固定床催化反應器設計

11第六早氣-固相催化反響器設計本章核心內(nèi)容：本章爭論的氣固相催化反響反響器包括固定床反響器和流化床反響器。在固定床反響器局部，介紹了氣固相催化反響器的各種類型和固定床層的流淌特性，

給出了固定床反響器的兩種設計方法： 閱歷或半閱歷法和數(shù)學模型法。 在流化床反響器局部，在對固體顆粒流態(tài)化現(xiàn)象和流態(tài)化特征參數(shù)介紹的根底上，用。

爭論了流化床反響器的分類和工業(yè)應6-1 固定床反響器的型式反響器內(nèi)部填充有固定不動的固體催化劑顆粒或固體反響物的裝置，稱為固定床反響器。氣態(tài)反響物通過床層進展催化反響的反響器， 稱為氣固相固定床催化反響器。 這類反響器除廣泛用于多相催化反響外， 也用于氣固及液固非催化反響， 它與流化床反響器相比，具有催化劑不易跑損或磨損，床層流體流淌呈平推流，反響速度較快，停留時間可以掌握，反應轉化率和選擇性較高的優(yōu)點。工業(yè)生產(chǎn)過程使用的固定床催化反響器型式多種多樣，主要為了適應不同的傳熱要求和傳熱方式，按催化床是否與外界進展熱量交換來分，外，按反響器的操作及床層溫度分布不同來分，

分為絕熱式和連續(xù)換熱式兩大類。 分為絕熱式、等溫式和非絕熱非等溫三種類型；按換熱方式不同，分為換熱式和自熱式兩種類型；按反響狀況來分，分為單段式與多段式兩類；按床層內(nèi)流體流淌方始終分， 分為軸向流淌反響器和徑向流淌反響器兩類； 依據(jù)催化劑裝載在管內(nèi)或管外、反響器的設備構造特征，也可以對固定床催化反響器進展分類。 圖、6-2、6-36-16-2底應物產(chǎn)物底應物產(chǎn)物產(chǎn)物

6-3所示的反響器為連續(xù)換熱式。6-1軸向流淌式固定床反響器絕熱式固定床反響器

6-2徑向流淌式固定床反響器

6-3列管式固定床反響器絕熱式固定床催化反響器有單段與多段之分。 絕熱式反響器由于與外界無熱交換以及不計入熱損失，對于可逆放熱反響，依靠本身放出的反響熱而使反響氣體溫度逐步上升； 床入口氣體溫度高于催化劑的起始活性溫度，而出口氣體溫度低于催化劑的耐熱溫度。單段絕熱固定床催化反響器單段絕熱反響器的反響物料在絕熱條件下發(fā)生反響后流出反響器。 單段絕熱固定床催化反響器適用于絕熱溫升較小、溫度對目的產(chǎn)物收率影響不大的反響。例如以自然氣為原料的合成氨廠中的一氧化碳中〔高〕溫變換及低溫變換，甲烷化反響都承受單段絕熱式。多段絕熱固定床催化反響器假設單段絕熱床不能適應要求，為了使反響溫度更接近于最正確的溫度分布，則承受多段絕熱固定床催化反響器。首先通過一段絕熱床反響至肯定的溫度和轉化率，反響平衡溫度曲線時，將反響氣體冷卻至遠離平衡溫度曲線的狀態(tài)，

再進展下一段的絕熱反應，反響和冷卻過程交替進展。依據(jù)反響的特征，這種反響器一般有二段、三段或四段絕熱床，多用于強放制苯乙烯。

乙苯脫氫依據(jù)段間反響氣體的冷卻方式，多段絕熱床又分為三類：間接換熱式、原料氣冷激式和非原料氣冷激式。間接換熱式使用換熱器使反響后的物料溫度降低，苯脫氫過程等；而冷激式使用補加冷物料的方法冷卻，

在段間用冷流體與上一段出口反響氣體混合。假設冷激用的冷流體是尚未反響的原料氣，稱為原料氣冷激式，如大型氨合成塔；假設冷激用的冷流體是非關鍵組分的反響物， 稱為非原料氣冷激式，如一氧化碳變換反響器承受水進展冷激。圖6-4是多段固定床絕熱反響器的示意圖，圖中〔 a〕是間接換熱式，〔b〕是原料氣冷激式，〔c〕是非原料氣冷激式。(b)冷激式反響器構造簡潔，便于裝卸催化劑，內(nèi)無冷管，避開由于少數(shù)冷管損壞而影響操作，特別適用于大型催化反響器。(b)圖6-4 多段固定床絕熱反響器〔a〕間接換熱式；〔b〕原料氣體冷激式；〔c〕非原料氣泠激式連續(xù)換熱式固定床催化反響器連續(xù)換熱式固定床催化反響器〔或稱非絕熱變溫反響器〕的特點是進展反響的同時，床層與外界的換熱過程同時進展，這樣可以使催化床的溫度掌握在更為靠近最正確溫度范圍條件下進展，反響速率較快，催化劑用量較少，類反響器，如乙烯催化氧化合成環(huán)氧乙烷、

