(chǎn)物傳到氣泡而帶出。因此氣泡不僅是呵斥床層運動的動力，又是物質(zhì)傳送的中轉(zhuǎn)站，所以，氣泡的行為自然是影響反響結(jié)果的一個決議性要素。l 2氣泡的速度和大小l根據(jù)實測，流化床中單個氣泡的平均上升速度ubr可?。簂 l 在實踐床層中，氣泡成群上升，氣泡群的上升速度ub普通用下式l 計算：l另一算式反映床徑對氣泡上升速度ub的影響：l 1/20.711()brbugd1/200.711()bmfbuuugd7-287-291/2()bbugd0.6410tdcm0.41.610100ttdcmdcm1.6100tdcm7-30l氣泡直

16、徑隨氣泡的上升而增大，主要與距分布板的高度L有關(guān)，其直徑可根據(jù)有關(guān)公式計算：l式中At為床層截面積，n0為分布板孔數(shù)。l從上式可以看出；操作氣速與臨界流化速率的差值越大，離分布板的間隔越大，氣泡也就越大。但氣泡的長大并不是無限的，如床徑足夠地大，不致構(gòu)成節(jié)涌，那么當氣泡長大到一定程度后就將失去其穩(wěn)定性而破裂。 131.2110.853 10.27210.0684bmfduuL 0.741770.32701.521.281mftbmfuuAgdnguul普通以為；當氣泡的上升速率ub小于粒子的沉降速率uT時，即ubuT時，此時，粒子被氣泡從尾渦吸入氣泡內(nèi)，從而使得氣泡破裂。l所以，氣泡在床內(nèi)不斷

17、進展著生成、長大、破裂循環(huán)往復(fù)過程，帶動著整個床層粒子的循環(huán)運動，推進著傳質(zhì)、傳熱過程的實現(xiàn)。3氣泡云與尾渦氣泡云的厚度 通常按氣泡云與氣泡的相對大小來估算。見7-39及7-40)。尾渦體積Vw 尾渦體積通常按氣泡體積的三分之一來估算：床中全部氣泡體積占床層 的體積分率可按下式估算：氣泡中的粒子含量氣泡中的粒子體積與氣泡體積之比rb： rb值大約為0.001-0.01左右。泡暈中的粒子含量泡暈中的粒子體積與氣泡體積之比rC：13wbVV0fmfmfbfbLLuuLu123/10.711/mfmfwCmfbbmfmfuVrVgdu7-477-50 7.2.3 乳相的動態(tài) 乳化相中的顆粒動態(tài) 顆粒

18、在乳化相中呈懸浮形狀，隨氣泡的夾帶作用，部分粒子產(chǎn)生向上運動；同時，隨著氣泡的聚并、破裂和尾渦中粒子的交換，又不斷地前往乳相，在重力沉降作用下向下運動。所以，在床內(nèi)粒子存在著上下的循環(huán)運動。小床普通中間上升，沿壁下降，大床較為復(fù)雜。 乳化相中的氣流動態(tài) 乳化相中的氣流也存在著向下向上兩個方向的運動。向上運動的速率幾乎一直等于初始流化速率。加大氣速，只使氣泡相速率增大。但在粒子脫離氣泡向下運動時，粒子又夾帶著氣體向下運動。使得氣流存在著一向下運動。所以，在乳相中氣流也存在著一個環(huán)循運動。所以通常以為在乳相中存在一個上流相氣+固，一個下流相。 分布板與內(nèi)構(gòu)件 7.2.4 分布板與內(nèi)部構(gòu)件 1分布板

19、 工業(yè)運用的某些分布板型式 (a)單 層 篩 板 (b)凹 形 篩 板 (c)多 層 篩 板 (d)夾 層 填 料 (e) 管 式 分 布 器 2內(nèi)部構(gòu)件 為了傳熱或控制氣-固間的接觸，常在床內(nèi)設(shè)置內(nèi)部構(gòu)件。如垂直管、平管，多孔板、程度擋網(wǎng)和斜片百葉窗擋板等。其中以垂直管最為常用。它往往同時具有傳熱，控制氣泡聚并甚至減少顆粒帶出的作用。程度構(gòu)件對顆粒和氣體的上下流動起一定的阻滯作用，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)雜方式的內(nèi)部構(gòu)件呵斥的影響也復(fù)雜，在放大時會呵斥困難，工業(yè)上以易于放大為宜。7.3 流化床中的傳熱和傳質(zhì)7.3.1 床層與外壁間的傳熱流化床的優(yōu)點之一是傳熱效率高、床層溫

