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1、第七章第七章 流化床反应器流化床反应器颗粒处于运动状态而容器内床层又具有明显的界面，称为流化床。讲授内容讲授内容1 流化床与流化态2 流态化的各种状态3 流化床床层压降4 特征流速5 气泡及其行为6 分布板与内构件7 乳化相的动态8 颗粒的带出和扬析9 流化床反应器的模拟和放大一、流化床与流态化流化床 颗粒处于运动状态而容器内床层又具有明显的界面，称为流化床。流态化 使固体颗粒具有像流体一样的流动性质，称之为流态化。I:I:avia.aviavia.aviI:I:avitsghlh.aviavitsghlh.avi流化床反应器fluidized reactoraviavi 丙烯腈流化床丙烯腈流
2、化床.aviavi流化床的优、缺点优点：(1)传热效能高，床内温度易于维持均一(2)可方便地输送固体粒子(3)可以使用细粒子催化剂，充分发挥催化剂的效能 缺点：(1)气固两相接触不够有效；(2)粒子的全混，造成气体的部分返混，减小了反应速度和造成副反应的增加。(3)粒子的磨损和带出造成催化剂的损失。二、流态化的各种状态 当流体向上流过颗粒床层时，如流速较低，则流体从粒间空隙通过时粒子不动，这就是固定床；如流速渐增，则粒子间空隙率将开始增加，床层体积逐渐增大，当流速达到某一限值，床层刚刚能被流体托动时，床内粒子就开始流化起来了，这时的流体空床线速称为起始流化速度(umf)。对于液固系统，流体与粒
3、子的密度相差不大，故umf一般很小，流速进一步提高时，床层膨胀均匀且波动很小，粒子在床内的分布也比较均匀，称作散式流化床，对气固系统而言，气速超过umf 后，就出现气泡，通称鼓泡床。气速愈高，气泡的聚并及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。在流化床中，床面以下的部分称密相床，床面以上的部分因也有一些粒子被抛掷和夹带上去，故称稀相床。密相床中形如水沸，故又称沸腾床。如床径很小、而床高与床径比较大时，气泡在上升过程中可能聚并增大甚至达到占据整个床层截面的地步，将固体粒子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。随着气速的加大，流化床中的湍动程
4、度也跟着加剧，压力脉动的幅值减小，此时的情况叫湍流床。当气速超过了粒子的带出速度ut时，粒子就会被气流带走。也称气力输送。三、流化床床层压降均匀砂粒床层压降与气速的关系 图是床层压降随着空床流速u0的增加而改变的情况。在流速较低时为固定床状态，在双对数纸上P与u0约成正比。由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动开来，所以需要比静床压力(WAt)稍大一点的P，一旦粒子已经松动，压降又恢复到(WAt)之值。流速进一步增加，则压降基本不变，故流化床的压降可如下计算：流化床的压降计算公式 Lmf及mf为床层颗粒开始流化时的床层高度和空隙率，s及f则分别为固体和流体的密度。四、特征流速1.起始流化速度(u
5、mf)：是指刚刚能够使粒子流化起来的气体空床流速。如将固定床压降公式与流化床压降公式等同起来，并做适当的简化，可以导出起始流化速率：对于小粒子：对于大粒子 计算时，应将所得umf值代入ReP=dPumf/，检验是否符合规定的范围。当气速增大到某一定值时，流体对粒子的曳力与粒子的重力相等，则粒子就会被气流所带走。这一速度称带出速度。对于球形粒子：2.带出速度u t utumf 的范围大致在1090之间，粒子愈细，比值也愈大，表示从能够流化起来到被带走为止的这一范围就愈广。5.流化数 操作气速u0与起始流化速度之比称为流化数。一般流化数F0在1.510(F0=u0umf)。但也有高到几十甚至几百的
6、3.utumf 的范围 常用的操作气速在0.150.5m/s左右。对热效应不大，反应速度慢，催化剂粒度细，筛分宽，床内无内部构件和要求催化剂带出量少的情况，宜选用较低气速，反之则宜用较高的气速。4.操作气速图7.11气泡及其周围的流线情况 五、气泡及其行为五、气泡及其行为1.气泡的结构 据研究，不受干扰的单个上升气泡的顶是呈球形的，尾部略为内凹，在尾部区域，由于压力比近傍稍低，颗粒被卷了进来，形成局部涡流，这一区域称为尾涡。在气泡上升的途中，不断有一部分颗粒离开这一区域，另一部分颗粒又补充进来，这样就把床层下部的颗粒夹带上去而促进了全床颗粒的循环与混合。在气泡小，气泡上升速度低于乳相中气速时，
