气固相催化反应器精选文档.ppt

《气固相催化反应器精选文档.ppt》由会员分享，可在线阅读，更多相关《气固相催化反应器精选文档.ppt（120页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、气固相催化反应器本讲稿第一页，共一百二十页5.3.3 扩散控制的判定扩散控制的判定 Wheeler-Weisz模量：模量：一级不可逆反应一级不可逆反应n级不可逆反应级不可逆反应本讲稿第二页，共一百二十页5.3.4 催化剂的失活与降活动力学催化剂的失活与降活动力学失活原因：失活原因：中毒中毒污垢沉积污垢沉积烧结（热失活）烧结（热失活）失活机理失活机理平行失活平行失活连串失活连串失活并列失活并列失活独立失活独立失活本讲稿第三页，共一百二十页5.4 5.4 气气-固非均相催化反应器的设计固非均相催化反应器的设计按颗粒床层的特性可区分为：按颗粒床层的特性可区分为：固定床催化反应器固定床催化反应器流化床

2、催化反应器流化床催化反应器5.4.1 5.4.1 气气-固非均相催化反应器的类型固非均相催化反应器的类型本讲稿第四页，共一百二十页固定床催化反应器：固定床催化反应器：按催化床的换热方式按催化床的换热方式绝热式绝热式连续换热式连续换热式单段绝热式单段绝热式多段绝热式多段绝热式外冷列管式外冷列管式内冷自热式内冷自热式本讲稿第五页，共一百二十页 按气体流动方向与反应器主轴方向的关系按气体流动方向与反应器主轴方向的关系轴向流动反应器：气体流动方向与反应器的主轴轴向流动反应器：气体流动方向与反应器的主轴 方向相同。方向相同。径向流动反应器：气体流动方向与反应器的主轴径向流动反应器：气体流动方向与反应器的

3、主轴 方向垂直而呈径向流动。方向垂直而呈径向流动。本讲稿第六页，共一百二十页绝热型绝热型换热型换热型本讲稿第七页，共一百二十页本讲稿第八页，共一百二十页本讲稿第九页，共一百二十页流化床催化反应器：流化床催化反应器：催化剂受自下而上流动的气体作用而上下翻滚催化剂受自下而上流动的气体作用而上下翻滚作剧烈的运动，床层内温度均匀。作剧烈的运动，床层内温度均匀。本讲稿第十页，共一百二十页5.4.2 5.4.2 气气-固非均相催化反应器设计原则固非均相催化反应器设计原则催化反应器的设计包括两部分的内容：催化反应器的设计包括两部分的内容：化工设计化工设计：主要内容是选型、确定工艺操作条件和进：主要内容是选型

4、、确定工艺操作条件和进行工艺尺寸计算。行工艺尺寸计算。机械设计：主要内容是机械结构设计（含流体分布机械设计：主要内容是机械结构设计（含流体分布装置设计）和强度设计。装置设计）和强度设计。本讲稿第十一页，共一百二十页l绝热、换热两种；操作方式的不同，反应器的结构绝热、换热两种；操作方式的不同，反应器的结构就不同。就不同。l操作方式由反应的热效应和操作范围的宽窄及反应的操作方式由反应的热效应和操作范围的宽窄及反应的经济效益等决定。经济效益等决定。l从反应器的设计、制造及操作考虑，绝热型比较从反应器的设计、制造及操作考虑，绝热型比较简单。简单。l从设计上讲，基本方程是一样的。从设计上讲，基本方程是一

5、样的。固定床反应器的操作方式固定床反应器的操作方式：本讲稿第十二页，共一百二十页l设计固定床反应器的要求设计固定床反应器的要求：（1 1）生产强度尽量大）生产强度尽量大（2 2）气体通过床层阻力小）气体通过床层阻力小（3 3）床层温度分布合理）床层温度分布合理（4 4）运行可靠，检修方便）运行可靠，检修方便l计算包括三种情况计算包括三种情况：（1 1）设计新反应器的工艺尺寸）设计新反应器的工艺尺寸（2 2）对现有反应器，校核工艺指标）对现有反应器，校核工艺指标（3 3）对现有反应器，改进工艺指标，达到最大）对现有反应器，改进工艺指标，达到最大生产强度。生产强度。本讲稿第十三页，共一百二十页基本