20、度均一。在普通情況下，自在流化床是等溫的。粒子與流體之間的溫差，除特殊情況外，可以忽略不計，所以重要的是床層與外壁間的傳熱以及床層與浸沒于床中的換熱器外表間的傳熱。 確定hw所用的給熱系數(shù)的定義式為： Aw是傳熱面 hw通常均采用閱歷關(guān)聯(lián)求取:式(7-61及7-62)。wwqhAT7-597.3.2 床層與浸沒于床內(nèi)的換熱面之間的給熱床層與浸沒于床內(nèi)的換熱面之間的給熱 垂直管垂直管 計算公式計算公式(7-63)。 程度管程度管 計算公式計算公式(7-64)、 (7-65)。 影響床層傳熱效率的要素影響床層傳熱效率的要素操作氣速：氣速增大，傳熱效率也加強；但當增到某一操作氣速：氣速增大，傳熱效率

21、也加強；但當增到某一極值時，再增大氣速，傳熱效率反而降低，緣由是床極值時，再增大氣速，傳熱效率反而降低，緣由是床層空隙率增大；層空隙率增大；顆粒的比熱：比熱增大，傳熱效率也加強；顆粒的比熱：比熱增大，傳熱效率也加強；顆粒粒徑：粒徑增大，傳熱效率降低。顆粒粒徑：粒徑增大，傳熱效率降低。流體的導(dǎo)熱系數(shù)：導(dǎo)熱系數(shù)，傳熱效率也加強強影流體的導(dǎo)熱系數(shù)：導(dǎo)熱系數(shù)，傳熱效率也加強強影響；響； 內(nèi)部構(gòu)件：如擋板等。內(nèi)部構(gòu)件：如擋板等。7.3.3 流化床中的傳質(zhì)l在流化床反響器中，無論是顆粒與流體間的傳質(zhì)還是氣泡與乳相間的傳質(zhì)，對反響過程均具有重要影響。為確定其傳質(zhì)速率，也推出了不少關(guān)聯(lián)式。 l但該當指出，文獻

22、上各不同的相間交換系數(shù)及其關(guān)聯(lián)式，都是根據(jù)不同的物理模型和不同的數(shù)據(jù)處置方法而得出的。目前在這方面還沒有一個一致的處置，因此在援用時需加留意。7.4 流化床的數(shù)學(xué)模型 7.4.1 7.4.1 數(shù)學(xué)模型的類別數(shù)學(xué)模型的類別1 1按流化床內(nèi)的氣固動態(tài)分按流化床內(nèi)的氣固動態(tài)分兩相模型：兩相模型： 氣相氣相乳相乳相 上流相上流相( (氣氣+ +固固)下流相下流相( (氣氣+ +固固) ) 氣泡相氣泡相乳相乳相三相模型：三相模型： 氣泡相氣泡相上流相上流相( (氣氣+ +固固)下流相下流相( (氣氣+ +固固) ) 氣泡相氣泡相氣泡云氣泡云乳相乳相四區(qū)模型：四區(qū)模型： 氣泡區(qū)氣泡區(qū)泡暈區(qū)泡暈區(qū)乳相上流區(qū)

23、乳相上流區(qū)乳相下流區(qū)乳相下流區(qū)2按數(shù)學(xué)模型思索的深度分第級模型：各參數(shù)均作為恒值，不隨床高而變，也與氣泡情況無關(guān)。第級模型：各參數(shù)均作為恒值，不隨床高而變，但與氣泡大小有關(guān)。氣泡大小用一當量直徑來表征亦為恒值,不隨床高而變,當量直徑作為模型的可調(diào)參數(shù)。第級模型：各參數(shù)均與氣泡大小有關(guān);氣泡大小隨床高而變;普通都是等溫的鼓泡床模型，對于更復(fù)雜的情況目前能處置的還不多。 7.4.2 鼓泡床模型l鼓泡床模型是當前真正工業(yè)流化床設(shè)計中運用較好的一個模型，它是由國井-列文斯比首先提出來的，屬于按數(shù)學(xué)模型思索的深度分類的第級模型。l由于氣速較大，因此本模型假定床頂出氣組成完全可用氣泡中的組成代表，而不用計及乳相中的情況，