第七章 流化床反应器

ΔPd 为床层压
ΔPb 的 10%～20%，开孔率约 1%。 u or ：
2 Δp d
设计筛孔分布板，先求小孔阻力系数，在求小孔气速
' ( u or = c d
ρ
π
)1 / 2
定出开孔数
N or ：
2 N or = u o /( d or or ) 4
2．内部构件：为了传热或控制气——固间接触，常在床内设置内部构件。 7.1-6 乳相的动态
500 < Rep < 200,000
130
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CD =
24 0.8431g
φs
Rep < 0.05 Rep 2 × 10 3 < Rep < 2 × 10 5
0.065 C D = 5.31 − 1.88φ s
Rep < 0.4
可利用公式，可用来考察对于大，小粒子范围的大小 细粒子
U br
u br = 0.711( gd b )1 / 2
d b = 0.853 1 + 0.272(U − U mf )
[
]
1/ 3
(1 + 0.0684 ρ )1.21
0.7
(U − U mf ) ⎡ At 4 / 7 ⎤ 1.5 g 1 / 7 + 1 ( ) ⎥ d b = 1.28 ⎢ 2/7 no g 0.3 ⎢ (U − U mf ) ⎥ ⎣ ⎦
3
(二维床)
(三维床)
Rc , Rb 分别为气泡云及气泡的半径
三维床指一般的圆柱形床，二维床为截面狭长的扁形床 气泡中气体的穿流量 q
q = 4u mf Rb = 4u f ε mf Rb
(二维床 )
q = 3u mf πRb2 = 3u f ε mf πRb2
尾涡体积
(三维床)
Vw ，可约为气泡体积的 1/3
Vw ≈ 1/ 3 Vb
气泡云与气泡的体积比
α c = Vc / Vb , 整个气泡晕与气泡的体积比 α δb
u o − u mf ub
α = (Vc + Vw ) / Vb = α c + α w
全部气泡所占床的体积分率
u o = u bδ b + u mf (1 − δ b − αδ b )
δb =
134
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7.2 流化床中的传热和传质 7.2-1 床层与外壁间给热 流化床的优点之一是传热效率高，床层温度均一。 流 化 床 与 外 壁 的 给 热 系 数 比 空 管 及 固 定 床 中 都 高 ， 一 般 在 400 ～ 1600 J / m ⋅ h ⋅ K 左右。
2
确定
hw 所用的给热系数定义式 q = hw Aw ΔT Aw − − − −传热面
L f − Lmf Lf
=
u o − u mf u b − u mf (1 + α )
≈
4．气泡中的粒子含量
rb =
全部气粒中粒子的体积 全部气泡的总体积
rb 值约在 0.001～0.01 左右
在气泡晕中，存在着大量粒子，所含粒子与气泡体积之比
132
rc
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rc = (1 − ε mf )
U mf
一般很小。
U mf
（细粒）气速超过
U mb 为鼓泡床（粗粒） ，
流化床中，床面以下为密相床，床面上为稀相床。
Ut ） 。快速
128
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D 类有过大，只在喷动床中才能较好流化。
7.1-3 特征流速 1．起始流化速度（
U mf
）
可用测床层压降变化来确定。
ΔP =
W = Lmf (1 − ε mf )( ρ p − ρ ) ⋅ g At
因此上面三式可变为
d pU mf ρ
μ
U mf =
大粒子
2 U mf =
⎡ ⎤ d3 p ρ (ρ p − ρ )g 2 = ⎢(33.7) + 0.0408 ⎥ 2 μ ⎢ ⎥ ⎣ ⎦
1650 μ g Rep < 20
1/ 2
− 33.7
2 dp (ρ p − ρ)
d p (ρ p − ρ ) 24.5ρ
Lf o
式中：
ΔT − − − −整个床高的积分平均值
∫ ΔT =
hw d p
(T − Tw )dt
Lf
λ ϕ=
= 0.16(
cpμ
λ
) 0.4 (
d p ρu o
μ
) 0.76 (
c ps ρ p cpρ