6、问题基本问题l 温度、浓度分布，气相压降，转化率及催化剂用量温度、浓度分布，气相压降，转化率及催化剂用量l选择固定床反应器的原则什么反应需要用固定床反应器？选择固定床反应器的原则什么反应需要用固定床反应器？气固相催化反应气固相催化反应首选非常普遍首选非常普遍如，合成氨、硫酸、合成甲醇、环氧乙烷乙二醇、苯酐及炼油厂如，合成氨、硫酸、合成甲醇、环氧乙烷乙二醇、苯酐及炼油厂中的铂重整等。中的铂重整等。5.4.3 5.4.3 固定床反应器的数学模型及设计固定床反应器的数学模型及设计本讲稿第十四页，共一百二十页流体在固定床反应器内的传递特性流体在固定床反应器内的传递特性l气体在催化剂颗粒之间的孔隙中流动

7、，较在管内流气体在催化剂颗粒之间的孔隙中流动，较在管内流动更容易达到湍流。动更容易达到湍流。l气体自上而下流过床层。气体自上而下流过床层。本讲稿第十五页，共一百二十页l气体流动通过催化剂床层，将气体流动通过催化剂床层，将产生压降产生压降。l压降计算通常利用压降计算通常利用厄根（厄根（ErgunErgun）方程）方程：本讲稿第十六页，共一百二十页l可用来计算床层压力分布。可用来计算床层压力分布。l如果压降不大，在床层各处物性变化不大，可视为常如果压降不大，在床层各处物性变化不大，可视为常数，压降将呈线性分布（大多数情况）。数，压降将呈线性分布（大多数情况）。本讲稿第十七页，共一百二十页l比表面积

8、当量直径：比表面积当量直径：(非球形颗粒折合成相同比表非球形颗粒折合成相同比表面积的球形颗粒应当具有的直径）面积的球形颗粒应当具有的直径）l混合粒子的平均直径：（各不同粒径的粒子直径的加混合粒子的平均直径：（各不同粒径的粒子直径的加权平均）权平均）本讲稿第十八页，共一百二十页l例：在内径为50mm的管内装有4m高的催化剂层，催化剂的粒径分布如表所示。l催化剂为球体，空隙率B=0.44。在反应条件下气体的密度g=2.46kg.m-3，粘度g=2.310-5kg.m-1s-1，气体的质量流速G=6.2kg.m-2s-1。求床层的压降。本讲稿第十九页，共一百二十页l解：求颗粒的平均直径。l计算修正雷

9、诺数。本讲稿第二十页，共一百二十页l计算床层压降。本讲稿第二十一页，共一百二十页固定床反应器的数学模型固定床反应器的数学模型l对于一个过程，进行对于一个过程，进行合理的简化合理的简化，利用数学公式进行描，利用数学公式进行描述，在一定的输入条件下，预测体系输出的变化。述，在一定的输入条件下，预测体系输出的变化。l对同一个体系，根据不同的简化和假定，可以构造不对同一个体系，根据不同的简化和假定，可以构造不同的模型。同的模型。l不同的简化和假定，也决定了模型必然含有一些参数，不同的简化和假定，也决定了模型必然含有一些参数，以修正模型与实际体系的差异。以修正模型与实际体系的差异。l根据不同的简化和假定

10、，分为几种不同层次的模型。根据不同的简化和假定，分为几种不同层次的模型。模型化模型化本讲稿第二十二页，共一百二十页对于固定床反应器，一般有以下模型：对于固定床反应器，一般有以下模型：l一维拟均相平推流模型一维拟均相平推流模型l一维拟均相带有轴向返混的模型一维拟均相带有轴向返混的模型l二维拟均相模型二维拟均相模型l二维非均相模型二维非均相模型l二维非均相带有颗粒内梯度的模型二维非均相带有颗粒内梯度的模型l本讲稿第二十三页，共一百二十页l一维：参数只随轴向位置而变。一维：参数只随轴向位置而变。l二维：参数随轴向和径向位置而变。二维：参数随轴向和径向位置而变。l拟均相：流相和固相结合，视为同一相。拟

