1、流體流速增加 氣固相催鑑 床反鬧 流態(tài)化現(xiàn)象：使微粒固體通過與氣體或 液體接觸而轉(zhuǎn)變成類似流體的操作。 固體顆粒層與流體接觸的不同類型： 氣體液體 流化床的基本概念 *當(dāng)通過床層的流體流量較小時，顆粒受到的升力 (浮力與曳力之和)小于顆粒自身重力時，顆粒在 床層內(nèi)靜止不動，流體由顆粒之間的空隙通過。此 時床層稀為因定床。 亦隨著流體流量增加，顆粒受到的曳力也隨著增大。 若顆粒受到的升力恰好等于自身重量時，顆粒受力 處于平衡狀態(tài)，故顆粒將在床層內(nèi)作上下、左右、 前后的激烈運動，這種現(xiàn)象被稱為固體的流態(tài)化， 整個床層稱為流化床。 固定床 氣體 (a)固定床 初始或 臨界流化 流化床 -一1 7 :

2、 2 r 冷 m2 ： ： 、 ； ! / t 氣體 氣體 (b)臨界流化床 (C)流化 不同流速時床層的變化 (d)氣流輸送床 輸送床 氣體 6 流化床類似液體的性狀 輕的物體浮起； *表面保持水平； *固體顆粒從孔中噴出； *床面拉平； *床層重量除以截面積等于壓強(qiáng) (a) (b) (c) (d) (e) 流化床表現(xiàn)出類似于液體的特性 （G 輕物浮起譏 b）床面成水平顆粒經(jīng)孔流出構(gòu)成連通器測出壓力降 流化床的優(yōu)點 .1 顆粒流動類似液體，易于處理，控制； * 2 固體顆粒迅速混合，整個床層等溫； * 3 顆粒可以在兩個流化床之間流動、循環(huán), 使大量熱、質(zhì)有可能在床層之間傳遞； * 4 宜于

3、大規(guī)模操作； *乞氣體和固體之間的熱質(zhì)傳遞較其它方式 咼； * 6 流化床與床內(nèi)構(gòu)件的給熱系數(shù)大。 流化床的缺點 * 2 氣體的流動狀態(tài)難以描述，偏離平推流, 氣泡使顆粒發(fā)生溝流，接觸效率下降； * 2 顆粒在床層迅速混合，造成停留時間分 布不均勻； * 3 脆性顆粒易粉碎被氣流帶走； * 4 顆粒對設(shè)備磨損嚴(yán)重； * 5 對高溫非催化操作，顆粒易于聚集和燒 結(jié)。 流化床的工業(yè)應(yīng)用 第一次工業(yè)應(yīng)用： 1922 年 Fritz Winkler 獲德國專利，2926 年 第一臺高 23 米， 截面積 22 平方米的煤氣發(fā) 生爐開始運轉(zhuǎn)。 目前最重要的工業(yè)應(yīng)用： 拿 SOD(Standard Oil

4、 Development Company) IV 型催化裂化。 散式流化和聚式流化 (1)散式流態(tài)化 拿隨著流體流量的加大，床層內(nèi)空隙率增大, 顆粒之間間距加大，而顆粒在床層中分布 均勻，流體基本上以平推流形式通過床層, 人們稱這種流化形式為散式流態(tài)化。 * (2)聚式流態(tài)化 p 在此類流態(tài)化形式中，床層明顯地分成 兩部分。其一是乳化相：固體顆粒被分 散于流體中，單位體積內(nèi)顆粒量類似于 散式流化床的初始流化狀態(tài)。其二是氣 泡相：流體以氣泡形式通過床層。 兩種流態(tài)化的判別 * 一般認(rèn)為液固流態(tài)化為散式流態(tài)化而氣固 之間的流化狀態(tài)多為聚式流態(tài)化。 p 2 *為散式流態(tài)化 * nfRemf-100

5、*為聚式流態(tài)化卩e 弗魯特數(shù)： 2 %=嚴(yán) dpg 雷諾準(zhǔn)數(shù)： Re emf 一 初始流化速度 dp： 顆粒平均粒徑 p , p p: 流體密度，顆粒密度 Lmf： 初始流化時的濃相段床高 De： 流體的擴(kuò)散系數(shù) P : 流體粘度 濃相段和稀相段 *當(dāng)流體通過固體床層的空塔速度值高于初 始流化速度但低于逸出速度，顆粒在氣流 作用下懸浮于床層中，所形成的流固混合 物稱為濃相段。 拿在濃相段上升的氣泡在界面上破裂，氣泡 內(nèi)顆粒以及受氣泡挾帶的乳化相中顆粒將 被拋向濃相段上方空間。這段空間稱為稀 相段或稱分離段。16 15 流態(tài)化的不正常現(xiàn)象 拿溝流：由于流體分布板設(shè)計或安裝上存在 問題，使流體通過

