1、Chapter 7 Fluidized Reactors (流化床反應器) 7-1：Overview （概述） 一.細顆粒床層轉化形式和壓降 （Bed Types and Pressure Drop） 固定床 膨脹床平穩流化聚式流態化節涌氣體輸送固定密相釋相UmfUtmfutu臨界流化速度帶出速度P 固定床的壓降與氣速有關，而流化床壓降與氣速無關與床層重量有關 。 )(AW二.流化床用作反應器的優缺點及應用 （Advantages and Shortcoming） 1.優點： a.換熱性強，適于強放熱反應； b.床層溫度均勻，可在最佳溫度下維持恒溫。 c.對固體催化劑易失活需再生時，移向再生器

2、方 便，固體作為反應物可容易吹入反應器。 d.使用小粒催化劑時不堵管道，利用率高。 2.缺點： a.返混較大，轉化率低； b.催化劑磨損大，活性下降較快 c.放大倍數低，理論不完善。 3.應用： a.氣相氧化等強放熱反應，固體環流的； b.氣固非催化反應（煤和礦石熔燒）； c.催化劑再生的場合。 4.工業上常用的流化床類型 7-2 流化床反應器的一般計算方法 （General Method of Design） .一. 臨界流化速度（umf） (Minimum Fluidizing Velocity) )()1 (150)(75. 13223ggmfpmfsmfggmfpmfsudud23)(

3、ggpgpgd當 時，第一項可忽略（小顆粒） 20epR有 )1()(150)(32mfmfggppsmfgdu當 時，第二項忽略（大顆粒） 1000epR有 32)(75. 1mfggppsmfgdu 可查表（測定），亦可按下式估算 mfs, 聯立求 1413mfs11132mfsmf 二 . 帶出速度 （Maximum Fluidizing Velocity） （Terminal Velocity） )(tu 當氣速增加到對顆粒的浮力=重力時，顆粒就會被氣體帶出，此時的速度稱為帶出速度。顆粒下沉時受到的阻力： gDuFC221F顆粒截面積DC)4(2pd阻力系數球形粒子所受的浮力： gdg

4、p36平衡時：gtpDggpgpgtDgpudCgpdgduFCgd2233238)(66216 所以 )(342gDgpptCdgu阻力系數 可由下圖表知： DC500ReDC層流 4 . 0epRepDRC24過度流epR5004 . 02110epDRC 湍流500epR43. 0DC 層流： Stokos 公式 gggptgdu18)(2過渡： pgggtdgu3122)(2254即湍流： 21)(1 . 3gggptgdu三 . 操作氣速（ ） （Superficial Velocity） 0u 一定介于 與 之間，具體選多少要看情況而定， 傳熱 ，但磨損大，一般由經驗選定： 0um

5、futu0u 4 . 01 . 0105 . 1(00tmfuuuu流化數） 通常流化床的操作氣速在0.150.5 （空塔），可避免催化劑帶出損失，過大磨損，但對熱效應大，反應速度快的可取高一些0.5 。 smsm四 . 床層的膨脹（Expanding of Bed） mfuu0L0床高空隙率 ， ， mfuu mfLmfmfuu fLf 固體體積 )1 ()1 (mffmfmfLALA膨脹比： （一般） 215. 1)1 ()1 (mmfmffLLR估算： a.自由度 和垂直管速 114. 0067. 01517. 0uRsmu92. 06 . 00b.裝有斜擋板及擋網的 192. 0076

6、. 01517. 0uRsmu92. 007. 00R是一個重要的設計參數，可由R反算孔隙率 f五 . 流化床高和床徑的確定 （Height and Diameter of Bed） 1.床高 tffllHlL分離高度 目前只能估算或由經驗給定。 tl2.床徑（ ） td 2004tduAuv)(40smuvdt3.分布板設計分布板的作用是 （1）引發流化，使氣體連續進入流化床。 （2）分布均勻，影響流化質量。 壓降要求：10%床層壓降（可由需要加以調整） 單層篩板 單層凹形篩板 多層篩板 夾層篩板 管式分布器 泡帽等 開孔率 0.121.5%（面積）開孔數是銳孔阻力系數算小孔氣速定 六. 內

