流化床反應器1/90

流態化：固體粒子像流體一樣進行流動現象。一、流態化形式氣泡7.1概述圖7-1流態化各種形式2/90結構簡單傳熱效能高，床層溫度均勻氣固相間傳質速率較高催化劑粒子小，效能高有利于催化劑循環再生催化劑和設備磨損大氣流不均時氣固相接觸效率降低返混大，影響產品質量均一性石油催化裂化丙烯-氨氧化制丙烯腈萘氧化制鄰苯二甲酸酐煤燃燒與轉化金屬提取和加工二、流化床反應器特點三、流化床反應器主要應用3/907.2流化床中氣、固運動

7.2.1流化床流體力學二個特征速度：臨界流化速度、帶出速度（1）臨界流化速度（umf）剛才能使粒子流化起來氣體空床流速。確定umf方法

a.試驗測定（7-1）4/90b.經驗關聯式計算臨界流態化時，對床層受力平衡分析得p1p2即固定床中流動壓降也可由歐根公式計算因為整理得式中，是顆粒形狀系數，部分顆粒值可由手冊查取。是臨界空隙率，其值與顆粒直徑和形狀等相關，也可由手冊查取。若查不到，可由以下二式估算。（7-2）（7-1）5/90式（7-5）代入式（7-2）可導出小顆粒，ReP<20時，歐根公式中第一項可忽略，式（7-2）簡化為：大顆粒，ReP>1000時，歐根公式中第二項可忽略，式（7-2）簡化為：應用以上各式計算時要注意：

a.對含有一定篩分顆粒要用調和平均直徑。（7-5）（7-6）（7-7）（7-8）6/90b.雷諾數中特征尺寸是顆粒直徑，密度和粘度是氣體物性。c.計算所得到要代入到雷諾數中，檢驗選取公式是否符合要求范圍。（2）帶出速度當氣速增大到一定值時，流體對粒子曳力與粒子重力相等，則粒子將會被氣流帶走，此時氣體空床速度即帶出速度，或稱終端速度。顆粒帶出速度等于其自由沉降速度，對球形固體顆粒，可用以下公式計算：式中,xi——顆粒各篩分重量百分數；

dPi——顆粒各篩分平均直徑；

d1，d2——上、下篩目標尺寸。7/90

存在大量顆粒流化床中，粒子沉降會相互干擾，按單個粒子計算帶出速度需校正。式中，校正系數F0可由右圖查取。注意：以上各式求得ut也都需代入到Rep中檢驗。（7-14）（7-15）（7-16）8/90討論：流化床操作氣速

（i）流化床中，氣體操作流速下限是umf，上限是ut。小顆粒大顆粒（ii）細顆粒床層中，氣體操作流速范圍更寬。（iii）實用操作氣速確實定a.流化數b.9/90（3）流化床膨脹比流化床體積與起始流化時床層體積之比。

膨脹比是流化床反應器設計主要參數，影響原因比較多，如顆粒尺寸、物性，流體流速和物性，床層尺寸和內部構件形式等。右圖反應了氣速和床徑對膨脹比影響。由圖可見，氣速越大，床徑越小則膨脹比越大。R值普通在1.15~2之間。

（7-20）10/90解：算術平均值（小顆粒）（7-7）（7-7）

例題11/90，由式（7-14）由帶出速度校正系數圖，查得F0=1，故不需校正。12/907.2.2氣泡及其行為氣泡云（1）氣泡結構氣泡氣泡暈（氣泡云+尾渦）氣泡暈中粒子濃度與乳化相相同，包在氣泡周圍，伴伴隨氣泡一起上升。

流化床層由固體顆粒密集區域（乳化相）和固體顆粒極少區域（氣泡相）組成，氣泡結構和行為是分析流化床特征和建立數學模型基礎。{（2）氣泡速度氣泡上升速度是影響氣泡相與乳化相之間傳質和傳熱主要原因。依據不一樣模型和試驗數據，整理出一些經驗公式。7-1013/90a.單個氣泡上升速度式中，db——氣泡直徑，cm；

g——重力加速度，980cm/s2。b.氣泡群上升速度

實際上床層內氣泡大小是不均勻，且是不停長大，有些人提出一些不一樣經驗式。因為氣泡行為復雜性，現有經驗公式都存在一定不足。c.氣泡中氣體穿流量式中，Rb——氣泡半徑，cm。（7-28）（7-29）14/90（3）氣泡云與尾渦（i）氣泡云相對厚度式中，為乳相中真實氣速。（7-39）（7-40）注意：氣泡云實際厚度為RC－Rb。（ii）氣泡中氣體穿流量（7-41）（7-42）15/90（iii）尾渦體積分率式中，（7-43）