6、分布板進(jìn)入濃相段形成 的不是氣泡而是氣流，稱溝流。溝流造成 氣體與乳化相之間接觸減少，傳質(zhì)與反應(yīng) 效果明顯變差。 節(jié)流（騰涌） 節(jié)涌 溝流 流化床的工藝計算 2 初始流化速度： 拿一一顆粒開始流化時的氣流速度 （氣體向上運動時產(chǎn)生的曳力） = （床層 體積） X （固體顆粒分率）X （顆粒密 度），即: Ap x A = W =（4 厶 nf ）（1 _ mf）（Qs - Qg） =（1 - ）Ss - Pg） *將上式與固定床壓降方程（Ergun 方程）相 結(jié)合，可得臨界流化速度計算式。 *與考慮固定床壓降時的方程對照: 蘭旦+ 1.75 丫上段丫叢 d/ lRem 人殆人久丿 *可以看出所

7、作簡化。 *前一項為粘滯力損失，后一項為動能損 失。 *合并兩式并整理: 15C（l-gmf）f 兔 0嚴(yán)應(yīng)+ 1.75dppgumf Y _pg（APg） 150（1心。丹八_心必（幾一必）* Ergun 方程: *低雷諾數(shù)時， 粘滯力損失占主導(dǎo), 后一項： 忽略 竝爲(wèi) Re 1000 （1 *對于單顆粒，有半經(jīng)驗公式: 23 *以上計算是針對一個顆粒的，在流化床 內(nèi)由于顆粒間有相互影響，故逸出速度 由此速度值再加以校正而得。 UT=FU Rel0 時，F(xiàn)2L Re 2 對應(yīng) 2 Re 10 時，Re-F 見下圖 * 3 反應(yīng)器內(nèi)徑的計算 * VG：氣流的體積流量 * c/T：流化床內(nèi)徑 m

8、 * u u：氣流的空塔流速 m.s1 25 Re10時 *可見，流化床的內(nèi)徑取決于氣流的空塔氣速， 而流化床的空塔氣速應(yīng)介于初始流化速度（也 稱臨界流化速度）與逸出速度之間。即維持流 花狀態(tài)的最低氣速與最高氣速之間。 例& 2 計算蔡氧化制苯酉干的微球硅膠飢 催化劑的起始流化速度和逸出速度 已知催化劑粒度分布如下： 目數(shù) 120 100-120 80-100 60-80 40-60 120 100-120 80-100 60-80 40-60 40 dpi 0.121 0.99 0133 c r u r 0.163 c rcr 0.208 t wcc 0.298 c ccc 0.36

9、0 0.752 0.797 LOBO 0.839 =(0.99+ 0.7 5 2+ 0.797+ 1.680- 0.839+ 0.1 3 曠=0.192mm = 0.0568 * 3計算逸出速度(4): * 設(shè) Rem2 _ d；(Qp-Q)g LI 18/z _ (1.21x10 4)2(1 120-1.1)X9.81 * 2計算起始流化速度（傷 Re* =（33.72+0.040/臥必 一 ） g 113367+ -33.7 l.lx(l 120-I.l)x9.81Y “r (3.02XKT5)2 = 0.2956 m - 18x3.02x10” *復(fù)核 Re 值 _dpnp _ lRlx

10、lOxO.2956x1.1 門 - 3.02x105 *假設(shè) Re,2 合理。 由 Re=23, Re20 可得 F=2 *濃相段高度的計算 催化劑在床層中堆積高度稱靜床層高度 （L。）。在通入氣體到起始流化時，床高 f/_。若繼續(xù)加大氣量，床層內(nèi)產(chǎn)生 一定量的氣泡，濃相段床高（LJ 遠(yuǎn)大于靜 床層咼度O *關(guān)于濃相段床高的計算通常用計算床層 空隙率（ f）來獲得。 _ *令床層月彭月長比 R R = 存丄 厶nf 1 一習(xí) 0.2RePl n= 4.35+17.5 糾 R嚴(yán) I 丿 1 ReP 200 = p.454-181 Re-01 右丿 200ReP500 =4.45Re-1 500R

11、eP n=2.39 則 Lf=RLmf *稀相段床咼的估算 p稀相段也稱分離段，主要是用來保證床 內(nèi)因氣泡破裂而挾帶固體顆粒重新回到 濃相段所需空間。 稀相段床高可由化工原理中非均相分離 過程計算而得，也可由下述經(jīng)驗方程估 算。 L2=1.2xltfZt)Re55 Ar1J 例&2 例&2 中的催化反應(yīng)過程，若操作氣速 取 22cm.s 七催化劑裝填高度L0=20cm,氣體 流量為 222m3hd 試估算流化床內(nèi)徑以及濃 相段、稀相段床高。 解 2/?= = 厶譏 1 - 35 * 當(dāng) 02RepV2H 寸 =4.35 + 17.5 乞RZ 心 k “T 丿 R = 一m =