11、均相：流相和固相结合，视为同一相。l非均相：流相和固相分别考虑。非均相：流相和固相分别考虑。l平推流：不考虑轴向返混。平推流：不考虑轴向返混。l带有轴向返混的模型：在平推流模型的基础上叠加了轴带有轴向返混的模型：在平推流模型的基础上叠加了轴向返混。向返混。本讲稿第二十四页，共一百二十页一维拟均相平推流模型一维拟均相平推流模型l物料衡算物料衡算l在管式反应器中垂直于流动方向取一在管式反应器中垂直于流动方向取一个微元，以这个微元对个微元，以这个微元对A A组份做物料组份做物料衡算：衡算：dV输入输入 输出输出 =反应反应 积累积累FA FA+dFA RA(1-B)Atdl 0本讲稿第二十五页，共一

12、百二十页l整理得：l对照平推流反应器模型l二者相同本讲稿第二十六页，共一百二十页l热量衡算热量衡算：（仍然是那块体积）：（仍然是那块体积）输入热量输出热量输入热量输出热量+反应热效应反应热效应=与外界的热交换与外界的热交换+积累积累输入：输入：G cp T G质量流量质量流量,cp恒压热容恒压热容输出：输出：G cp(T+dT)反应热效应反应热效应：(-RA)(1-B)(-H)Atdl热交换：热交换：U(T-Tr)dtdl dt反应器直径反应器直径积累：积累：0U:气流与冷却介质之间的换热系数气流与冷却介质之间的换热系数Tr：环境温度：环境温度本讲稿第二十七页，共一百二十页l将各式代入，得将各

13、式代入，得l动量衡算动量衡算：仍然是：仍然是Ergun方程方程本讲稿第二十八页，共一百二十页l将三个方程联立：将三个方程联立：l边界条件：边界条件：L=0,p=p0,xA=xA0,T=T0本讲稿第二十九页，共一百二十页需要注意的问题需要注意的问题（1）从从解解题题的的角角度度看看，一一般般壁壁温温恒恒定定，实实际际情情况况并并非如此。非如此。（2）对于低压系统，压降十分重要。）对于低压系统，压降十分重要。（3）U不是物性参数，需实验确定。不是物性参数，需实验确定。（4）注意）注意u0,u,um 的关系。的关系。（5）如如果果多多根根管管子子并并联联，体体系系将将自自动动调调节节各各管管的的流流

14、量量，使使压压降降相相同同，此此时时各各管管的的处处理理量量不不同同，转转化化率率不不同同，造成生产能力和产品质量下降。造成生产能力和产品质量下降。表示流体通过床层的空塔流速表示流体通过床层的空塔流速表示流体通过床层的实际流速表示流体通过床层的实际流速表示床层入口处流体的实际流速表示床层入口处流体的实际流速本讲稿第三十页，共一百二十页典型模拟结果典型模拟结果本讲稿第三十一页，共一百二十页l1、等温等温：反应热效应不大，管径较小，传：反应热效应不大，管径较小，传热很好时，可近似按等温计算。热很好时，可近似按等温计算。l等温时，等温时，两种特殊情况：两种特殊情况：本讲稿第三十二页，共一百二十页l2

15、、绝热绝热：若绝热，则：若绝热，则T=Tr，或者认为，或者认为U=0。l此时，将物料衡算式与热量衡算式合并，可得：此时，将物料衡算式与热量衡算式合并，可得：l：绝热温升：绝热温升，如果在一定范围内视物性为常数，如果在一定范围内视物性为常数，将将不随不随x及及T变化。则：变化。则：lTT0=(xx0)温度与转化率形成一一对应关系，温度与转化率形成一一对应关系，中，中，温度可以由温度可以由T=T0+(xx0)代替。代替。本讲稿第三十三页，共一百二十页本讲稿第三十四页，共一百二十页固定床反应器模型评述固定床反应器模型评述l非理想模型，当平推流模型描述不够满意时采用。非理想模型，当平推流模型描述不够满

16、意时采用。l修正轴向热量、质量返混带来的与平推流模型的偏离。修正轴向热量、质量返混带来的与平推流模型的偏离。l物理模型物理模型：l在拟均相平推流模型上迭加一个轴向返混，与在拟均相平推流模型上迭加一个轴向返混，与 非非理想流动理想流动中介绍的返混模型相同，但增加热扩散中介绍的返混模型相同，但增加热扩散的考虑。的考虑。一、带有轴向返混的一维模型一、带有轴向返混的一维模型本讲稿第三十五页，共一百二十页l稳态，在稳态，在dVR体积中对体积中对A组份做物料衡算：组份做物料衡算：l输入输入l输出输出l反应反应l输入输出反应输入输出反应LdlcA0,FA0,xA0=0,V0cA,FA,xA,VFA,xAFA