由圖7-11可見，fw與顆粒粒徑、形狀等原因相關。圖7-11尾渦體積與粒徑關系16/90（iv）氣泡云、氣泡暈與氣泡體積比（7-45）（v）氣泡占床層體積分率

假設：進入床層氣流分為兩個部分，一部分是以ub流動氣泡，另一部分則以umf在乳相中流動。床層到達臨界流態化以后，床層高度增加部分完全是氣泡所作貢獻。對氣流進行物料衡算（7-46）故（7-47）或17/90（4）床層中各部分顆粒含量與氣泡體積之比（i）氣泡中顆粒含量（7-48）通常可忽略。（ii）氣泡暈中顆粒含量（7-49）（iii）乳相中顆粒含量因為氣泡暈中情況與乳相相同，即相當于臨界流化狀態，將式（7-40）關系引入，可導得：（7-50）（7-51）18/907.2.3乳相動態

乳相是指床層中氣泡相之外區域。該區域內顆粒密集，是發生化學反應主要場所。（1）床層中顆粒流動

在上升氣泡作用下，乳相中顆粒形成上下循環和雜亂無章隨機運動。這種運動促使顆粒快速混合均勻。圖7-12顆粒運動示意圖注意：顆粒運動規律與床層結構相關。淺床層：中心下降，外圍上升。深床層：中心上升，外圍下降。在按裝擋板或擋網等內部構件床層中，顆粒自由運動受到妨礙，其行程變得愈加復雜。19/90（2）粒度及粒度分布影響依據顆粒粒度大小對床層流化性能影響，將顆粒分為4類。

A類：細顆粒，粒度范圍20~100μm。

B類：較粗顆粒，粒度范圍40~500μm。

C類：易黏結顆粒，粒度范圍<30μm。

D類：粗顆粒，粒度范圍>600μm。

確定顆粒粒度標準：

a.顆粒粒徑應在A類或B類范圍內。

b.顆粒應含有適當粒度分布。討論：為何流化床中顆粒要有一定粒度分布？圖7-7依據流化特征粒子分類20/90（3）乳相中氣體流動情況

流化床中，大部分氣體以氣泡形式經過床層，乳化相中氣量極少，甚至可忽略，但它返混對化學反應影響往往并不能被忽略。

乳化相中氣體流動較復雜，存在位置隨機改變向上流區域和回流區域。向上流區域：以umf速度向上流動氣體；回流區域：被大于umf速度向下回流顆粒所吸附和裹夾氣體。定常態操作時床層截面上平均上流與回流量大致恒定。當氣速增大時，回流量對應增大。當流化數u0/umf>6~11時，乳化相中氣體回流量將超出上流量，凈流量成為向下流動了。21/907.2.4分布板與內部構件一、分布板（1）分布板類型圖7-14分布器若干形式22/90（2）設計或選擇分布板基本要求氣體分布均勻，預防積料，結構簡單，材料節約，壓降合理。二、內部構件（1）種類垂直管、水平管、多孔板、水平擋網、斜片百葉窗擋板，等。（2）作用傳熱，控制氣泡聚并，改變氣-固相流動和接觸情況，降低顆粒帶出。23/907.3.1床層與外壁間傳熱床層內傳熱主要包含：固體顆粒之間、顆粒與流體之間、床層與換熱面之間傳熱。因床內溫度均一，前二項可忽略。床層與換熱面之間傳熱系數由下式定義（7-61）

該式是由大量試驗數據關聯得到，適用面較廣，誤差小于±50%。7.3流化床中傳遞過程（7-59）式中，Aw——傳熱面積；ΔT——床層與壁面間平均溫差。

hw——給熱系數，可用經驗關聯式或關聯圖計算。（i）關聯式計算24/90（7-62）式中，Lh——換熱面高度；

dt——床層直徑；

Ψ——無因次量，由圖7-25查取。

設計時，可取以上兩式分別計算，然后選取其中較小hw值計算傳熱量。3.7.2床層與浸沒于床內換熱面之間傳熱也有許多經驗關聯式，此處僅以垂直管為例。（7-63）單位：s/cm2應用范圍：（ii）關聯圖計算平均偏差：±20%圖7-25器壁給熱系數關聯圖25/90cR——管子距床中心位置校正系數，可由下列圖查取。