反響的選擇性也較高。工業(yè)生產(chǎn)中普遍使用此苯氧化制順丁烯二酸酐、萘氧化制鄰苯二甲酸酐及乙烯與醋酸氣相氧化制醋酸乙烯、 氨的合成等。有催化劑可以裝載在管內(nèi)的外換熱式和裝載在管外的內(nèi)熱式，以前者較為常見，其構造大局部類似于列管式換熱器。 假設反響的熱效應大，常承受管式催化床，催化劑裝載在管內(nèi)，以增加單位體積催化床的傳熱面積。載熱體在管間流淌或汽化以移走反響熱。 原料氣自反響器頂部向下流淌，通過催化劑顆粒床層，從底部流出；載熱體則在管間，自下而上流淌，兩流體形成逆流。流體流經(jīng)固定床時，一邊反應，一邊通過管壁與管間的傳熱介質(zhì)進展熱交換。 依據(jù)反響的具體要求，也可以設計成并流。24載熱體的溫度與催化床之間的溫差宜小 ，但又必需移走大量的反響熱。不同的反響溫度，應選用不同的熱載體：200~250C時，承受加壓熱水汽化作載熱體；反響溫度在250~300C時，可承受揮發(fā)性低的有機載熱體如礦物油、聯(lián)苯300C以上可承受無機熔鹽作載熱體；煙道氣則可用作

-聯(lián)苯醚混合物作載熱體；反500C以上的反響載熱體。載熱體的熱能可以再利用，例如有機載熱體和熔鹽吸取的反響熱都用來生產(chǎn)蒸汽。自熱式固定床催化反響器適用于某些反響熱不太大，而且在高壓下進展的反響，如中、小型合成氨廠的氨合成，要求高壓反響器內(nèi)催化劑裝載系數(shù)較大且使反響盡量沿最正確溫度曲線進展，常承受催化床上部為絕熱層， 下部為催化劑裝在冷管間而連續(xù)換熱的催化床， 反響前的氣體經(jīng)冷管而被預熱，

故稱為自熱式，絕熱層中反響氣體快速升溫，

冷卻層中反響氣體被冷卻而接近最正確溫度曲線，未反響氣體經(jīng)過床外換熱器和冷管預熱到肯定溫度而進入催化床。在這里介紹連續(xù)換熱式固定床催化反響器的兩種形式：劑裝在管間的內(nèi)冷自熱式。外熱式

催化劑裝在管內(nèi)的外熱式、催化外熱式反響器分為外冷管式和外部供熱管式兩類。催化劑裝在管內(nèi)，管間有和反響無關的熱載體冷卻或加熱反響床層。 它廣泛用于強放熱或強吸熱反響， 其型式多用列管式，采用強制循環(huán)進展換熱。外冷管式催化床中時行可逆放熱反響時，溫度分布如圖二甲苯催化氧化，低壓甲醇合成反響，大都承受這種反響器。

6-5所示。鄰風厘満度T風厘満度T出勺 iS逐------6-5外冷管式催化床及反響溫度分布示意圖例如，低壓甲醇合成反響，在

5MPa操作壓力下，反響氣體經(jīng)反響器外換熱器預熱至235C左右進入催化床，反響器無絕熱段；管間是被管外沸騰水所加熱，頂端甲醇合成反響速率較大，

4MPa的沸騰水，水溫240C，反響氣體反響氣體溫度較快地上升， 并超過沸騰水溫度，此后催化床被冷卻。低壓下使用的低溫銅系甲醇催化劑的活性溫度范圍在 210-260C250C其他加熱器。外部供熱管式反響器，如用于自然氣或石腦油等烴類蒸氣轉化或裂解的管式轉化爐，承受HP-50含銣高鎳鉻合金鋼材料 112mnX10mm爐管，管長10 12m,管內(nèi)一般填充環(huán)柱狀催化劑，在壓力3 4MPa，溫度600 800C下操作。內(nèi)冷自熱式自熱式固定床反響器以原料氣作為冷卻劑來冷卻床層，原料氣預熱至反響需要的溫度，再進入床層反應。明顯，它只適用于熱效應不大的放熱反響和原料氣必需預熱的系統(tǒng)。中、小型合成氨及合成甲醇多承受內(nèi)冷自熱式連續(xù)固定床催化反響器。

依據(jù)不同的冷管構造，自熱式固定床反響器主要可分為單管逆流式、單管并流式、雙套管并流式及三套管并流式。對于不同的冷管構造，不同的催化床高度的傳熱溫度差數(shù)值不同， 這就影響到催化床實際溫度分布與最正確溫度曲線間的偏離，因而影響到催化床的生產(chǎn)強度或空時產(chǎn)率。單官逆流式這種反響器的構造和氣體流淌路線都最簡潔，

其根本形式和催化床內(nèi)溫度分布如圖 6-6所示。冷管內(nèi)冷氣體自下而上流淌時， 溫度始終在上升，冷管上端氣體溫度即為催化床進口氣體溫度。催化床上部處于反響前期，反響混合物組成遠離平衡組成， 反響速率大，單位體積催化床反響放熱量大；催化床上部冷管內(nèi)氣體溫度 Ta與催化床溫度Tb相差不大，傳熱溫度差小，故排熱速率小，升溫速率較大，這是符合使反響溫度盡快靠近最正確溫度曲線的要求的。催化床中部，反響根本在最正確溫度四周進展，反響速率較大，放熱較多，此時傳熱溫度差較大，故排熱速率大，能滿足使反響維持在最正確溫度曲線四周進展的要求。 催化床下部處于反響后期，反響物濃度較低，反響速率減慢，放熱量變小，傳熱溫度差大，結果形成催化床下部降溫速率過大，使催化床溫度過低，偏離最正確溫度曲線較遠。單管并流式

6-6單管逆流式催化床及溫度分布示意圖反響氣體經(jīng)催化床外換熱器換熱后經(jīng)升氣管至上環(huán)管，氣體在上環(huán)管安排至多根并聯(lián)冷管，向下流淌，并流冷卻催化床，冷管是單管。冷管氣體經(jīng)下環(huán)管集氣，再經(jīng)中心管向上，然后進入催化床，其溫度分布見圖 6-7所示。催化床上部處于反響前期，反響速率大，單位體積催化床反響放熱量大，冷管內(nèi)氣體溫度速率較小，反響溫度不能盡快靠近最正確溫度曲線。等，反響能夠維持在最正確溫度曲線四周進展。