17、+dFA,xA+dxAdVR本讲稿第三十六页，共一百二十页l将以上三式合并，得：l式中，EZ为轴向有效扩散系数。l相应，在同样条件下，对dVR做热量衡算：本讲稿第三十七页，共一百二十页l反应：反应：l散热：散热：l输入放热输出散热输入放热输出散热l整理得：整理得：lZ为轴向有效导热系数为轴向有效导热系数本讲稿第三十八页，共一百二十页l边值条件：边值条件：l二阶常微分方程组，两点边值问题。二阶常微分方程组，两点边值问题。l可调用程序求解可调用程序求解本讲稿第三十九页，共一百二十页讨论：讨论：（1）轴向扩散的引入，可以导致温度、浓度分布趋于平缓。轴向扩散的引入，可以导致温度、浓度分布趋于平缓。（2

18、）许多不确定因素可以归结到轴向扩散中。许多不确定因素可以归结到轴向扩散中。（3）轴向扩散可能会造成多重态。）轴向扩散可能会造成多重态。（4）轴向扩散系数与轴向导热系数有一定的函数关系。轴向扩散系数与轴向导热系数有一定的函数关系。（5）经验证明，当床层厚度大于经验证明，当床层厚度大于50倍颗粒直径时，轴向热质扩散倍颗粒直径时，轴向热质扩散（轴向返混）对出口转化率所造成的影响可以忽略不计。（轴向返混）对出口转化率所造成的影响可以忽略不计。本讲稿第四十页，共一百二十页（6 6）轴向扩散系数和轴向导热系数都不是物性参数。轴向扩散系数和轴向导热系数都不是物性参数。其中都包含了流体和固体颗粒双重的贡献。其

19、中都包含了流体和固体颗粒双重的贡献。（7 7）轴向扩散系数和轴向导热系数需通过实验求取或参考轴向扩散系数和轴向导热系数需通过实验求取或参考文献值及通过经验公式求取。文献值及通过经验公式求取。本讲稿第四十一页，共一百二十页二、二维拟均相模型二、二维拟均相模型l二维：轴向和径向二维：轴向和径向l对于径向存在较大的温度差、浓度差的反应器，对于径向存在较大的温度差、浓度差的反应器，一维模型有时不能满足要求，需要考虑径向的温一维模型有时不能满足要求，需要考虑径向的温度浓度分布。度浓度分布。l与一维模型相比，考虑的因素更多，得到的结果与一维模型相比，考虑的因素更多，得到的结果更复杂，各有优缺点。更复杂，各

20、有优缺点。本讲稿第四十二页，共一百二十页模型假定：模型假定：1 1 反应在反应在圆管圆管式反应器中进行。式反应器中进行。2 2 流体在催化剂管内为非理想流动，存在着流体在催化剂管内为非理想流动，存在着轴、径向的质量和热量扩散。轴、径向的质量和热量扩散。3 3 流固相之间没有温度、浓度差。流固相之间没有温度、浓度差。4 4 扩散遵循扩散遵循FickFick扩散定律。扩散定律。本讲稿第四十三页，共一百二十页l在管式反应器中取一微元：在管式反应器中取一微元：drdlRr本讲稿第四十四页，共一百二十页l定常态条件下就环形微元对定常态条件下就环形微元对A A做做物料衡算物料衡算：本讲稿第四十五页，共一百

21、二十页l输入输出输入输出=反应反应l整理得：整理得：本讲稿第四十六页，共一百二十页l热量衡算：热量衡算：本讲稿第四十七页，共一百二十页l输入输出反应输入输出反应l与质量衡算类似，轴向热扩散项可以忽略：与质量衡算类似，轴向热扩散项可以忽略：l动量衡算动量衡算方程与一维模型相同。方程与一维模型相同。本讲稿第四十八页，共一百二十页l边界条件：边界条件：l=0l=L本讲稿第四十九页，共一百二十页l在任意截面上流体的平均温度浓度在任意截面上流体的平均温度浓度本讲稿第五十页，共一百二十页关于模型参数关于模型参数l模型参数是模型的一个重要组成部分，与模型紧模型参数是模型的一个重要组成部分，与模型紧密结合。密

