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第七章 流化床反应器 fluidized reactor

第七章 流化床反应器 fluidized reactor. 7.1 概述 第 7 章 流化床反应器. 流态化 就是固体颗粒像流体一样进行流动的现象。除重力作用外，一般是依靠气体或液体的流动来带动固体颗粒运动的。. 7.1 概述 第 7 章 流化床反应器. 流化床反应器 fluidized reactor. 流态化现象. 节涌. 鼓泡床. 膨胀床. 起始流化. 固定床. 气力输送.

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第七章 流化床反应器 fluidized reactor

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  1. 第七章 流化床反应器fluidized reactor 《化学反应工程》

  2. 7.1 概述 第7章 流化床反应器 流态化就是固体颗粒像流体一样进行流动的现象。除重力作用外，一般是依靠气体或液体的流动来带动固体颗粒运动的。 《化学反应工程》

  3. 7.1 概述 第7章 流化床反应器 《化学反应工程》

  4. 流化床反应器fluidized reactor 流态化现象 节涌 鼓泡床 膨胀床 起始流化 固定床 气力输送 L L Lf Lf L0 Lmf L 流体 流体 流体 流体 流体 流体

  5. 7.1 概述 第7章 流化床反应器 流态化可划分为以下几种形式： • 固定式 当流体向上流过颗粒床层时，如速度较低，则流体从粒间空隙通过时颗粒不动，这就是固定床。如流速渐增，则颗粒间空隙率将开始增加，床层体积逐渐增大，成为膨胀床。 《化学反应工程》

  6. 7.1 概述 第7章 流化床反应器 临界流态化 当流速达到某一限值，床层刚刚能被流体托动时，床内颗粒就会开始流化起来了，这时的流体空床线速称为临界（或最小）流化速度。 散式流态化对于液-固系统，流体与颗粒的密度相差不大，故临界流化速度一般很小，流速进一步提高时，床层膨胀均匀且波动很小，颗粒在床层内的分布也比较均匀，故称作散式流化床。 聚式流态化对于气-固系统而言，情况与液-固系统很不相同，一般在气速超过临界气速后，将会出现气泡。气速愈高，气泡造成的扰动亦愈剧烈，使床层波动频繁，这种形态的流化床称聚式流化床或泡床。 《化学反应工程》

  7. 7.1 概述 第7章 流化床反应器 • 节涌如果床径很小（如一般小试或中试中常见的那样）而床高与床径比较大时，气泡在上升过程中可能聚集并增大甚至达到占据整个床层截面的地步，将固体颗粒一节节地往上柱塞式地推动，直到某一位置而崩落为止，这种情况叫做节涌。但在大床中，这种节涌现象通常式不会发生的。 • 气流输送当气速一旦超过了颗粒的带出速度（或称终端速度），粒子就会被气流所带走成为气输床，只有不断地补充新的颗粒进去，才能使床层保持一定的料面。 《化学反应工程》

  8. 7.1 概述 第7章 流化床反应器 综上所述，可以看到从临界流态化开始一直到气流输送为止，反应器内装置的状况从气相为非连续相一直转变到气相成为连续相的整个区间都是属于流态化的范围，因此它的领域是很宽广的，问题也是很复杂的。 流态化技术之所以得到如此广泛的应用，是因为它有一下一些突出的优点： • 传热效能高，而且床内温度易于维持均匀。 • 大量固体颗粒可方便地往来输送。 • 由于颗粒细，可以消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的效能。 《化学反应工程》

  9. 但流化床也有一些不足之处： 7.1 概述 第7章 流化床反应器 • 混合剧烈，存在相当宽的停留时间分布。 • 气泡通过床层，减少了气-固相接触机会，降低了转化率。 • 剧烈的碰撞、磨擦，加速了催化剂的粉化。 • 流动现象的复杂性，揭示其内在规律性较难。 • 在出口，需要旋风分离设备，回收催化剂。 《化学反应工程》

  10. 图 图

  11. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 7.2.1 流化床的流体力学 （1）临界流化速度（umf） 所谓临界流化速度指刚刚哪能使粒子流化起来的气体空床流速。可用测定空床层压降变化来确定。如图7-3。 《化学反应工程》

  12. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 7.2.1 流化床的流体力学 从图中实线的拐点就可定出固定最小流化速率umf。 起始流化速率可用下式子计算： 流化床压降用下式计算： 《化学反应工程》

  13. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 • 对于小颗粒，左侧第一项可略，大颗粒则第二项可略。 • 另一个较准确的公式： • 上式适用于Rep<10.否则就要乘 以图7-5中的校正系数。 （2） 带出速率ut 当气速增大到某一速度是，流体对颗粒的跩力和颗粒重力相等，则颗粒被气流所带走。这一终端速度就是带出速度，也等于颗粒自由沉降速度。对球形颗粒和非球形颗粒分别用下列公式计算。 《化学反应工程》

  14. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 另一个使用得比较广泛而且又很准确的式子： 《化学反应工程》

  15. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 • 实际操作气速u0是根据具体情况来定的，一般流化数（u0/umf)在1.5~10之间。也有 u0/ut=0.1~0.4来选取的。通常在0.15~0.5m/s左右。 （3） 床层的膨胀 流化床层在气速增加时，将发生膨胀现象。一般用膨胀比R来表示,实际上床层空隙率 和膨胀比都很重要。没有十分可靠的公式计算，用图7-6关联下列公式可求得2个参数。 《化学反应工程》

  16. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 • 有斜片挡板或档网的床： • 有垂直管束的床： 《化学反应工程》