7、部構件 （Parts inside） 垂直管 斜擋板 擋網 換熱好 返混減少 氣泡小均勻 徑向分布均勻 氣泡變小帶出少 流化平穩 但壓降大 總之，好的流化床應為： a.換熱好 b.流化均勻，平穩。 c.接觸面積大（ 小） pdd.帶出少 73 流化床中的傳遞（Transfer in Fluidizing-Bed） 一.床層與外壁間的給熱 因流化床具有良好的換熱性，可使流體與顆粒溫度一樣。但器內的熱量要傳出去，由外壁或內冷管。它的傳熱系數很高，超過了固定床。因為顆粒的上下游動可破壞邊界層，強化傳熱。 定義： TAhQwwfLwfwdlTTLTA0)(1:傳熱面文獻公式： 求方法wh計算 4 .

8、076. 004 . 0)()()(16. 0gpgppsgpppwCCudCdh36. 0002 . 020)()(fmfmfpLLuuudgu其中 )(44.0exp5 .71)(1)(pspthgpppsfpwCCLLCCdhhLtdgpepudR0加熱面高管徑二.床層與浸沒于床內的換熱器之間的給熱 1.垂直管 23. 0043. 0)()(1 (01844. 0udCCdhppfRpw66. 08 . 0)()(pppsCC應用范圍0udp221010：管子距床中心位置的校正系數 RC查圖 2.水平管 20000udp44. 0003 . 00)1()()()(66. 0ffstptw

9、uduCdh25000udp3 . 032003 . 00)()()()(420gduuduCdhppstptw有內孔 ：水平管外徑 0td 水平管的導熱系數比豎直管小515%，一般用豎直管的原因。 氣體過氣泡和乳相，而反應實際上是發生在乳相。但它的速度受氣泡云的傳質速度的影響。在催化反應中氣體產物又要反擴散到氣泡中。因此，氣泡起著傳遞動力和儲存產物的作用。 三.氣泡與乳相間的傳質 它周圍的粒子濃度幾乎與乳相相同，但隨氣泡上升。在尾渦中的粒子在上升中不斷與外界乳相交換固體。 在 時間內穿過 距離上的交換。 tddlA的量為 )()()()()(1AeAbbeAeAcbceAcAbbbcAbbA

10、bbCCKCCKCCKdldCudtdnVbu氣泡上升速度 ：氣泡與氣泡暈的交換系數 bcK：氣泡暈及乳相間的交換系數 ceK：總括交換系數 beKcebcbeKKK111)85. 5()(5 . 4)6(4541213bebmfbbcdgDdudQKeD擴散系數 213)(78.6bbmfeceduDK：氣體在乳相中的擴散系數，可取 eDDDDmfe一.流化床內的動態 1.氣泡動態 氣體=氣泡+分散狀態（分子）（ ） mfu小泡 大泡氣泡云（尾渦） 氣泡暈 mfumfu7 4 流化床的數學模型（Math Models in FB） 流化床中的氣體分子分為兩個部分，一部分是以氣泡形式通過床層，

11、氣泡相在上升過程中不斷聚并增大。另一部分是（少量）是以臨界流化速度流過顆粒空隙，稱為乳相。氣泡中的氣體與乳相進行物質和能量的交換進行反應。小氣泡時，乳相可穿過氣泡上流。當氣泡由底向上并聚時，其大氣泡的氣速超過臨界速度，就有部分氣體穿過氣泡形成環流。在氣泡外不與乳相混合的部分稱為氣泡云，氣泡越大其云越薄。氣泡云和尾渦合稱氣泡暈。 流化床中單個氣泡上升的速度為： 21)(711.0bbrdgu成群氣泡上升的速度： 210)(711. 0bmfbdguuumfmffbruuufu當 時產生氣泡云乳相真實氣速相對厚度： 二維床（扁平床） fbrfbrbcuuuuRR2)(三維床fbrfbrbcuuuu