22、结合。l模型参数包含轴径向有效导热系数与扩散系数及模型参数包含轴径向有效导热系数与扩散系数及流体与管壁之间的给热系数。流体与管壁之间的给热系数。l模型参数的取得，与实验条件有关，在具体应用模型参数的取得，与实验条件有关，在具体应用时，要选择尽可能接近应用条件的文献值。时，要选择尽可能接近应用条件的文献值。本讲稿第五十一页，共一百二十页径径向向温温度度分分布布本讲稿第五十二页，共一百二十页非均相模型非均相模型l考虑到流体与催化剂颗粒之间有较大的温度差和浓度差，考虑到流体与催化剂颗粒之间有较大的温度差和浓度差，流固相不能当成一个虚拟的均相处理，派生出了非均相模流固相不能当成一个虚拟的均相处理，派生

23、出了非均相模型。型。l如果再考虑到颗粒内部的温度与浓度梯度，又会产如果再考虑到颗粒内部的温度与浓度梯度，又会产生考虑到粒内温度浓度梯度的模型。生考虑到粒内温度浓度梯度的模型。本讲稿第五十三页，共一百二十页热量传递热量传递拟均相一维拟均相一维平推流模型平推流模型热量传递热量传递带有轴向返混的带有轴向返混的拟均相一维模型拟均相一维模型热质传递热量传递热量传递拟均相二维模型拟均相二维模型热质传递本讲稿第五十四页，共一百二十页固体相热量传递热量传递二维非均相模型二维非均相模型热质传递抽象成为热量传递二维非均相模型二维非均相模型热质传递热量传递流体相本讲稿第五十五页，共一百二十页热量传递考虑颗粒内梯度的

24、二维非均相模型热质传递热量传递流体相 固体相本讲稿第五十六页，共一百二十页模型评述模型评述l考虑的因素越多，模型越复杂，模型参数就越多，模型考虑的因素越多，模型越复杂，模型参数就越多，模型参数的可靠性就越重要。参数的可靠性就越重要。l并非模型越复杂越好。模型复杂增加了实验、计算工作并非模型越复杂越好。模型复杂增加了实验、计算工作量，增加了出错的概率。量，增加了出错的概率。l以简单实用为好。如返混严重，宜用带轴向返混的一维模型；以简单实用为好。如返混严重，宜用带轴向返混的一维模型；径向温差大，宜用拟均相二维模型等。径向温差大，宜用拟均相二维模型等。l非均相模型慎用，非不得已，不用过于复杂的模型。

25、非均相模型慎用，非不得已，不用过于复杂的模型。本讲稿第五十七页，共一百二十页5.4.5 气固相催化反应流化床反应器气固相催化反应流化床反应器流化床反应器的数学模型及设计流化床反应器的数学模型及设计本讲稿第五十八页，共一百二十页l流态化现象流态化现象：使微粒固体通过与气体或液体接触而转：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。变成类似流体的操作。l固体颗粒层与流体接触的不同类型：固体颗粒层与流体接触的不同类型：流体流速增加流体流速增加固固定定床床初初始始流流态态化化散式流态化散式流态化聚式流态化聚式流态化腾涌腾涌稀相流态化稀相流态化液体液体气体气体本讲稿第五十九页，共一百二十页本讲

26、稿第六十页，共一百二十页本讲稿第六十一页，共一百二十页流化床的基本概念流化床的基本概念l当当通通过过床床层层的的流流体体流流量量较较小小时时，颗颗粒粒受受到到的的升升力力（浮浮力力与与曳曳力力之之和和）小小于于颗颗粒粒自自身身重重力力时时，颗颗粒粒在在床床层层内内静静止止不不动动，流流体体由由颗颗粒粒之间的空隙通过。此时床层称为之间的空隙通过。此时床层称为固定床固定床。l随随着着流流体体流流量量增增加加，颗颗粒粒受受到到的的曳曳力力也也随随着着增增大大。若若颗颗粒粒受受到到的的升升力力恰恰好好等等于于自自身身重重量量时时，颗颗粒粒受受力力处处于于平平衡衡状状态态，故故颗颗粒粒将将在在床床层层内

27、内作作上上下下、左左右右、前前后后的的激激烈烈运运动动，这这种种现现象象被被称称为为固体的流态化固体的流态化，整个床层称为，整个床层称为流化床流化床。本讲稿第六十二页，共一百二十页流化床类似液体的性状流化床类似液体的性状l轻的物体浮起；轻的物体浮起；l表面保持水平；表面保持水平；l固体颗粒从孔中喷出；固体颗粒从孔中喷出；l床面拉平；床面拉平；l床层重量除以截面积等于压强床层重量除以截面积等于压强本讲稿第六十三页，共一百二十页本讲稿第六十四页，共一百二十页流化床的优点流化床的优点颗粒流动类似液体，易于处理，控制；颗粒流动类似液体，易于处理，控制；固体颗粒迅速混合，整个床层等温；固体颗粒迅速混合，