Ta較低，傳熱溫度差大，故排熱速率大，升溫催化床中部，放熱速率與排熱速率大約相催化床下部處于反響后期，反響速率下降，放熱量變小，傳熱溫度差較小，因此反響溫度能維持在最正確溫度。 這種反響器如能在催化床上部設置絕熱段，則可抑制反響前期床層升溫慢而不能盡快靠近最正確溫度的缺點。 與三套管并通過單管并流催化床的壓力降較小； ②催化劑裝填系數(shù)較高；③冷管的排列不受分氣盒直徑的限制，催化床內(nèi)徑向溫度較均勻；④可承受扁平管作冷管，同樣的傳熱面積，扁平管所占體積較小，又可增加催化劑裝填系數(shù)。晶處 6-7單管并流式催化床及溫度分布示意圖雙套管并流式在雙套管并流式反響器中，由于氣體先進入內(nèi)冷管吸取局部熱量后再進入外冷管與內(nèi)冷管之間的環(huán)隙與床層換熱， 因此溫度分布得到了改善。依據(jù)內(nèi)外管間環(huán)隙的氣流方向與催化劑層中氣流的方向一樣還是相反又可區(qū)分為并流或者逆流兩類。器的狀況。冷管是同心的雙重套管， 冷氣體經(jīng)催化床外換熱器加熱后，

這里主要分析并流式反響經(jīng)內(nèi)、外冷管間環(huán)隙向下，預熱至所需催化床進口溫度后， 經(jīng)分氣盒及中心管翻向催化床頂端。經(jīng)中心管時，氣體溫度略有上升。氣體經(jīng)催化床頂部絕熱段，進入冷卻段，被冷管環(huán)隙中氣體所冷卻，而環(huán)隙中氣體又被內(nèi)冷管內(nèi)氣體所冷卻，示O

反響器內(nèi)氣體溫度分布如圖 6-8所O床L6-8O床L與單管逆流式相比較，雙套管有絕熱段，故催化床上部升溫速率大于單管逆流式，合乎上部快速升溫的要求。另一方面，雙套管式催化床下部冷管環(huán)隙內(nèi)氣體溫度較高，

接近于進入催化床的溫度，故下部催化床的傳熱溫差比單管逆流式小， 比較接近最正確溫度曲線， 因而比單管逆流式優(yōu)越。雙套管式催化反響器中經(jīng)過催化床外下部換熱器預熱的冷氣體流入雙套管，然后利用分氣盒再進入中心管， 圖6-9表示了雙套管氨合成塔的內(nèi)件構造及高壓筒體。6-9雙套管合成塔內(nèi)件構造12—冷氣旁路；34—電加熱器；5—熱電偶三套管并流式三套管并流式反響器的溫度分布如圖

6-10所示。由于內(nèi)襯管的作用，冷氣體自上而下地流經(jīng)內(nèi)襯管的溫升很小，

這樣冷氣體只是流經(jīng)內(nèi)、

外冷管之間環(huán)隙時才受熱， 內(nèi)襯管僅起氣體通道的作用。而雙套管并流式內(nèi)、外冷管間環(huán)隙的溫度與三套管式不一樣， 由于環(huán)隙向內(nèi)冷管傳熱，氣體從催化床外換熱器進入內(nèi)冷管下端向上流淌時， 沿途先被環(huán)隙中較熱的氣流處較高的溫度開頭連續(xù)受熱，小。

而使得催化床與環(huán)隙中氣體間的傳熱溫度差減6-10三套管并流式催化床及溫度分布示意圖10比起單管并流式催化床，三套管并流式反響器上部有絕熱段， 它具有更大的上部升溫速率，反響溫度能更快速靠近最正確溫度曲線。

比起雙套管并流式催化床，

其床層中部有更大的傳熱溫度差，能滿足大量排熱的要求；其床層下部排熱力量比雙套管并流式催化床小， 保證床層下部不至于過冷?？傊?，同樣的外冷管面積，三套管并流式可到達更高的反響率。連續(xù)換熱式反響器應用于反響器對反響熱較大和允許操作溫度范圍較窄的反響， 能夠準時移走或補充熱量以掌握反響溫度。此外，連續(xù)換熱式反響器應用于某些復合反響，能夠提高選擇性和收較為簡單，反響器內(nèi)催化劑的裝填系數(shù)較小，床層的壓降也較大，因此它也不能完全取代絕熱式催化反響器。近年來，為了使用小顆粒催化劑，提高催化劑的有效系數(shù)，又要降低催化床壓力降，發(fā)展了徑向固定床反響器，其流體流淌見圖 6-2所示。6-2 催化劑顆粒特性和固定床流淌特性固定床反響器的床層由眾多固體顆粒積存而成。 在反響器中，進展化學反響的同時，伴隨有傳熱及傳質(zhì)過程的發(fā)生，

它們受到顆粒層內(nèi)流體流淌狀況的影響。

爭論流體在顆粒層內(nèi)的流淌狀況，面臨簡單的邊界條件以及通道問題。因此，還必需了解催化劑顆粒特性。催化劑顆粒直徑與外形系數(shù)顆粒特性對顆粒層中流淌通道的形成及其特征有重要影響，而爭論顆粒特性，主要通過對顆粒的大小〔體積〕、外形和外表積進展描述和表征。對于球形顆?？梢员憷赜弥睆奖硎?，但是工業(yè)生產(chǎn)所遇到的顆粒大多數(shù)是非球形的。非球形固體顆粒的相當直徑可以用很多不同的方法來表示。面的等效性，定義不同的當量直徑。