7、乳相中的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，在泡外形成一层所谓的气泡云。云层及尾涡都在气泡之外，且都伴随着气泡上升，其中所含粒子浓度也与乳相中几乎都是相同的，二者浑然一体，故可总称之谓气泡晕。2.气泡的速度和大小 在实际床层中，气泡成群上升，气泡群的上升速度ub一般用下式计算：单个气泡的平均上升速度ubr 气泡上升时不断增大，但气泡的长大并不是无限的，如床径足够地大，不致形成节涌，则当气泡长大到一定程度后就将失去其稳定性而破裂。对于最大稳定气泡直径目前还没有可靠的计算式。3.气泡云与尾涡 在单个气泡的平均上升速度ubruf 时，气泡内外由于气
8、体环流而形成的气泡云变得明显起来，其相对厚度可按下式作近似估算：二维床RC及Rb分别为气泡云及气泡的半径。三维床三维床在气泡中，气体的穿流量q可用下式表示：二维床气泡云与气泡的体积比 C VCVb，整个气泡晕与气体积比便为全部气泡所占床层的体积分率 在气泡晕中存在着大量粒子，其所含粒子与气泡体积之比为：4.气泡、气泡晕中的粒子含量 在气泡中，粒子的含量是很小的，约在0.0010.01左右，通常忽略不计：其余的粒子全在乳化相中，故乳化相中粒子体积与气泡体积之比可由下式求出：六、分布板与内构件1.分布板 分布板设计的好坏对流化床操作有很大影响。工业使用的型式大致如图所示。(a)及(b)是单层的筛板
9、设计。凹形筛板可抵消气体易从床中心处偏流的倾向、强度也较高，能承受热膨胀，故在大直径床中常采用，筛板虽有可能漏料和在板上出现死区，但如颗粒流动性能好，筛孔气速足够高，而且压降适当，是最简单适用的。(c)是保持适当间隙的多层筛板所组成的分布板结构，下层板孔大而数少，起控制压降的作用，愈往上的各层，孔数愈多而愈小，便于气体均布。图 分布器的若干形式 (d)是有夹层填料的分布板，填料还能起到使原料气充分混合的作用。(e)是由管栅组成的分布器，如近代乙烯氧氯化法及丙烯氨氧化法等大装置中都采用。依靠管上严格制作的限流小孔来控制压降，以保证整个大床截面上的进气均匀。同时因空气与原料气可分路进入，一旦混合就
10、已进入到了流化床中，因此避免了爆炸的可能性。近分布板的区域，气流从孔内射出速度很高，气固接触剧烈，传热、传质速率高，因此转化快。一般认为其影响范围大致在250mm的高度左右。为了保证流化均匀而稳定，分布板需有足够的压降，一般选取分布板压降Pd为床层压降Pb的1020，最小也不应小于35cm水柱。通常分布板开孔率取约1，。2.内部构件 为了传热或控制气固间的接触，常在床内设置内部构件。如垂直管、平管，多孔板、水平挡网和斜片百叶窗挡板等。其中以垂直管最为常用。它往往同时具有传热，控制气泡聚并甚至减少颗粒带出的作用。水平构件对颗粒和气体的上下流动起一定的阻滞作用，从而导致床内产生明显的温度梯度和浓度
11、梯度。复杂形式的内部构件造成的影响也复杂，在放大时会造成困难，工业上以易于放大为宜。图7.1-6 床内颗粒运动示意 七、乳化相的动态七、乳化相的动态 一般认为除部分气体以起始流化速度流经粒子之间的空隙外，多余的气体都以气泡状态通过床层，因此人们常把气泡称作气泡相、把气泡以外的密相床部分称作乳化相。由于上升气泡的尾涡中夹带着颗粒，它们在途中又不断与周围的颗粒进行着交换，所以在气泡流动剧烈的地区，大量颗粒被夹带上升，而在其余的地区则下降，形成如图所示的循环。这种循环相当剧烈，所以即使在直径几米的大床中，也不过几分钟就混匀了。所以自由床中颗粒可认为是全混的。乳相中气流的状况则比较复杂。在流速较小时，
12、乳相中的气体以相当于起始流化状态的速度往上流动，而在u0umf611时，乳相中的回流气量将超过上流气量，按净流量算，就成往下流的了。扬析速度：式中:为粒径为dp的粒子的重量，W为床层粒子的总重量，Ks称为扬析常数，它与气体流速的关系大致为：n值约在47之间。八、颗粒的带出和扬析八、颗粒的带出和扬析 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去，这种现象称为扬析。当气泡在密相床层表面爆破时，将大量固体颗粒抛掷进稀相空间。随着气流的上升，粒子将按粗细的顺序陆续地沉析下来。当达到某一高度后，能够被重力分离下来的颗粒都已沉析下来，只有带出速度小于操作气速的那些颗粒才会被带上去。在此以上的区域颗粒的含量就近于恒定，这一高度便称作分离高度，旋风分离器的第一级入口理应安置在这一位置上。分离高度示意图九、流化床反应器的模拟和放大1.数学模型两相模型：气相乳相 上流相(气+固)下流相(气+固)气泡相乳相三相模型：气泡相上流相(气+固)下流相(气+固)气泡相气泡云乳相四区模型：气泡区泡晕区乳相上流区乳相下流区 对于气、乳两相的流动模式则一般认为气相为活塞流，而对乳相则有种种不同的处理(活塞流、全混流、部分返混流、环流或对其流动模式不加考虑等)。