12、2.687 1-0.8139 計算2. 計算c L92xlO4xO.12xlJ Rep=述苻 4.35 + 1.92XKT4 = 0.8392 X 0.8392-003 =4.379 (0J2 f 一 10.29=0.8139 cm 4VG 厶=%=2.687x20=53.74 36 3.計算稀相段床高 乙=1.2x10厶 Re； Ar U A _ J(pP-p)_(1.92x lO-/xl.1x9.8 1x(1 120-1.1) = (3.02x10* = 917 厶=1 2x 1 x 20 x 0.839 5593.7,J =131.36 * 4 床層總咼 L=Lf+L2=53.74+13

13、1.36=185.1 cm 流化床的熱傳遞 拿流化床的熱量傳遞過程大體可分為：固體 顆粒之間的熱量傳遞；氣體與固體之間的 熱量傳遞；床層與床壁（包括換熱器）之 間的熱量傳遞。 由于流化床中顆粒處于高度運動狀態(tài)， 而 固體的導(dǎo)熱系數(shù)較大，因此傳熱速率很快。 床層中溫度基本上可以認(rèn)為是一致的。cm P流化床層與器壁的給熱系數(shù)直到目前為 止仍只能通過將實驗數(shù)據(jù)歸納成準(zhǔn)數(shù)方 程而獲得。 ( Nu = 0.075(1-RePr-仏丫 I Cp 。丿 流化床層與豎放的換熱器器壁之間給熱 系數(shù)計算式為 0.8 z x 0.66 / 、Cp 丿 l 注意：IAJ是有單位的，其單位為 s.cm-2 床層與橫放的

14、換熱器器壁之間傳熱時, 給熱系數(shù)計算式為 仏(1 一八 Nu = 1.844x 102C0.44 Nu =0.66 Re0 44 Pr03 42 流化床傳熱小結(jié) 水平管的給熱系數(shù)比垂直管低 5-15%, 因此傾向于使用垂直管。 顆粒的導(dǎo)熱系數(shù)和床高對給熱系數(shù)影響 不大； 給熱系數(shù)隨顆粒比熱的增大而增大，隨 粒徑的增大而降低； 流體的導(dǎo)熱系數(shù)入對給熱系數(shù)起最主要 的影響，hw與成正比，n = 2/22/3。 床層直徑的影響難于判定； 床內(nèi)管徑小時給熱系數(shù)大； 床層中氣泡行為 當(dāng)氣體通過床層時一部分氣體與顆粒之間 組成乳化相，其余氣體以氣泡形式通過乳 化相。由于氣體上升速度與乳化相速度不 同，存在

15、明顯的速度差異，氣泡在上升過 程中必然會挾帶氣泡周圍一定量的乳化相 物質(zhì)。氣泡在上升時其尾部形成負(fù)壓，將 吸入部分乳化相物質(zhì)隨其上升，這部分稱 尾渦。 拿氣泡上升時氣泡外側(cè)一定厚度的乳化相將 隨氣泡一起上升，這部分被稱為氣泡云。 尾渦與氣泡 云統(tǒng)稱為氣泡暈。 43 流化床的鼓泡床模型 鼓泡床模型對流化床運動形態(tài)作如下簡化： * (1)認(rèn)為床層主體部分氣泡大小均一且均 勻分布于床層之中。 * (2)床層中乳化相處于起始流化狀態(tài)，超 過起始流化態(tài)的氣體將以氣泡形式通過床反應(yīng)消耗 * (3)床層可分為氣泡、氣泡暈及乳化相 三部分。在氣泡、氣泡暈和乳化相之間 的傳質(zhì)過程是一個串聯(lián)過程。 (4)在石時，

16、進(jìn)入稀相段的氣體 只有氣泡破裂而逸出的氣體，故稀相段 氣體組成與離開濃相段的氣泡中氣體組 成相同。 反應(yīng)過程的估算 拿在流化床的濃相段中，對氣體中反應(yīng)物 A 而 呂，存在如下關(guān)系： 氣泡氣泡暈(c) 傳遞 傳遞 、 乳化 相間交換系數(shù) Kbc = bcb Kce = JSc 傳遞速率 Kbc (cAb CAc) Kg (CAc CAe) 顆粒體積 氣泡體積 反應(yīng)速率 molsm-3 顆粒 mol s m 氣泡 Yb nr/Ab) Ye Ye V(CAe) 以 () 47 *根據(jù)此表可得 A 組分的物料衡算。 以單位氣體體積為基準(zhǔn) * （總消失量）=（在氣泡中反應(yīng)的量）+ （轉(zhuǎn)移到氣泡暈中的量） * （轉(zhuǎn)移到氣泡暈中的量）=（在氣泡暈中 反應(yīng)掉的量）+ （轉(zhuǎn)移到乳化相中的量） （轉(zhuǎn)移到乳化相中的量）=（在