在流體力學爭論中，依據(jù)不同方1?體積當量直徑dp，即與非球形顆粒等體積的球形顆粒直徑。假設非球形顆粒的體積為Vp，按等體積的圓球直徑計算的非球形顆粒的相當直徑 dp,則:

(6-1)1/3dp6Vp2?1/3dp6VpSs表示與非球形顆粒等體積圓球的外外表積，則:6V

Sp表示非球dp (6-2)ds3?de，即與非球形顆粒等外外表積的球形顆粒直徑，則:SSp

(6-3)非球形顆粒的外外表積Sp肯定大于等體積的圓球的外外表積 Ss，兩者的比值稱為顆粒的外形系數(shù)SSs (6-4)SS對于球形顆粒，

ps1；對于非球形顆粒， sV1。外形系數(shù)說明白非球形顆粒接近球形的程度。對于混合顆粒群，各單顆粒的大小不等，外形是不規(guī)章的，從而形成肯定的尺寸〔粒度〕分布。為了爭論顆粒分布對顆粒層內(nèi)流淌的影響，必需測量并定量這一分布，

考慮混合顆粒的平均粒度及外形系數(shù)的問題。假設顆粒不太細〔如大于

0.075mm〕,平均直徑可以由篩分分析數(shù)據(jù)來打算?；旌项w粒中，假設顆粒直徑為di、d2、…、dnx1、x2、…、Xn,則其算術平均直徑dp為:ndndpXidi(6-5)i1調(diào)和平均直徑dP為：1nXi—d(6-6)Pi1 id床層空隙率及壓力降固定床的空隙率固定床的重要特性之一是固定床的空隙率，它是指顆粒物料層中顆粒間自由體積與整個床層體積之比。床層空隙率 B的大小與顆粒的外形、粒度分布、顆粒外表的粗糙度、充填方式、顆粒直徑與床層直徑之比等有關。顆粒的外形是影響床層空隙率的重要參數(shù)之一。顆粒外形系數(shù)越大，充填越嚴密，空隙率就越小。顆粒越光滑，外表摩擦阻力較小，易于顆粒嚴密接觸，空隙率就越小。固定床的空隙率可以從有關文獻中查取，層的壓力降、床層的有效導熱系數(shù)及比外表積都有重大的影響。催化劑床層空隙率可以由試驗測定床層積存密度

空隙率對流體通過床b和顆粒密度 p，用下式計算：B1 —p

〔6-7〕假設固定床由均勻球形催化劑顆粒組成，床層空隙率用下式計算：B0.380.07312(6-8)p式中dtB0.380.07312(6-8)p應。當管徑與催化劑顆粒比dt/dp相當小時，必需考慮壁效應對床層中徑向空隙率分布和徑向流速分布及催化反響性能的影響。 同時，考慮到床層內(nèi)流速分布對反響的影響不如床層內(nèi)其它因素的影響大，因此一般設計中常承受平均流速。2流淌特性流體在氣固相催化反響器中床層內(nèi)的流淌比在空管內(nèi)的流淌狀況簡單得多。在固定床中，流體在顆粒物料所組成的孔道中流淌，這些孔道相互穿插，彎彎曲曲，外形各異，長短不一，床層各個橫截面上的孔道橫截面不規(guī)章，截面積也不相等，數(shù)目也不一樣。床層中孔道的特性主要取決于顆粒粒度、粒度分布、外形及粗糙度，即影響床層空隙率的因素都與孔道的特性有關。 顆粒的粒度越小，則構成的孔道數(shù)目越多，孔道的截面積也越小。顆粒的粒度越不均勻，外形越不規(guī)章，外表越粗糙，則構成的孔道越不規(guī)章，各個孔道間的差異也就越大。隨便積存的床層，一般要求床層直徑比顆粒平均直徑大

8倍以上，這時床層任何局部的空隙率大致一樣。 床層中的空隙體積內(nèi)并非全部孔道都有流體流淌， 而是存在局部死角，死角內(nèi)的流體處于不流淌的狀態(tài)。碰撞前面的顆粒，加上孔道截面在空間位置上的不均勻，

流體在床層內(nèi)暢通的孔道內(nèi)流淌時， 時而擴大，時而縮小，以致流體作軸向流淌時，往往在顆粒間產(chǎn)生再分布，

流體的旋渦運動不如在空管中那么自由，

旋渦運動的范圍要受到流淌空間的限制。在固定床內(nèi)流淌的流體旋渦的數(shù)目比在與床層直徑相等的空管中流淌時要多得多?？展苤辛黧w的流淌狀態(tài)由層流轉入湍流時是突然轉變的以及有明顯的轉折，而固定床中流體的流淌狀態(tài)由層流轉入湍流是一個漸漸過渡的過程，一局部孔道內(nèi)流體處于層流狀態(tài)，而另一局部孔道內(nèi)流體則已轉入湍流狀態(tài)。固定床的壓力降

這意味著床內(nèi)某計算固定床壓力降的方法很多，其中很多都是參照流體在空圓管中流淌時的壓力降公式，加以合理修正。流體在空圓管中的壓力降流體在空圓管中作等溫流淌，且流體密度的變化可不計時2P4f2

LfUa

(6-9)d2式中L為管長，m;d為圓管的內(nèi)徑，m;平均流速，m/sf為摩擦系數(shù)，無因次；

f為流體的密度，kg/m3;Ua為流體的p為壓力降，N/m2(Pa)。流體在固定床中的壓力降上式應用于固定床時，Ua應為流體在床層孔道中的真正平均流速 ，圓管的直徑應以固定床的當量直徑de代替，de sdp；而管長則應以流體在固定床中的流體在固定床中的流淌途徑遠大于固定床的高度為

