化学反应工程教案16(化工13)-胡江良(DOC)

1化学反应工程课程教案课次16课时2课型（请打√）理论课√讨论课□实验课□习题课□其他□授课题目（教学章、节或主题）：第7章气固相催化反应流化床反应器7.1流化床的基本概念7.2流化床的工艺计算教学目的、要求（分掌握、熟悉、了解三个层次）：：1.掌握流化床的基本概念；2.掌握流化床的工艺计算；教学重点及难点：重点：固定床催化反应器的特点、类型和设计要求。难点：一维拟均相理想流动模型对反应器进行设计计算。教学基本内容方法及手段7.1流化床的基本概念流态化现象：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。固体颗粒层与流体接触的不同类型：7.1.1流化床的基本概念1）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。讲解22）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量时，颗粒受力处于平衡状态，故颗粒将在床层内作上下、左右、前后的激烈运动，这种现象被称为固体的流态化，整个床层称为流化床。曳力（表面曳力、形体曳力）曳力是流体对固体的作用力，而阻力是固体壁对流体的作用力，两者是作用力与反作用力的关系。表面曳力由作用在颗粒表面上的剪切力引起，形体曳力由作用在颗粒表面上的压强力扣除浮力部分引起。3).流化床类似液体的性状（a）轻的固体浮起；（b）表面保持水平；（c）固体颗粒从孔中喷出；（d）床面拉平；（e）床层重量除以截面积等于压强流化床的优点(1)颗粒流动类似液体，易于处理、控制；(2)固体颗粒迅速混合，整个床层等温；(3)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；(4)宜于大规模操作；(5)气体和固体之间的热质传递较其它方式高；(6)流化床与床内构件的给热系数大。3流化床的缺点(1)气体的流动状态难以描述，偏离平推流，气泡使颗粒发生沟流，接触效率下降；(2)颗粒在床层迅速混合，造成停留时间分布不均匀；(3)脆性颗粒易粉碎被气流带走；(4)颗粒对设备磨损严重；(5)对高温非催化操作，颗粒易于聚集和烧结流化床的工业应用•第一次工业应用：•1922年FritzWinkler获德国专利，1926年第一台高13米，截面积12平方米的煤气发生炉开始运转。•目前最重要的工业应用：•SOD(StandardOilDevelopmentCompany)IV型催化裂化。散式流态化和聚式流态化P185（1）散式流态化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。（2）聚式流态化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。两种流态化的判别一般认为液固流态化为散式流态化而气固之间的流态化多为聚式流态化P185为散式流态化为聚式流态化100ReemfPmfmfDLFr100ReemfPmfmfDLFr弗鲁特数：gduFrP2mfmf雷诺准数：mfPmfReud4浓相段和稀相段（P185-186）1).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逸出速度(p188)，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。2).在浓相段中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。整个流化床反应器由浓相段和稀相段组合而成。3)流态化的不正常现象在流态化操作中沟流和节涌是聚式流化床两种常见的不正常操作情况。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，传质与反应效果明显变差。节涌（腾涌）在流化床内径较小而床高与床径比较大时，气泡在上升过程中因聚并而增大，气泡有可能占据整个床层截面，气流将床层一节节地往上做柱塞式推动，在上升到某一位置而崩落，流化床的正常操作被破坏。这种现象称节涌（腾涌）。流化床反应器的特点：P1867.2流化床的工艺计算umf：初始流态化速度dP：颗粒平均粒径ρ，ρP：流体密度，颗粒密度Lmf：初始流态化时的浓相段床高De：流体的扩散系数μ：流体粘度51、指根据已知气体流量及催化剂用量，计算反应器的床层内径以及反应器的床层高度。1初始流化速度：－－颗粒开始流化时的气流速度（气体向上运动时产生的曳力）＝（床层体积）×（固体颗粒分率）×（颗粒密度），即：•将上式与固定床压降方程(Ergun方程)相结合，可得临界流化速度计算式。•Ergun方程：(φs-颗粒外表面利用系数）与考虑固定床压降时的方程对照：可以看出所作简化。前一项为粘滞力损失，后一项为动能损失。合并两式并整理：低雷诺数时，粘滞力损失占主导，忽略后一项：•解得：gLpgLAWAp))(1())(1)((gsmfmfgsmfmfttps20g3BB2ps03B2B175.11150duduLps2mg3BBm175.1Re150dddulP2gsg3p2mfgp3mfsmfgp3mf2smf75.11150gdudud＋2gsg3pmfgp3mf2smf1150dud6高雷诺数时，动能损失占主导，忽略前一项：高雷诺数时，动能损失占主导，忽略前一项：解得对中等雷诺数，两项都要考虑。计算出临界流化速度后要进行验算，看雷诺数是否在适用范围之内。2逸出速度（终端速度）：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：•CD--曳力系数对于单颗粒，有半经验公式：•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，2Re1150mf3mfgs2p2smfdu＝2gsg3p2mfgp3mfs75.1dud1000Re75.13mfggsps2mfdu2t2pgDgs3p4π216πudgCd阿基米德数可整理成232)(,34:ppepDgdArArRC21gspD3122gs21Dgs2pD52.520000Re50043.02254500Re2Re10182ReRe24duCdguCgduCp对应对应对应7故逸出速度由此速度值再加以校正而得。•uT=Fu•Re10时，F≈1•Re10时，Re-F见下图•3反应器内径的计算VG：气流的体积流量m3s-1dT：流化床内径mu：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，而流化床的空塔气速应介于初始流化速度（也称临界流化速度）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。4、浓相段高度的计算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Lmf≈L0。若继续加大气量，床层内产生一定量的气泡，浓相段床高(Lf)远大于静床层高度。关于浓相段床高的计算通常用计算床层空隙率(εf)来获得。令床层膨胀比R5、稀相段床高的估算稀相段也称分离段，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浓相段所需空间。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算。86、床层总高L=Lf+L27、流化床的热传递1)、流化床的热量传递过程大体可分为：固体颗粒之间的热量传递；气体与固体之间的热量传递；床层与床壁（包括换热器）之间的热量传递。2)、由于流化床中颗粒处于高度运动状态，而固体的导热系数较大，因此传热速率很快。床层中温度基本上可以认为是一致的。3)、流化床传热小结4)、水平管的给热系数比垂直管低5－15％，因此倾向于使用垂直管。5)、颗粒的导热系数和床高对给热系数影响不大；6)、给热系数随颗粒比热的增大而增大，随粒径的增大而降低；7)、流体的导热系数对给热系数Nu起最主要的影响，Nu与n成正比，n=1/2-2/3。8)、床层直径的影响难于判定；9)、床内管径小时给热系数大；作业、讨论题、思考题：1、名词解释流化床、移动床、固定床、散式流化态、聚式流化态、浓相段、稀相段、节涌、沟流初始流化速度、逸出速度2、简答(1)简述流化床反应器的特点?(2)简述流化床的热量传递过程?参考资料（含参考书、文献等）《化学反应工程》（第二版），郭锴，化学工业出版社，2015年出版；《化学反应工程》（第三版），陈甘棠，化学工业出版社，2011年出版；《反应工程》（第三版），李绍芬主编，化学工业出版社，2013年出版。教学反思：9)(1200AAAARrxxcVV