28、整个床层等温；颗粒可以在两个流化床之间流动、循环，使大量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；热、质有可能在床层之间传递；宜于大规模操作；宜于大规模操作；气体和固体之间的热质传递较其它方式高；气体和固体之间的热质传递较其它方式高；流化床与床内构件的给热系数大。流化床与床内构件的给热系数大。本讲稿第六十五页，共一百二十页流化床的缺点流化床的缺点l气气体体的的流流动动状状态态难难以以描描述述，偏偏离离平平推推流流，气气泡泡使使颗颗粒粒发发生沟流，接触效率下降；生沟流，接触效率下降；l颗粒在床层迅速混合，造成停留时间分布不均匀；颗粒在床层迅速混合，造成停留时间分布不均

29、匀；l脆性颗粒易粉碎被气流带走；脆性颗粒易粉碎被气流带走；l颗粒对设备磨损严重；颗粒对设备磨损严重；l对高温非催化操作，颗粒易于聚集和烧结。对高温非催化操作，颗粒易于聚集和烧结。本讲稿第六十六页，共一百二十页流化床的工业应用流化床的工业应用l第一次工业应用：第一次工业应用：1922 1922年年 Fritz Winkler Fritz Winkler获德国专利，获德国专利，19261926年第一台高年第一台高1313米，截面积米，截面积1212平方米的煤气发生炉开始运转。平方米的煤气发生炉开始运转。l目前最重要的工业应用：目前最重要的工业应用：SOD(Standard Oil Developm

30、ent Company)IV SOD(Standard Oil Development Company)IV型催化型催化裂化。裂化。本讲稿第六十七页，共一百二十页散式流化和聚式流化散式流化和聚式流化（1 1）散式流态化）散式流态化 随着流体流量的加大，床层内空隙率增大，颗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，人们称这种流化形基本上以平推流形式通过床层，人们称这种流化形式为式为散式流态化散式流态化。本讲稿第六十八页，共一百二十页（2 2）聚式流态化）聚式流态化 在此类流态化形式中

31、，床层明显地分成两部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，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。状态。其二是气泡相：流体以气泡形式通过床层。本讲稿第六十九页，共一百二十页本讲稿第七十页，共一百二十页两种流态化的判别两种流态化的判别一般认为一般认为液固流态化为散式流态化液固流态化为散式流态化而而气固之间的流气固之间的流化状态多为聚式流态化化状态多为聚式流态化。为散式流态化为散式流态化 为聚式流态化为聚式流态化本讲稿第七十一页

32、，共一百二十页本讲稿第七十二页，共一百二十页浓相段和稀相段浓相段和稀相段l当当流流体体通通过过固固体体床床层层的的空空塔塔速速度度值值高高于于初初始始流流化化速速度度但但低低于于逸逸出出速速度度，颗颗粒粒在在气气流流作作用用下下悬悬浮浮于于床床层层中中，所所形形成成的的流固混合物称为流固混合物称为浓相段浓相段。l在在浓浓相相段段上上升升的的气气泡泡在在界界面面上上破破裂裂，气气泡泡内内颗颗粒粒以以及及受受气气泡泡挟挟带带的的乳乳化化相相中中颗颗粒粒将将被被抛抛向向浓浓相相段段上上方方空空间间。这段空间称为这段空间称为稀相段或称分离段稀相段或称分离段。本讲稿第七十三页，共一百二十页颗粒含量颗粒含

33、量床床高高稀稀相相段段浓浓相相段段浓相段和稀相段浓相段和稀相段本讲稿第七十四页，共一百二十页流态化的不正常现象流态化的不正常现象l沟流：由于流体分布板设计或安装上存在问题，使流体沟流：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。效果明显变差。l节流（腾涌）节流（腾涌）本讲稿第七十五页，共一百二十页本讲稿第七十六页，共一百二十页流化床的工艺计算流化床的工艺计算1 1、临界流化速度（初始流化速度）