L,并等于L的假設干倍，貝恫定床的壓力降可表示2MP f fU0dsM

L1B,L3B

(6-10)式中U0為以床層空截面積計算的流體平均流速， m/s;fM為修正摩擦系數(shù)，無因次。修正的摩擦系數(shù)fM與修正雷諾準數(shù) ReM分別為150150(6-11)fM1.75ReMd URsf 01dGs1eM1B1(6-12)B式中為流體的粘度，kg/(ms),G為流體的質(zhì)量流率，kg/(m2s)。6-10、6-11、6-12,很簡潔整理出固定床的壓力降計算公式，從公式的兩項可以看到影響固定床壓力降的因素可以分為兩個方面：

一方面是屬于流體的，

如流體的粘度、密度等物理性質(zhì)和流體的質(zhì)量流率；

另一方面是屬于床層的，

如床層的高度和流通截面積、 床層的空隙率和顆粒的物理特性如粒度、較小，還應計入壁效應對壓力降的影響。

外形、外表粗糙度等。假設容器直徑與顆粒直徑之比值屬于流體方面的因素重點爭論流體的質(zhì)量流率。質(zhì)量流率和床層的高度及流通截面積是親熱聯(lián)系的，它的影響最敏感。由于壓力降正比于質(zhì)量流率的平方，要適當。對于肯定的催化床體積，在可能范圍內(nèi)承受加大床層直徑，度的方法，有利于降低床層壓力降。 假設催化反響在高壓下進展，

所以質(zhì)量流率的選擇同時相應地減小床層高減小容器內(nèi)徑、相應地增加容器高度的方法，有利于減小高壓容器壁厚及便于制造，力降將使能耗上升。假設將反響氣體在催化床內(nèi)的流淌由軸向流淌改為徑向流淌，

此時由于氣流在催化床內(nèi)流淌的路程減小， 通氣截面積增加和氣流速度減小， 小，這樣有利于使用小顆粒催化劑、提高催化劑活性及催化床的生產(chǎn)強度。顆粒粒度和外形是影響床層壓力降的另一重要因素。 外形一樣的顆粒，減小顆粒的相當直徑，會導致固定床壓力降增加。床層空隙率的大小與顆粒的外形、粒度分布、填充方法、顆粒直徑與窗口直徑之比顛倒等因素有關。顆粒疏松填充時，床層床層空隙大于嚴密填充；環(huán)柱狀顆粒組成的床層的空隙率大于圓柱狀顆粒；大顆粒之間，所組成的床層空隙率越小。

混合顆粒的粒度越不均勻， 催化劑在使用過程中漸漸裂開、粉化、當質(zhì)量流率不變時，由于空隙率減小，床層壓力降相應地逐步增大。 催化劑使用后期床層壓力降較前期壓力降增加的程度隨催化劑的機械強度而定， 即便不計入破損，操作一段時期后，由于床層中顆粒填實，使床層下沉，空隙率降低而增高壓力降。假設床層中發(fā)生空隙率不均勻的現(xiàn)象， 貝y空隙率降低的局部區(qū)域中反響氣體流速較高， 此產(chǎn)生床層中徑向截面上流速、溫度及反響速率都不均勻，惡化了反響器的操作性能。6-1730mm0.362m2,8.23m,裝催化劑3.0m33.8%11.6625000/h，催化床內(nèi)平均操作狀態(tài)下混合氣體密度，粘度狀系數(shù)s0.33B0.38。

318107kg/m s),使用4.7~6.7mm催化劑，其形⑵假設催化劑顆粒改為3.3~4.7mm,sB不變，操作狀況不變，求壓力降；d2 216mm，外圍直徑d1720mm，軸向高度L=8.23m，催化劑顆粒為3.3~4.7mm，其他條件與軸向塔一樣，求徑向催化床的壓力降。解：⑴進入催化床混合氣體的質(zhì)量流量25000W3600

3.0 1 0.038 22.4

10.45kg/s28.87、混合氣體的質(zhì)量流率G 10.44228.87、0.362顆粒篩析平均直徑dp

kg/(m s)4.76.7 5.612mm顆粒當量直徑dsdp s5.6121030.331.852103mdsG 1.

1.852103

28.8 1 )1(ReM1(

((G2 1

318107

( 0.38)

2690，大于10001.364106p1.75

(-)L1.364106kg/(m s2) Padf sd⑵假設催化劑顆粒改為3.3~4.7mm，其他條件不變，重計算Pd 3.34.7Pdds

3.94mm1030.331.30103m1.3010328.8 1(

1899

1000ReM明顯，此時壓力降

-)B1.8521.30

—318107—(11.94310a

0.38)