) 0.4 (
2 u o − u mf Lmf 0.36 uo ⋅ ) −0.2 ( ) gd p uo Lf
U mf U mf
g
Rep > 1000
来检验
将上式计算的 对 B 类颗粒， 2.带出速度
值代入
Rep = d pU mf ρ / μ
与起始鼓泡速率
U mb 相等。
ut
当气速达到某一定值时，流体对粒子的曳力与粒子重力相等，则粒子会被带 走。这一带出速度等于粒子的自由沉降速度。 对球形粒子作力平衡
π
式中
2 ( ρ p − ρ ) g / 18μ dp ut = 2 = 91.6 U mf d p ( ρ p − ρ ) g / 1650 μ
大粒子
Rep > 1000
⎡ 3.1dp( ρ p − ρ ) g ⎤ ⎢ ⎥ ρ ut ⎣ ⎦ = 1/ 2 u mf ⎡ dp( ρ p − ρ ) g ⎤ ⎢ ⎥ ⎣ 24.5 ρ ⎦
hw d p
λ
= 0.01844c R (1 − ε f )(
流化床内四类区域
⎧1.床层上有一比较大而稳定的环流 ⎨ 2.近分布板有一较小的不稳定环流。 两种环流 ⎩
7.1-7 颗粒的带出和场析 场析：当气流连续通过床层时，床层内那些带出速度小于操作气速的颗粒将 不断被带出这种现象叫场析。 场析速度：
−
式中
ϖ 1 dw = Ke At dt W
ω -----粒径为的粒子重量
131
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气泡群的上升速度
ub
u b = U o − U mf + 0.711( gd b )1 / 2
u b = φ ( gd b )1 / 2
反映了床径 dt 对气泡上升速度的影响
⎛ 0.64 ⎜ φ = ⎜1.6d t0.4 ⎜ ⎝ 1 .6
3.
dt < 10cm 10cm < dt < 100cm dt > 100cm
可见
1/ 2
= 8.72
u t / u mf
在 10～90 之间，粒子愈细，比值也愈大。 （为流化数）在 1.5～10 范围的。 1. 1. 气泡结构
操作气速
U o , U o / U mf
7.1-4 气泡及其结构 部分气体以起始流化速度流经粒子间空隙外， 多余的气体以气泡状态通过床层，人们常把气 泡与气泡以外的密相床部分称作泡相与乳相。 气泡在上升过程中，膨胀而增大，不断与乳相 间进行质量交换，所以气泡不仅是造成床层运 动的动力，又是接受物质储藏库。 气泡顶部呈球形， 尾部略凹， 颗粒被卷入， 形成局部涡流，尾涡。气泡小气泡上升速度低 于乳相中气速，乳相中气流可穿过气泡上流， 但当气泡大到其上升速度超过乳相气速时，就 有部分气体穿过气泡形成环流，在气泡外形成气泡云。气云与尾涡都在气泡外， 所含粒子浓度与乳相相同，形成气泡晕。 2.气泡的速度和大小 单个气泡的平均上升速度
U mf
Rep < 20
=
对于大粒子，左侧第二项可略
2 U mf =
φs d p ρ p − ρ 3 ⋅ ⋅ gε mf 1.75 ρ
129
Rep > 1000
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如
ε mf , φ s
都不知道，可近似取
3 1 / φ s ε mf ≅ 14及
1 − ε mf
3 φ s2ε mf
≅ 11
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第七章
流化床反应器（flow-bed reactor）
7.1 流化床中的两相运动(two-phases in flow-bed reactor)
7.1-1 概述(generalization)
一、定义 所谓流态化就是固体粒子像流体一样进行流动的现象。 起始流态化：流体开始流化时流体空床线速为起始流化速度， 膨胀式：膨胀均匀且波动很小，粒子分布均匀。 鼓泡床：气速达到起始鼓泡速度 （沸腾床） 节涌床：床高于与床径比大，气泡在上升过程中可能聚异增大甚至达到占据整个 床层，固体粒子粒子节节的往上柱塞式的推动，直到达到某一位置崩落为止。 湍流床：湍动程度加剧，压力脉幅值减小，粒子带出速度（终端速度 流化床：颗粒从连续的床层变为分散的颗粒。 二、流态化的优点： ①传热效能高，而且床内温度易维持均匀。适用热效应大。 ②大量固体粒子可方便的往来输送。对 cat 迅速失活。 ③粒子细，可以消除内扩散阻力，充分发挥 cat 效能。 缺点： ①气流状况不均，不少气体以气泡状态通过床层。 ②粒子运动基本是全混式，停留时间不一。 ③粒子的磨损和带出造成 cat 的损失，需加旋风分离器回收。 7.1-2 粒子的流态化的性能 颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。 A、B 类颗粒适于流化，A 类（细）颗粒因冲气性好，床层中生成的气泡小， 特别适于催化过程。 C 类过细，粒间有粘附性，气体易呈沟通过，并不适用。