由圖可見，將垂直管安裝于距床層中心1/3半徑處，傳熱系數較高。rR

圖7-26cR－r/R關聯圖26/90解：（1）計算器壁給熱系數（2）計算床層中心垂直管壁給熱系數查圖7-25得，將及相關數據代入式（7-62）計算得床層中心：cR=1，將數據代入式（7-63）計算得27/90在r/R=1/2

處，查圖7-26得cR=1.72，故故28/907.3.3顆粒與流體間傳質

流化床中主要考慮粒子與流體間傳質，關鍵是確定其傳質系數kG。計算經驗關聯式可由文件查取，應用時要注意公式適用條件和范圍。（7-66）適用條件和范圍：液-固流化床a.b.適用條件和范圍：液-固和氣-固流化床（7-67）29/907.3.4氣泡與乳相間傳質

相間傳質路徑，見圖7-27。

氣泡氣泡暈乳相設氣泡在dt時間內在床層上升dl距離，以單位氣泡體積為基準組分A傳遞速率為：圖7-27相間交換示意圖（7-68）由式（7-68）可導得總括交換系數與相間交換系數與關系以下：（7-69）30/90單個氣泡與外界交換組分A量為式中，穿流量

擴散傳質系數由下式估算：（7-71）（7-70）（7-42）式（7-70）與式（7-68）比較，可得（7-72）（7-73）式中，De——氣體在乳相中擴散系數，其值在31/90解：（1）32/90（2）氣泡直徑對相間交換系數影響較為顯著，氣泡直徑增大，相間交換系數減小。33/90（3）氣速對總括交換系數影響較小。討論：提升相間交換系數辦法？34/90

建立數學模型目標是要定量地分析影響流化床性能各個參數之間數學關系，處理反應器放大和控制以及相關最優化問題。7.4.1模型類別（1）簡單均相模型全混流模型活塞流模型{（2）兩相模型氣泡相（活塞流）—乳化相（活塞流）氣泡相（活塞流）—乳化相（全混流）{（3）三相模型氣泡相—上流相（氣+固）—下流相（氣+固）氣泡相—氣泡云—乳化相{

其它還有氣泡模型、四區模型等，有些模型還考慮了分布器和自由空間等影響。7.4流化床數學模型35/90

以上各種模型，大多數以氣泡直徑作為模型參數，依據氣泡直徑是否可變分為以下幾個情況：（1）各參數為常數，不隨床高改變，也與氣泡情況無關；（2）各參數為常數，不隨床高改變，用一恒定不變當量氣泡直徑作為模型可調參數。（3）各參數與氣泡大小相關，氣泡大小隨床高改變。迄今為止，已提出很多流化床數學模型，也有一些應用實例與實際情況比較符合，但尚無一個被公認為可普遍使用數學模型。下面以兩種比較經典兩相模型和鼓泡床模型為例，介紹建立數學模型思緒。36/907.4.2兩相模型（1）物理模型如圖7-28所表示。（2）基本假設圖7-28（7-79）37/90（3）模型參數模型參數為氣泡直徑，依據基本假定可導出其表示式。設單位體積床層中氣泡個數為Nb，單個氣泡體積為Vb，上升速度為ubr。由基本假設①由基本假設②即整理得（7-82）

