7气固相催化反应流化床反应器

第七章气固相催化反应流化床反应器12•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：流体流速增加固定床初始流态化散式流态化聚式流态化腾涌稀相流态化液体气体3流化床的基本概念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。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。4流化床类似液体的性状轻的物体浮起；表面保持水平；固体颗粒从孔中喷出；床面拉平；床层重量除以截面积等于压强56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。7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。8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。9散式流化和聚式流化（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。10（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。11两种流态化的判别一般认为液固流态化为散式流态化而气固之间的流化状态多为聚式流态化。为散式流态化为聚式流态化12100ReemfPmfmfDLFr100ReemfPmfmfDLFr13弗鲁特数：gduFrP2mfmf雷诺准数：mfPmfReudumf：初始流化速度dP：颗粒平均粒径ρ，ρP：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μ：流体粘度浓相段和稀相段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，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。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。1415颗粒含量床高稀相段浓相段浓相段和稀相段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。节流（腾涌）1617流化床的工艺计算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：18))(1())(1)((gsmfmfgsmfmfttLpLAWAp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：与考虑固定床压降时的方程对照：可以看出所作简化。19ps20g3BB2ps03B2B175.11150duduLps2mg3BBm175.1Re150dddulP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：202gsg3p2mfgp3mfsmfgp3mf2smf75.11150dudud＋2gsg3pmfgp3mf2smf1150dud解得：高雷诺数时，动能损失占主导，忽略前一项：解得：2120Re1150mf3mfgs2p2smfdu＝2gsg3p2mfgp3mfs75.1dud1000Re75.13mfggsps2mfdu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带出速度（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222t2pgDgs3p4π216πudgCd对于单颗粒，有半经验公式：2321gspD3122gs21Dgs2pD52.520000Re50043.02254500Re2Re10182ReRe24duCdguCgduCp对应对应对应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24253反应器内径的计算VG：气流的体积流量m3s-1dT：流化床内径mu：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。26uVdπ4GT例8-1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已知催化剂粒度分布如下：催化剂颗粒密度ρP=1120kg.m-3气体密度ρ=1.10kg.m-3气体粘度μ=0.0302mPa·s27目数120100-12080-10060-8040-6040重量%12101335255解1．计算颗粒平均粒径根据标准筛的规格，目数与直径关系如下：在两个目数间隔内颗粒平均直径可按几何平均值计算，即2821Pddd目数120100806040直径mm0.1210.1470.1750.2460.3602．计算起始流化速度（umf）29目数120100-12080-10060-8040-6040dPi0.1210.1330.1630.2080.2980.360Piidx0.990.7520.7971.6800.8390.139mm192.0139.0839.0680.1797.0752.099.011PPiidxd7.330408.07.33Re212P3P2mfgd0568.07.331002.381.91.111201.11092.10408.067.1133Re212534mf3．计算逸出速度（ut）:设Rem2301524P2Psm2956.01002.31881.91.111201021.118gdu复核Re值假设Rem2合理。由Re=1.3，Re10可得F=13123.11002.31.12956.01021.1Re54Pud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R32fmfmff11LLR0.2ReP11ReP200200ReP500500RePn=2.39则Lf=RLmf33nuu1tf03.0TPRe5.1735.4ddn1.0TPRe1845.4ddn1.0Re45.4n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。341.155.1P032ArRe102.1LL例8-2例8-1中的催化反应过程，若操作气速取12cm.s-1，催化剂装填高度L0=20cm，气体流量为122m3h-1，试估算流化床内径以及浓相段、稀相段床高。解1．计算流化床内径2．计算流化床浓相段床高35m6.0π12.036001224π4GTuVdfmfmff11LLRnuu1tf当0.2ReP1时3603.0TPRe5.1735.4ddn8392.01002.31.112.01092.1Re54P379.48392.06.01092.15.1735.403.04n8139.02965.012.0379.41f687.28139.015.01Rcm74.5320687.2mffRLL3．计算稀相段床高4．床层总高L=Lf+L2=53.74+131.36=185.1cm371.155.1P032ArRe102.1LL7.931002.31.1112081.91.11092.1Ar25342P3Pgdcm36.1317.938392.020102.11.155.132L流化床的热传递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。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。38流化床层与器壁的给热系数直到目前为止仍只能通过将实验数据归纳成准数方程而获得。3921PPPPPrRe1075.0Nucc流化床层与竖放的换热器器壁之间给热系数计算式为注意：是有单位的，其单位为s.cm-2床层与横放的换热器器壁之间传热时，给热系数计算式为4043.066.0P8.0PPP43.023.02PrRe110844.1NuccC44.0P3.044.01PrRe66.0Nu41•流化床传热小结•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。•颗粒的导热系数和床高对给热系数影响不大；•给热系数随颗粒比热的增大而增大，随粒径的增大而降低；•流体的导热系数对给热系数hw起最主要的影响，hw与n成正比，n=1/2-2/3。•床层直径的影响难于判定；•床内管径小时给热系数大；床层中气泡行为当气体通过床层时一部分气体与颗粒之间组成乳化相，其余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，存在明显的速度差异，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。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。42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。尾涡与气泡云统称为气泡晕。43流化床的鼓泡床模型鼓泡床模型对流化床运动形态作如下简化:（1）认