34、临界流化速度（初始流化速度）颗粒开始流化时的气流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）（气体向上运动时产生的曳力）（床层体积）（固（固体颗粒分率）体颗粒分率）（颗粒密度），即：（颗粒密度），即：本讲稿第七十七页，共一百二十页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。本讲稿第七十八页，共一百二十页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：本讲稿第七十九页，共一百二十页解得：高雷诺数时，动能损失占主导，忽略前一项：解得：本

35、讲稿第八十页，共一百二十页对对中等雷诺数中等雷诺数，两项都要考虑。，两项都要考虑。计算出临界流化速度后要进行验算，看雷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。诺数是否在适用范围之内。2、最大流化速度（带出速度或终端速度）：、最大流化速度（带出速度或终端速度）：当流体对颗粒的曳力与颗粒的重量相等，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：颗粒会被流体带走：CD-曳力系数曳力系数本讲稿第八十一页，共一百二十页l对于单颗粒，有半经验公式：对于单颗粒，有半经验公式：本讲稿第八十二页，共一百二十页 以上计算是针对一个颗粒的，在流化床内由于以上计算是针对一个颗粒的，在流化床

36、内由于颗粒间有相互影响，故逸出速度由此速度值再加颗粒间有相互影响，故逸出速度由此速度值再加以校正而得。以校正而得。uT=FuRe10时，时，Re-F见下图见下图本讲稿第八十三页，共一百二十页本讲稿第八十四页，共一百二十页3、反应器内径的计算：、反应器内径的计算：VG：气流的体积流量：气流的体积流量m3s-1dT：流化床内径：流化床内径mu：气流的空塔流速：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

37、的最低气速与度）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。最高气速之间。本讲稿第八十五页，共一百二十页l例7-1 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l已知催化剂粒度分布如下：l催化剂颗粒密度P=1120kg.m-3l气体密度=1.10kg.m-3l气体粘度=0.0302mPas本讲稿第八十六页，共一百二十页l解l1计算颗粒平均粒径l根据标准筛的规格，目数与直径关系如下：l在两个目数间隔内颗粒平均直径可按几何平均值计算，即本讲稿第八十七页，共一百二十页l2计算起始流化速度（umf）本讲稿第八十八页，共一百二十页l3计算逸出速度（ut）:l设ReP2本讲稿第八

38、十九页，共一百二十页l复核Re值l假设ReP2合理。l由Re=1.3，Re10可得F=1本讲稿第九十页，共一百二十页浓相段高度的计算浓相段高度的计算l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LmfL0。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。l关于浓相段床高的计算通常用计算床层空隙率(f)来获得。l令床层膨胀比R本讲稿第九十一页，共一百二十页l0.2ReP1l1 ReP 200l200ReP500l500ReP n=2.39 l则 Lf=RLmf本讲稿第九十二页，共一百二十页l稀相段也称分离段，主要是用来保证床内因气泡破裂而挟

39、带固体颗粒重新回到浓相段所需空间。l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。稀相段床高的估算稀相段床高的估算本讲稿第九十三页，共一百二十页l例7-2 例7-1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。l解l1计算流化床内径l2计算流化床浓相段床高本讲稿第九十四页，共一百二十页l当0.2ReP1时本讲稿第九十五页，共一百二十页l3计算稀相段床高l4床层总高lL=Lf+L2=53.74+131.36=185.1 cm本讲稿第九十六页，共一百二十页本讲稿第九十七页，

40、共一百二十页床层中气泡行为床层中气泡行为l当当气气体体通通过过床床层层时时一一部部分分气气体体与与颗颗粒粒之之间间组组成成乳乳化化相相，其其余余气气体体以以气气泡泡形形式式通通过过乳乳化化相相。由由于于气气体体上上升升速速度度与与乳乳化化相相速速度度不不同同，存存在在明明显显的的速速度度差差异异，气气泡泡在在上上升升过过程程中中必必然然会会挟挟带带气气泡泡周周围围一一定定量量的的乳乳化化相相物物质质。气气泡泡在在上上升升时时其其尾尾部部形形成成负负压压，将将吸吸入入部部分分乳乳化化相相物物质随其上升，这部分称尾涡。质随其上升，这部分称尾涡。本讲稿第九十八页，共一百二十页l气泡上升时气泡外侧一定