以下以一級不可逆反應為例討論流化床反應器兩相模型。38/90一、乳化相流況為全混流（1）數學模型對床層高度為l處氣泡作物料衡算因為乳化相是全混流，ce為常數，故上式可直接積分。利用邊界條件l=0，cb=ci，積分上式得：按單位床層截面對乳化相作物料衡算⑤④+②+①+③=+=++（7-83）（7-84）kc是以乳相體積為基準定義反應速率常數。①③②④⑤cico(ce)o(cb)o39/90上式化簡得式（7-83）~式（7-85）和式（7-80）及式（7-81）聯立可解得由床層出口總物料衡算（7-87）式中，相關符號定義以下：（7-85）（7-86）（7-88）40/90二、乳相為平推流（1）數學模型對床層任一處高度為dl一段床層作物料衡算對床內高度為l處單個氣泡作物料衡算式中，kC是以床層乳化相體積為基準定義反應速率常數。利用式（7-88）定義幾個關系式代入物料衡算方程化簡得模型方程以下：（7-89）（7-83）（A）（B）41/90（2）邊界條件（3）模型求解式（A）和式（B）聯立，消去ce得：依據二階常系數線性微分方程通解得（7-90）（7-91）（7-92）式中，42/90A1、A2是積分常數。將邊界條件代入式（7-91）得：上式對l求導，再代入式（A）得將l=Lf

代入上面二式，可得到反應器出口處反應組分在氣泡相和乳化相中濃度(cb)o和(ce)o。對反應器出口處反應組分進行衡算得：代入相關濃度表示式得（7-94）43/90采取兩種模型對臭氧分解反應計算結果。（7-94）（7-87）44/9045/90解：假設Re<20，由式（7-7）計算umf。校驗上式適用。流化床高臨界流化床高其中故46/90（1）用乳相全混兩相模型計算47/90由式（7-87）當X很大時故（2）用乳化相為活塞流兩相模型計算解得：48/90由式（7-94）忽略式中最終一項，代入數據計算得

從兩種模型計算結果看，乳化相為全混流兩相模型計算結果與實際情況更靠近。49/90第八章氣液兩相反應器50/908.1概述

氣-液相反應是一類主要非均相反應。主要分為二種類型：（1）化學吸收：原料氣凈化、產品提純、廢氣處理等。（2）制取化工產品a.b.c.（淤漿床）51/908.1.1氣液相反應設備（1）塔式板式塔填料塔{（2）釜式

鼓泡塔、噴霧塔52/908.1.2氣液傳質雙膜模型

1924年由Lewis和Whitman提出。基本論點：（1）氣液界面兩側分別有一呈層流流動氣膜和液膜，膜厚度隨流動狀態而改變。（2）組分在氣膜和液膜內以分子擴散形式傳質，服從菲克定律。（3）經過氣膜傳遞到相界面溶質組分瞬間溶于液相且到達平衡，符合亨利定律，相界面上不存在傳質阻力。（4）氣相和液相主體內混合均勻，不存在傳質阻力。全部傳質阻力都集中在二層膜內，各膜內阻力能夠串聯相加。雙膜模型解釋反應過程示意圖假設：溶劑不揮發，氣體中溶質以外組分不溶解。反應完全發生在液膜和液相主體中。

δGδLMainbodyofgas53/908.2氣液相反應宏觀動力學

氣液相反應是傳質與反應過程綜合，其宏觀反應速率取決于其中速率最慢一步，即控制步驟。如反應速率遠大于傳質速率，則稱為傳質控制（氣膜或液膜擴散控制），宏觀反應速率在形式上就是對應傳質速率方程。如傳質速率遠大于反應速率，稱為反應控制，宏觀反應速率就等于本征反應速率。假如傳質速率與反應速率相當，則宏觀反應速率要同時考慮傳質和反應影響。了解氣液反應控制步驟，是對過程進行分析和設備選型主要依據。54/90氣液相反應類型

依據反應速率相對快慢，分為以下八種類型。（1）瞬間快速反應（2）界面反應55/90（3）二級快速反應（4）擬一級快速反應56/90（5）二級中速反應（6）擬一級中速反應57/90（7）二級慢速反應（8）極慢反應58/908.2.1基礎方程可由雙膜理論和菲克定律導出。設反應為

定常態條件下，在單位面積液膜中取一厚度為dz微元層，對組分A作物料衡算：整理得（8-12）同理可得

此二式即二級不可逆氣液反應基礎方程，依據不一樣類型氣液反應邊界條件，可得到不一樣特解。59/90不一樣類型氣液相二級反應宏觀速率式δLδR反應面相界面cAipApAiCBL（1）瞬間快速反應如圖，反應僅在反應面上，反應面左側只含A，右側只含B。所以，反應面兩側擴散傳質均不受化學反應影響。即邊界條件：60/90將二階微分方程積分得到液膜中A濃度分布為：定常態操作時，單位界面上反應量等于擴散通量，即將A濃度分布對z求導后代入上式得式中，，稱為液膜傳質系數。，稱為瞬間反應增強系數。物理意義是氣液反應條件下組分A消失速率與最大物理吸收速率之比。（8-16）（8-14）61/90