Vc + V w Vb 3u mf / ε mf 0.711( gd b )
1/ 2
rc = (1 − ε mf )[−
− u mf / ε mf
+
Vw ] Vb
re
其余粒子全部在乳相中，乳相中粒子体积与气泡体积之比
re + rb + rc =
1− ε f
δb
=
(1 − ε mf )(1 − δ b )
C D = 0.43
ut =
2 dp (ρ p − ρ ) g
18μ
Rep < 0.4
1/ 3
⎡ 4 (ρ p − ρ ) 2 g 2 ⎤ ut = ⎢ ⎥ ρμ ⎢ 225 ⎥ ⎣ ⎦
⎡ 3.1dp ( ρ p − ρ ) g ⎤ ut = ⎢ ⎥ ρ ⎣ ⎦
对非球形粒子
1/ 2
dp
0.4 < Rep < 500
从图中实线的拐弯点可突出
U mf
起始流化速率也可由公式计算
φ S ε mf
d3 1.75 d pU mf ⋅ ρ 2 150(1 − ε mf ) d pU mf ρ p ρ (ρ p − ρ )g ( ) + ( )= 3 2 3 2
μ
φ s ε mf
μ
μ
对于小粒子，左侧第一项省略
3 ε mf (φ s d p ) 2 ρ p − ρ ⋅ ⋅ g( ) μ 150 1 − ε mf
气泡云与尾涡
u f = U mf / ε mf − − − − − 乳相真实气速 在u br > u f 时，其相对厚度可按下 式计算
2
⎛ Rc ⎜ ⎜R ⎝ b ⎛ Rc ⎜ ⎜R ⎝ b
u br + u f ⎞ ⎟ ⎟ = u −u br f ⎠ u br + 2u f ⎞ ⎟ = ⎟ u br − u f ⎠
W------床层粒子的总重量
n K e ∝ uo
K e ------场析常数
n 在 4～7 之间
气泡愈大，气速愈高，夹带量也越多，因此实际夹带量比单纯时的场析要多。 分离高度：当达某一高度后，能够被重力分离下的颗粒偶以沉积下来，只有 带出速度小于操作气速， 故在此以上区域， 颗粒的含量近乎恒定这一高度称为 （沉 降）分离高度（T.D.H 或 H） 。
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颗粒：由于气泡形成尾涡，夹带颗粒，使得床内颗粒全混。
⎧流速较小时：存在上流和回流区。 ⎪ ⎨气速较大时：回流部分量增大，在u o / u mf > 6 ~ 11时 ⎪ 回流量超过流气量，按净流量算，往下流。 气流：乳相中 ⎩
⎧气泡区 ⎪ ⎪泡晕区 ⎨ ⎪上流区 ⎪回流区 ⎩
(hw d p / λ ) /[(1 − ε f )c ps ρ p / c p ρ ] 1 + 7.5 exp[−0.44( Lh / dt )(c p / c ps )]
Lh − − − −加热面高度
取其中较小的一个。
dt − − − −管径
7.2-2 床层浸没与床内的换热面之间的给热 1. 垂直管
2 ρ πd p 2 1 d (ρ p − ρ ) = CD ( )u t 2 g 4 6 3 p
C D ——曳力系数
C D = 24 / Rep
1/ 2 C D = 10 / Rep
Rep = d p ρu t / μ Rep < 0.4
0.4 < Rep < 500
500 < Rep < 200,000
δb
7.1-5 分布板与内部构件 1.分布板： 设计的好坏对于流化床操作有很大影响。 单层筛板 直形筛板 凹形筛板：可抵消气体从床中心处偏流的倾向，强度也较高。 多层筛板：下层板孔大而数小，起控制压降作用。 夹层填料：使原料气充分混合 管栅分布器： 泡帽板：顶部有一定锥度，防止物料停积。 侧缝锥帽：防止板面上有堆料死区。 原则：气体分布方式很多，以分布均匀，防止积料，结构简单和材料节省为 宜。 为保证流化均匀，稳定，分布板要有足够压降，一般选分布板压降 降，