41、厚度的乳化相将随气泡一起上升，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。这部分被称为气泡云。尾涡与气泡云统称为气泡晕。气泡及其周围的流线本讲稿第九十九页，共一百二十页流化床的鼓泡床模型流化床的鼓泡床模型鼓泡床模型对流化床运动形态鼓泡床模型对流化床运动形态作如下简化作如下简化:（1 1）认为床层主体部分气泡）认为床层主体部分气泡大小均一且均匀分布于床层之大小均一且均匀分布于床层之中。中。（2 2）床层中乳化相处于起始）床层中乳化相处于起始流化状态，超过起始流化态的流化状态，超过起始流化态的气体将以气泡形式通过床层。气体将以气泡形式通过床层。

42、鼓泡床模型示意图本讲稿第一百页，共一百二十页（3 3）床层可分为气泡、气泡晕及乳化相三部分。在气泡、）床层可分为气泡、气泡晕及乳化相三部分。在气泡、气泡晕和乳化相之间的传质过程是一个串联过程。气泡晕和乳化相之间的传质过程是一个串联过程。（4 4）在）在 时，进入稀相段的气体只有气时，进入稀相段的气体只有气泡破裂而逸出的气体，故稀相段气体组成与离开浓相泡破裂而逸出的气体，故稀相段气体组成与离开浓相段的气泡中气体组成相同。段的气泡中气体组成相同。本讲稿第一百零一页，共一百二十页反应过程的估算反应过程的估算 在在流流化化床床的的浓相相段段中中，对气气体体中中反反应物物A A而而言，存在如下关系：言，

43、存在如下关系：本讲稿第一百零二页，共一百二十页本讲稿第一百零三页，共一百二十页l根据此表可得根据此表可得A A组分的物料衡算。组分的物料衡算。l以单位气体体积为基准以单位气体体积为基准l（总总消消失失量量）=（在在气气泡泡中中反反应应的的量量）+（转转移移到到气气泡泡晕晕中的量）中的量）l（转转移移到到气气泡泡晕晕中中的的量量）=（在在气气泡泡晕晕中中反反应应掉掉的的量量）+（转移到乳化相中的量）（转移到乳化相中的量）l（转移到乳化相中的量）（转移到乳化相中的量）=（在乳化相中反应掉的量）（在乳化相中反应掉的量）本讲稿第一百零四页，共一百二十页l式中是流化床内总反应速率常数。l对该方程进行积分

44、l边值条件为：本讲稿第一百零五页，共一百二十页l已知cA0，cAf（或xAf），利用该式可求得浓相段床高Lf，进而求出催化剂用量。l已知cA0，Lf，可求得气体的出口浓度cAf（或转化率xAf）。l以反应动力学方程为一级的反应为例：本讲稿第一百零六页，共一百二十页本讲稿第一百零七页，共一百二十页l联解此方程，消除联解此方程，消除cAc，cAe整理后可得整理后可得本讲稿第一百零八页，共一百二十页l由l边值条件l代入l若浓相段床高为Lf，则出口气体浓度及转化率为本讲稿第一百零九页，共一百二十页l若要求出口转化率为xAf，则需浓相段床高Lf为lb，c，e及Kbc，Kce值由经验公式计算。lb的值在0

45、.001-0.01之间。由于该值较小，对计算影响不大。本讲稿第一百一十页，共一百二十页本讲稿第一百一十一页，共一百二十页l例7-3 计算萘氧化制苯酐的流化床反应器气体出口转化率.l已知:l1.催化剂：微球硅胶钒催化剂（同例7-1）l平均粒径 l密度 l2气体性质l气体密度l气体粘度 l扩散系数本讲稿第一百一十二页，共一百二十页l3流化床特性l静床层高 l床层直径 l空隙率 l操作气速l4反应动力学方程 本讲稿第一百一十三页，共一百二十页l解l1计算起始流化速度与逸出速度l2计算操作条件下的空隙率及膨胀比l空隙率 l床层膨胀比 l浓相段高 l稀相段高 本讲稿第一百一十四页，共一百二十页l3计算气泡上升速度本讲稿第一百一十五页，共一百二十页l4计算b，c，e值l取b=0.01l查 图，当 时，本讲稿第一百一十六页，共一百二十页l代入l式中l代入本讲稿第一百一十七页，共一百二十页l5计算 、值本讲稿第一百一十八页，共一百二十页l6计算Kr值本讲稿第一百一十九页，共一百二十页l7计算出口气体中萘的转化率本讲稿第一百二十页，共一百二十页