，大于 。很⑶在徑向塔內(nèi)氣流通道截面積隨截面距中心軸的半徑之轉變，GW/2rL，將徑向床壓力降寫成微分式

r而轉變,因此質(zhì)量流速G也隨d(P)i-w、m G2 1Bfds B- 150

(1 )2 WB

1.75(1(

—)2]drdd(P)[—w(-dfs

3 2rLdB df s

2rL1此時，徑向距離變化由 「1 0.108m增至 0.360m，故將數(shù)據(jù)代入下式計算1150

2 2BPU 3 L r dB150 31810I53.7(1.3010

1 f s1 0.3820.383

10.4523.1428.23

In 0.360.1081.7553.71.3103164.5Pa

10.380.383

10.4523.1428.23

210.1080.36由計算可知，在軸向氨合成塔中, 使用的催化劑顆粒減小，催化床壓力降增大；但改為徑向塔之后，催化床壓力降大為減小。6-3 固定床反響器設計固定床反響器的設計包括工藝設計和機械設計?；瘜W反響工程著重點是工藝設計，其主要內(nèi)容包括選型、確定工藝操作條件和催化床及換熱器的工藝尺寸計算。 在進展工藝設計時，兼顧考慮機械設計的要求。在固定床反響器選型時，涉及到構造設計和強度計算問題。工業(yè)固定床反響器的設計主要有兩種方法：閱歷或半閱歷方法和數(shù)學模型方法。6-3-1閱歷或半閱歷方法該方法一般以整個床層作為一個整體， 通過試驗獲得最適宜工藝條件，并求得催化劑負荷、空時收率或最適宜空速等，常用的是空間速度法?？臻g速度是單位時間通過單位催化床體積的氣體體積?？臻g速度法的根本思想是認為在試驗室或中間試驗工藝條件下，適宜空間速度，在放大設計時，承受同樣的空間速度，催化劑可能保持同樣優(yōu)良性能。業(yè)催化劑床層體積。

得到的最即可計算得工同樣，亦可依據(jù)催化劑負荷或催化劑空時收率計算催化劑用量或床層體積。催化劑負荷為單位體積或單位質(zhì)量催化劑在單位時間內(nèi)處理的原料量。單位質(zhì)量催化劑在單位時間內(nèi)獲得的產(chǎn)品量。通過物料衡算，得到原料氣體體積流量

催化劑空時收率為單位體積或V0,選擇適宜的空床氣體流速 uo，催化劑床層體積VR由下式確定:UoUo(6-13)床層高度、床層截面積之間的關系為：RLVRA

(6-14)床層空床氣速的選擇，需要考慮兩方面的因素，一是在床層空床氣速狀況下是否足以消退外集中阻力的影響；二是依據(jù)床層空床氣速確定的床層高度和截面積， 對具體催化劑顆粒大小的床層，床層的壓降是否符合允許范圍， 壓降的大小將影響生產(chǎn)過程的能耗和反響物的濃度。所以選定空床氣速，直接計算得床層截面積和床層高度后，算關系計算床層壓降，假設超過允許范圍，則對空床氣速作相應的調(diào)整。

需要依據(jù)固定床壓降計依據(jù)已確定的催化劑床層截面積和床層高度，可以選擇適宜的反響器構造型式。例如，對苯氧化這類強后，從床層截面積即可求得管子數(shù)，法選定管間距及排列方法，確定反響器殼體尺寸。

因此設計的關鍵是確定反響管然后按一般列管式換熱器的設計方6-2、乙烯以銀催化劑氧化制環(huán)氧乙烷，年產(chǎn)環(huán)氧乙烷主要反響1X106kg,承受二段空氣氧化法。為：C2H4+1/2O2TC2H4O (1)H1 103.4kJ/mol,25CC2H4+3O2TCO2+2H2OH2 1323kJ/mol,25C依據(jù)以下給出中試的數(shù)據(jù)，估算第一反響器尺寸。(1)進入第一反響器的原料氣組成為：第一反響器承受列管式固定床反響器，列管為 27mmx2.5mm，管長6m,催化5.7m。管間承受導生液強制外循環(huán)換熱。導生液進口溫度 230C，出口溫度235C,導生液對管外壁傳熱系數(shù) 2可取2721kJ/(m2 h?C)。催化劑為球形，直徑dp5mm，床層空隙率B0.48。年工作7200h，反響后分別，精制過程回收率為 90%，第一反響器所產(chǎn)環(huán)氧乙烷占總產(chǎn)量的90%。250C,1Mpa下，反響混合物有關物性數(shù)據(jù)如下。組成組成分子/%C2H43.5O26.0CO27.7N282.8C2H4CI2微量熱導率 f=0.1273kJ/(m?h?C)5粘度 2.610kg/(m s)(2)第一反響器內(nèi)進料溫度為 210C,反響溫度為250C，反響壓力為980.0665KPa,20%66%5000/h。密度 =7.17kg/m325~250C范圍內(nèi)平均氣體熱容如下。組成C2H4O2N2CO2H2OC2H4O平均氣體熱容/kJ/(kg?C)1.970.961.050.961.971.38解：(16-111060.907200 154.32kg/h第一反響器反響生成環(huán)氧乙烷量：154.32x0.9=139kg/h=3.16 (kmol/h)第一反響器應參加乙烯量：3.16 / 、0.660.20原料氣中其余各組重量：

=23.94 (kmol/h)02 23.9460=41.04(kmol/h)3.5CO2 23.94 7.7 =52.67 (kmol/h)3.5141682.823.94 =566.35N2 3.5

(kmol/h)計算反響器出口氣體中各組重量：乙烯轉化率反響(1)消耗乙

20%66%。生成環(huán)氧乙烷量反響(2)消耗乙生成二氧化碳量生成水量

23.94x0.2x0.66=3.16 (kmol/h)3.16X0.5=1.58 (kmol/h)3.16 (kmol/h)23.94X0.2x0.34=1.63 (kmol/h)1.63X3=4.89 (kmol/h)1.63X2=3.26 (kmol/h)1.63X2=3.26 (kmol/h)所以反響器出口氣體中各組重量為:C2H423.94-(3.16+1.63)=19.15(kmol/h)O241.04-(1.58+4.89)=34.57(kmol/h)CO252.67+3.26=55.93(kmol/h)N2566.35(kmol/h)C2H4O3.16(kmol/h)H2O3.26(kmol/h)C2H4kmol/h23.94kg/h670.32kmol/h19.15kg/h536.2O241.041313.2834.571106.24CO252.672317.4855.932460.92N2566.3515857.80566.3515857.80C2H4O3.16139.04H2O3.2658.68總計68420238.88682.4220238.88組分進料出料(2組分進料出料