12、RR2)(2尾渦的體積分率：bwwwVVVf尾渦體積比： bwwVV1wwwf氣泡暈的體積比：bccVVwcbwcVVV)(氣泡云與氣泡的體積比：3.乳相動態 氣泡外的那部分床層，有固體顆粒和之間湍流氣體。氣泡上升中在尾渦中夾帶部分顆粒，在途中不斷與周圍交換，故在氣泡攪動下，顆粒被氣泡夾帶上去，又在途中降下來，造成顆粒的上下循環，認為床層的固體為全混的。并且顆粒在一定的粒度分布下效果更好。 上升的氣速較小時上流的氣體較多，回流的氣體較少。當上升的氣速較大時，回流氣速大于上流氣速。存在著上流和回流兩大區。一般說，大氣泡行走的區域為上流區，其它地方為回流區。 三.鼓泡床模型（KL模型） 關于流化床

13、的數學模型有許多種，對氣相和乳相有的認為是活塞型，有的認為是全混流，有的認為是兩相（氣相和乳相）有的認為是三相（氣相、乳相和泡暈相），有的認為是四相（氣泡相，泡暈相，上流相和回流相。）對氣泡有的認為是球形變徑和不變徑。有的考慮單一氣泡，有的則不考慮氣泡的具有形式。而鼓泡床模型則認為三相：（1）氣泡相，乳相和泡暈相。都存在傳遞和反應。 （2） 氣泡直徑不變，分布均勻，呈活塞流流動， 勻速上升，乳相中氣泡含量較少，不計。 （3） 尾渦中的固體顆粒以 上升，隨后與乳相 中的固體相交換，并以 下降。形式循環。 busu（4）乳相中的氣體相對于固體的速度為 不變。 fu以氣體為新基準： 分別為氣泡，泡暈

14、和乳相中固體與氣泡容積比 ecbrrr, ：分別為氣泡向氣泡暈和由氣泡暈向乳相 中的傳遞系數（相間交換系數） cebcKK .：反應速度常數 rK傳遞到乳相的速度=乳相中反應速度 氣泡中消失速率=泡中反應速度+傳到泡暈速度泡暈中消失速度=泡暈中反應速度+傳遞到乳相的速度一級不可逆反應： ereecceeccerccbbcbrcbbcbrbbbACKrCCKCCKKrCCKCKKCCKCKrdldCudtdC)()()()(變換： rececreeceececceKrKCKrCKCCCCK1111)(對crecerccbbcCKrKKrCCK)111()(bfbbCKdldCu積分當L=0時 積

15、分上式 0AibCCCbbfbuCKdldC )()1ln(lnln101000fAbfAbCCbrbAlbrbbKXuLKCCKuLKKCCdluKKdCCbAbArbbrAbCCKKuLuLKKCC00lnexp式中： ),(1111TudfrKKrKKrKbbecercbcrb其中： 可忽略01. 0001. 0br)3)(1(bwmfmfbrmfmfmfcVVuuurcbmferrr)1)(1 ( bmfuuu 0 模型中一個重要參數氣泡直徑的估算非常重要。可調估算： 53.002000)(316.0)(00376.0mfmfbbbuuauuddald2)(0bfbbddd四.氣固非催

16、化流化床模型 固體的焙燒，燃燒反應都可在流化床中進行，且氣體比固體總是過量的。固體顆粒有不變，增大或縮小三種變化。對于加入的固體反應物，有均勻和非均勻之分. 1.粒度均勻的固體顆粒 假設固體在床層中呈全混流 帶入上式 ttBBettEdttExx1)()()1(10對氣膜控制：01)1 (1dtetxxttBBtXB 積分：dtettxttB)1)(1(10)1()1(111)()(1000tBttttttttttBetxetdteetettdetex反應控制時： dtettxtxttBB0331)1 (1)1 (102020303)1 (31)1 ()1 (3)1 ()()1 (1ttttt

17、tttBdetttdtetettdetx 積分： )1 ()( 6)( 63)1 ()( 6)( 631)1()(2131 )()1 (2131)()1 (2)1 (31323220002tBttttttttttetttxetttetttttdettetttdtetet灰分控制：動力學方程式： 0)1 (21)1 (23)1 (323txxBB令211yxB0233qpyy則有：433)49(322ap 333232)1 (212141tpq33233)1 (21411)1 (21027827232722ttadabcabq解出三次方程的根 積分可得：)1 (Bx432)(00149. 0)(162041)(42019)(511ttttxB2.粒