  17. （4）根据对颗粒的分类来计算床层膨胀比的方法（4）根据对颗粒的分类来计算床层膨胀比的方法 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 • 如图7-7，A是细颗粒型，常出现在气泡之前，床层就有显著膨胀； • B属于较粗一点的颗粒，在气 速达到或微微超过临界流化 速度是就出现气泡； • C是不能流化的容易粘结的颗粒； • D是大而重的颗粒，不适合一般 流化。 《化学反应工程》

  18. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 • 对于A类颗粒，最大气泡直径： • 小于床径一半时,按下式子计算膨胀比： • 对于B类颗粒，由图7-8求X，图7-9求Y，然后按下式子求出R。 • R=1+XY………….（7-26） 《化学反应工程》

  19. 7.2.2 气泡及其行为 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 ⑴气泡的结构 人们常把气泡与气泡以外的密相床部分分别称作泡相与乳相。气泡在上升途中，因聚并和膨胀而增大，同时不断与乳相间进行着质量的交换，所以气泡不仅是造成床层运动的动力，又是授受物质的储存库，它的行为自然就是影响反应结果的一个决定性因素。 《化学反应工程》

  20. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 ⑵气泡的速度和大小 根据实测，流化床中单个气泡的上升速度ubr为： 一般取平均值计算如下： 在实际床层中，常是气泡成群上升，气泡群上升的速度ub一般用下式计算： 气泡上升时不断增大，它的直径与它距分布板的高度距离L大致成正比，可用下式表示： db=al+dbo 式中dbo是离分布板时的原始气泡直径。 《化学反应工程》

  21. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 ⑶气泡云与尾涡 在 ubr>uf时，气泡内外由于气体环流 而形成的气泡云变得明显起来，其相对 厚度可以按下式来计算： RC及Rb分别为气泡云及气泡的半径。这里所谓 的三维床就是一般的圆柱形床，而二维床则为 截面狭长的扁形床。 在气泡中，气体的穿流量q可以用下式表示: q=4umfRb=4ufεmfRb (二维床) q=3umfπRb=3uf εmf πRb (三维床) 《化学反应工程》

  22. 7.2 流化床中的气、固运动第7章 流化床反应器 ⑷气泡中的颗粒含量 在气泡中，颗粒的含量是很小的，如定义： rb=全部气泡中颗粒的体积/全部气泡的体积 rb值一般在0.001~0.01左右，通常忽略不计。 《化学反应工程》

  23. 7.3 流化床中的传热和传质 第7章 流化床反应器 • 7.3.1 床层与外壁间的给热 一般情况下，自由流化床是等温的，主要是床层与外壁间的传热以及床层与床中 的换热器表面间的传热。流化床给热系数hw定义式： q=hwAwΔT…………..（7-59） 式中Aw为传热面积；ΔT为整个床高 温度的积分平均值。在临界流化速度以 上，hw随气速的增加而增大到一个极大 值，然后下降，对不同体系，曲线形状 相仿，其数值比空管和流化床中都高， 如图7-24。 《化学反应工程》

  24. 7.4 .1 模型的类别 7.4 流化床的数学模型 第7章 流化床反应器 近二十年来，随着流化床中物理现象的逐步被认识，反应器的数学模型的研究亦有很大的发展，加以归类，则大致如教材P220中表7-2中所示。 表7-2中各模型的主要区别： • 选用的相 • 气泡 • 相的流况 《化学反应工程》

  25. 7.4 .2 两相模型 7.4 流化床的数学模型 第7章 流化床反应器 （1）不考虑具体气泡的两相模型 如右图所示的那样由b(气泡），e（乳相）两相组成，在相间有气相交换。物料衡算如下。 e相（扩散模型）： b 相（平推流式）： 《化学反应工程》

  26. 7.4 .2 两相模型 7.4 流化床的数学模型 第7章 流化床反应器 边界条件： 而床层出口的气体浓度 于是反应的转化速率便是 《化学反应工程》

  27. 7.4 流化床的数学模型 第7章 流化床反应器 （2）气泡两相模型（Davidson Harrison模型） 本模型的假设有： • 以u0有速度进入床层的气体中，一部分在乳相中以临界流化速度umf通过，其余部分（u0-umf ）则全部以气泡的形式通过； • 床层从流化前的高度Lmf增高到流化时的Lf ，完全是由于气泡的体积所造成； • 气泡相为向上的平推式流动，其中无催化剂粒子，故不起反应，气泡大小均一； • 反应完全在乳相中进行，乳相流况可假设为全混流或平推流； • 气泡与乳相间的交换量Q（体积/时间）为穿流量q与扩散之和: Q=q+kgS 式中，kg为气泡与乳相间的传质系数；S为气泡的表面积。 《化学反应工程》

  28. 7.4.3 Levenspiel鼓泡床模型 7.4 流化床的数学模型 第7章 流化床反应器 右图是本模型的示意图，本模型假定床顶出气组成完全可用气泡中的组成代表，而不计乳相中的情况，因此只需计算气泡中气体组成便可计算出转化率。 《化学反应工程》

  29. 7.4 流化床的数学模型 第7章 流化床反应器 • 本模型也只用一个代表气泡直径为主要参数，选择一个适当db值，常可使本模型得到的结果与实验的结果吻合。既人理论基础，又十分简明，为本模型的优点。但事先如何确定这一db却没有可靠方案，只能作估计。也可用如图7-30所示那样的来估算，但这仍然没有把握，这一点也是本法的不足。 • 本模型对流化数不大或气泡直径大的情况，误差也会较大。 《化学反应工程》

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