進入反響器的氣體總流量為

684kmol/h，空速為5000/h。68422.45000

3.06(m3(3)計算反響器管數(shù)n

管子規(guī)格為 27mmx2.5mm，管長為6m,催化劑充填高度L5.7m。

td2Lt4

3.060.7850.02225.7

1413(根)物料衡算結果見表6-1。6-1物料衡算表設計承受正三角形管子排列方式，實際管數(shù)(4物料衡算結果見表6-1。6-1物料衡算表

1459根。原料氣帶進熱量Q1Q, 670.321.97 1313.280.962317.480.9615857.81.05 210 25 3.9695106(kJ/h)反響后氣體帶出熱量Q2Q2 (536.21.97+1106.2496+2460.9296+15857.81.05+139.04.38+58.681.97)X(250-25)=4.8238XI06(kJ/h)C.總的反響放熱量Qr各反響的反響熱 Hi，通過主要反響物的實際消耗量的摩爾流量計算得到。Qr,i 1000FA,0HiQr=1000(3.16103.41.631323=2.4832106kJ/hd.換熱量QcQc=Q1+Qr—Q2=(3.9695+2.4832-4.8238)X106=1.6289X106(kJ/h)床層換熱面積核算流體的質(zhì)量流率 G

320.00 “6366 ” 2床層對壁傳熱系數(shù)

n1459—4

0.0222

kg/(m h)3.5(dpG)07exp(4.6d/d)^L . p tt近似計算總傳熱系數(shù)K1Kq 11ata2 1420.33 2721

933.21kJ/(m2h「C)因轉化率低，故整個反響器床層可近似地看成等溫，為 250C。平均傳熱溫差為:C=(250-230)(250-235)Ctm= ~2

I7.5理論計算的傳熱面積為：Q1.6289106Qc933.2117.5

99.74m2Kqtm實際傳熱面積為:A實 dtLn3.140.0225.71459574.49m2可知實際傳熱面積遠大于理論計算的傳熱面積，能滿足傳熱要求。(6)計算床層壓降ReM2(丄)1943(11.75空d

-)3736，床層內(nèi)流體流淌屬于湍流。1 0.48〕L1.364106f s1.75

〔36366 0.525.7〕27.170.0050.483

1.335105Pa6-3-2數(shù)學模型法通過建立反響器數(shù)學模型實現(xiàn)反響器的設計和放大的方法被稱為數(shù)學模型方法。依據(jù)是否考慮傳遞過程，固定床反響器數(shù)學模型可分為非均相與擬均相兩類； 依據(jù)是否考慮垂直于氣流方向的溫度濃度差，可分為一維模型和二維模型；流淌模型(包括平推流和全混流)和非抱負流淌模型。

依據(jù)流體的流淌狀況又可分為抱負非均相模型，考慮氣流主體與催化劑顆粒外外表的相間傳質(zhì)和傳熱，須對流體和催化劑分別列出物料和熱量衡算式。擬均相模型，不考慮流體與催化劑間的差異， 即不考慮流體與催化劑間的傳熱和傳質(zhì)阻力，催化劑顆粒外外表上及顆粒內(nèi)部反響組分的濃度及溫度都與氣流主體全都。一維模型，只考慮反響器中沿著氣流方向的濃度差及溫度差。在一些狀況下，考慮反應器中沿著氣流方6-2給出催化反響器數(shù)學模型的分類。一維模型 A.擬均相模型AI.根底模型An.AI+軸向返混

催化反響器數(shù)學模型分類B.非均相模型BI.根底模型+相間及粒內(nèi)濃度分布及溫度分布Bn.BI+車由向返混二維模型 Am.AI+徑向濃度差及溫度差AO.Am+軸向返混

Bm.BI+徑向濃度分布及溫度分布BO.Bm+軸向返混建立模型時考慮的問題越多， 所需的傳遞過程參數(shù)也越多， 其數(shù)學表達式也越復雜， 求解也格外費時。處理具體問題時，肯定要針對具體反響過程及反響器的特點進展分析， 選用適宜的模型。假設通過檢驗認為可以進展合理的假定而選用簡化模型時，行模擬設計和模擬放大。下面介紹一維擬均相抱負流淌模型。

則承受簡化模型進該模型假設： (1)在垂直于流體流淌方向的截面上，不存在徑向速度梯度和濃度梯度;(2)軸向傳熱和傳質(zhì)只是由平推流的總體流淌所引起。建立模型，最根本的是物料衡算方程式、熱量衡算方程式和反響動力學方程式。在不同的狀況下，上述三式可作適當?shù)母膶?、簡化和無視。物料衡算方程式：熱量衡算方程式:

2FAodXAB〔「A〕〔dt〕dl4

〔6-15〕t pm A t pm A 0

HAKqTTsdtdl (6-16)反響動力學方程式:

rAfxA,T

(6-17)式中FA0---反響物料A的進料流量，kmol/h;Ft---任一位置總物料流量，kmol/h;M---任一位置總物料平均分子量， kg/kmol;Kq---總傳熱系數(shù)，kJ/(m2?h?C)；Cpm---任一位置總物料平均比熱, kJ/(kg?C)；Ts---載熱體溫度，C或K;rA---總反響速率，kmol/〔kg催化劑 h〕l---床層長度方向距離， m經(jīng)整理后，可以得到如下的微分方程式：MrAdxMrAlGy B~