式（8-15）中cAi是界面濃度，難以測定，工程設計中通常將其換算為輕易測量pA來表示反應速率。因為，上式可變換為在相界面上，溶解到達平衡，氣液組成符合亨利定律則得（8-18）62/90（2）界面反應液相中B濃度足夠大時，反應面位置與相界面重合，此時，A組分消失速率取決于其在氣膜中擴散速率。該過程屬于氣膜控制過程。反應面位置判別（8-19）由和解得若，，則必為界面反應。63/90（3）擬一級快速反應

反應發生在液膜中，A可能在一定距離處反應完全，B濃度足夠大，在反應區內可近似認為其濃度不變。基礎方程邊界條件（8-28）基礎方程特解為64/90（8-26）式中，雙曲正弦函數膜內增強系數γ又稱為Hatta準數，或八田準數，其物理意義是：所以，可由γ值判斷反應快慢程度。65/90依據膜內組分A濃度分布式就可求得宏觀反應速率（8-29）式中，

稱為一級不可逆氣液反應增強系數，其物理意義為

注意：不一樣氣液反應，導出增強系數形式不一樣。γ<0.02極慢反應β=1.00.02<γ<2中速反應β=γ/tanhγγ>3快速反應β=γ圖8-6β－γ關系圖β與γ關系見圖8-666/90（4）二級快速反應反應在液膜內完成，A和B濃度均隨膜厚改變。基礎方程邊界條件近似解（8-25）宏觀速率方程式（8-25）是隱式方程，可用試差法求解，也可查圖8-5求其值。（8-27）67/90β-γ關系曲線β=β∞68/90（5）擬一級中速反應

反應區域為液膜和液相主體，液膜中B濃度基本不變。基礎方程邊界條件解析解（8-22）式中，ε是氣相體積分率；a是單位氣液混合物體積含有相界面；δ是液膜厚度；aδ是單位體積中液膜體積；69/90（6）二級中速反應

反應區域為液膜和液相主體，液膜中B濃度隨膜厚改變。

該類型反應基礎方程和邊界條件與不可逆一級中速反應相同，方程無解析解，只有近似解。70/90（7）二級慢速反應液膜中反應量比液相主體中小得多，能夠忽略不計。即由氣相主體傳入液相A，完全在液相中反應，而氣膜和液膜中傳質是純物理過程。定常態操作時，經過氣膜和液膜傳遞A量與液相主體中反應消耗A量相等，即，式中，a是單位液相體積含有相界面。

pA*是與cAL成平衡氣相分壓。（8-34）71/90（8）極慢反應擴散速率遠大于反應速率，傳質阻力可忽略，屬于反應控制，氣液相宏觀反應速率等于液相主體中本征反應速率。

此過程能夠直接利用本征動力學方程進行計算。小結（1）氣液反應宏觀速率可表示為不一樣反應，β表示式不一樣。β值可查圖8-5求得。（8-20）72/90β-γ關系曲線73/908.2.4氣液相反應器選型74/9075/90反應器選型普通要考慮以下原因：①氣液接觸形式塔式設備中氣體、液體均可近似看成活塞流，采取逆流接觸方式含有最大推進力；鼓泡塔中氣體呈活塞流，液體近似為全混流；攪拌釜中氣、液兩相均可看成全混流。②相間傳質系數kGA、kLA

液體呈滴狀處于連續氣相中kGA較高，kLA較低；氣體呈上升氣泡經過連續液相時kLA較高，kGA較低。③氣、液流動速率除填料塔以外其它氣液反應器液速/氣速比可在較大范圍內調整而不影響操作；填料塔液速/氣速比在常壓下普通控制在10左右。④氣液反應控制步驟傳質控制快反應應選擇含有高相界面設備，但要注意結合考慮傳質系數影響；反應控制慢反應選取含有高液含率釜式設備或鼓泡塔。76/90例：二級氣液反應A+BR，-rA=20CACBmol/cm3·s，已知DAL=2.0×10-5cm2/s，CBL=2.5×10-3mol/cm3，kLA