流化床反應(yīng)器的操作與控制-流化床反應(yīng)器的工藝計(jì)算

任務(wù)二：流化床反應(yīng)器的設(shè)計(jì)與優(yōu)化任務(wù)描述:對高抗沖擊共聚物的HIMONT聚丙烯生產(chǎn)本體聚合裝置的流化床反應(yīng)器，根據(jù)生產(chǎn)條件和工藝要求進(jìn)行設(shè)計(jì)和優(yōu)化。要求：（1）能計(jì)算流化床高度；（2）能計(jì)算流化床壓力降。2．分析與思考對流化床中的傳質(zhì)和傳熱過程如何進(jìn)行分析流化床反應(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)算顆粒與流體間的傳質(zhì)

氣體進(jìn)入床層后，部分通過乳化相流動，其余則以氣泡形式通過床層。

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。流化床反應(yīng)器內(nèi)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，對于選擇合理的床型和操作參數(shù)都相關(guān)。

氣泡與乳化相間的傳質(zhì)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)，同時換熱器的傳熱面積可以減小，結(jié)構(gòu)更緊湊。

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，所以要提高整個流化床的傳熱速度，關(guān)鍵就在于提高后一種傳熱速度。床層對器壁給熱系數(shù)的計(jì)算采用相似法或因次分析法得出準(zhǔn)數(shù)方程式流化床反應(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

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h3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=τuu：氣體停留時間其中催化劑體積VS和催化劑質(zhì)量GS的確定方法與固定床相同。分離段高度h1

由D1及u0，查圖4-31得h1/D1h1=(h1/D1)*D1

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+h3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D2vd-------擴(kuò)大段的氣體體積流量

流態(tài)化的工藝計(jì)算

尺寸（內(nèi)徑、床層高度）計(jì)算思路

內(nèi)徑：

u介于臨界（初始）流化速度與逸出速度之間（u：[umf,uT]）

高度：濃相區(qū)高度計(jì)算稀相區(qū)高度估算1初始流化速度計(jì)算（umf）固定床上限壓降＝流化床初始壓降（1）流化初始（基本）條件（氣體向上運(yùn)動時產(chǎn)生的曳力）＝（床層體積）×（固體顆粒分率）×（顆粒密度），即：（2）固定床壓降

Ergun方程：與考慮固定床壓降時的方程對照，可見簡化前一項(xiàng)為粘滯力損失，后一項(xiàng)為動能損失（3）初始（臨界）流化速度計(jì)算

將初始流化條件與固定床壓降相結(jié)合，可得臨界流化速度計(jì)算式低雷諾數(shù)時，粘滯力損失占主導(dǎo)，忽略后一項(xiàng)：解得：解得：

對中等雷諾數(shù)，兩項(xiàng)都要考慮。

計(jì)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)。高雷諾數(shù)時，動能損失占主導(dǎo)，忽略前一項(xiàng)：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：對于單顆粒，有半經(jīng)驗(yàn)公式：以上計(jì)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=FuRe<10時，F(xiàn)≈1Re>10時，Re-F見圖3流態(tài)化反應(yīng)器內(nèi)徑計(jì)算

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。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]

例8-1計(jì)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ρP=1120[kg.m-3]氣體密度ρ=1.10[kg.m-3]氣體粘度μ=0.0302[cp]目數(shù)>120100-12080-10060-8040-60<40重量%12101335255解1．計(jì)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(jì)算，即目數(shù)120100806040直徑[mm]0.1210.1470.1750.2460.3602．計(jì)算起始流化速度（umf）目數(shù)>120100-12080-10060-8040-60<40dPi0.1210.1330.1630.2080.2980.3600.990.7520.7971.6800.8390.1393．計(jì)算逸出速度（ut）:

設(shè)Rem<2

復(fù)核Re值假設(shè)Rem<2合理。由Re=1.3，Re<10可得F=1流態(tài)化反應(yīng)器高度計(jì)算

1濃相區(qū)（段）高度計(jì)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Lmf≈L0。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(jì)算通常用計(jì)算床層空隙率(εf)來獲得。令床層膨脹比R

流態(tài)化反應(yīng)器高度計(jì)算

2稀相區(qū)（段）高度計(jì)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(jì)算而得，也可由下述經(jīng)驗(yàn)方程估算。例8-2例8-1中的催化反應(yīng)過程，若操作氣速取12[cm.s-1]，催化劑裝填高度L0=20[cm]，氣體流量為122[m3hr-1]，試估算流化床內(nèi)徑以及濃相段、稀相段床高。解1．計(jì)算流化床內(nèi)徑2．計(jì)算流化床濃相段床高當(dāng)0.2<ReP<1時3．計(jì)算稀相段床高4．床層總高L=Lf+L2=53.74+131.36=185.1[cm]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。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。流化床層與豎放的換熱器器壁之間給熱系數(shù)計(jì)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(jì)算式為流化床傳熱小結(jié)水平管的給熱系數(shù)比垂直管低5－15％，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。流化床內(nèi)反應(yīng)過程的計(jì)算

7.3.1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。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。流化床的鼓泡床模型

鼓泡床模型對流化床運(yùn)動形態(tài)作如下簡化:

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。

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。

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。

在u0/umf6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。流化床內(nèi)反應(yīng)過程估算

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：流化床內(nèi)反應(yīng)過程估算

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）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：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