(6-18)A0B pm pm dT ： H 4Kq丁T dlGc B pm pm

(6-19)式中 yA0---進料中組分A的摩爾分數(shù)。上述說明，假設承受摩爾分率的變化來進展物料衡算， 也可得到組成隨床層高度變化的微分方程，但對于反響前后摩爾數(shù)不等的反響， 需考慮摩爾數(shù)變化的影響。體積變化，可以以反響物A的濃度代替轉化率，上述微分方程式可以改為：

假設無視過程的dCdCAluBrA(6-20)-dTUiicpmdlrB A,,HA4Kq丁〒dTTs(6-21)t對于等溫反響過程，僅利用物料衡算方程和動力學方程就可以求解； 對于絕熱反響過程,在能量衡算方程式中，載熱體項為零；其它類型反響過程，則需要聯(lián)立上述方程組，進展數(shù)值解計算。求解上述方程組需要確定初始條件，可以用常規(guī)差分法或龍格 -庫塔法作數(shù)值計算，得到反響物濃度〔或轉化率〕、溫度和壓力沿反響器管長度方向各截面上的分布，也可以作管徑、管長和冷卻介質(zhì)溫度變化的計算。 用以對反響器的模擬計算，把握固定床反響器設計中的一些重要問題，如：要求到達給定轉化率時，所需的反響器長度、管徑；確定冷卻介質(zhì)溫度；求得反響器床層軸向濃度分布和溫度分布等。一維模型描述管式反響器內(nèi)的行為時，尚不能具體正確地表達反響器內(nèi)的溫度和濃度分布。但由于擬均相、一維、抱負流淌模型不僅具有足夠的代表性，而且模型參數(shù)少，計算也較簡潔，所以在大多數(shù)實際反響器的予設計工作時承受。例6-3、單段絕熱床反響器設計。 乙苯脫氫制苯乙烯，每天產(chǎn)量為13500kg。承受直徑dt為1.215m的單段絕熱式反響器。用一維抱負流淌根底模型計算： 絕熱操作，轉化率達45%寸所需床層高度和反響器臺數(shù)； (2)如床層漏熱，環(huán)境溫度為 294K，傳熱系數(shù)Kq為32.66kJ/(m

hC)，所需床層高度有何轉變。主反響方程式(略去副反響)E總反響速度方程式為

C6H5C2H5TC6H5CH=CH2+H2S H4k(pEPSPH/K)k12590exo11000/Tt/C400500600700K1.710-32.510-22.3t/C400500600700K1.710-32.510-22.310-11.4

atm(1atm=101325Pa)。條件和數(shù)據(jù)為：進料量乙苯6.11kmol/h，水蒸氣122.2kmol/hT0=625C=898K床層平均壓力 P=1.2159X105Pa催化劑床層積存密度

3B=1450kg/m5反響熱HE1.398410kJ/kmol解：(1)物料衡算式為FE0dXE

bdLd：)dl4dl 6.11dxE

0.00364dx

(A)14500.7851.2152(r)

(r) EE E絕熱操作，熱量衡算式為:FMC dT F dx( H)t pm EO E E蒸汽大為過量，近似以水蒸氣比熱容代替反響物料比熱容，將數(shù)據(jù)代人熱量衡算式式得:

Cpm2.177kJ/(kg C),6.11106122.218dT138dxE

2.177dT 6.11dxE1.3984105

〔B〕反響速度方程式為：是k〔PE PSPH/K〕反響速度方程式中，各溫度的K值可以依據(jù)數(shù)據(jù)求出。當轉化率為xE時，各組分的量〔kmol〕分別為：水蒸氣20〔按進料量比例確定〕，1xExExE21XE，得出各PEPE1.21XE1.2XEr [12590exp( 11000/T)]

[(1 X

) 12

(C)A式〔C〕代入式〔A〕得:

E

21xE21dl4.2

XE66

11000/T

[(1和(g

1.2

2XE)]

1dxE (D)214.2式中nn214.2式中nnXE11000/T1en6e[(1[(1nX)EJ2)(nK212XEnxE)]1Bn――計算區(qū)間數(shù)。式(D的差分形式：1n1n11 B(“ Bn1)XE(E)(B)的差分形式：TnTn1138XE(F)取n0.1，逐步計算各計算區(qū)間，結果見表6-3。1由式〔F〕得到：T1XE898 138 0.1884K210.1B1 4.2106

e44

4(0.1)2]1210.1]

1.411h—(1.041.41)0.10.123m2按同樣方法進展其次區(qū)間計算，仍取 xE=0.1,n=2。T2 8841380.1870KB 2120.1

12.64

(1.2)(20.1)2[(120.1) ]1

2.012 4.2106

0.22(2120.1)e ( ) ]l2 0.123*(1.412.01)0.1 0.294m可以計算得到，當xE=0.451.16m。每一臺反響器苯乙烯產(chǎn)量為:6.11>24X0.45XI04=6890(kg/d)生產(chǎn)任務要求每天產(chǎn)量為13500kg，故所需反響器臺數(shù):(2)對于13500/6890=1.96，取2臺。非絕熱反響，熱量衡算式與絕熱反響不同，應為：t pm E0 E E S FMC dT F dx( H )Kq(TT)t pm E0 E E S dT138dxE0.0201(T 294)dl差分式為：TnTn1 138XE0.0201[(TnTn1)2

294](ln丨廠)(G)按式(E)和式(G)進展計算。需承受試差法，即先假設計算區(qū)間末端溫度， 由式(E)計算出lnln1值，然后代入式(G),校驗原假設溫度是否正確。假設T1883K,B01.04,B11.43,l10.124m,代入式(G)得到：T1 8981380.10.0201(

898883

294)(0.1240)884.9K此溫度數(shù)值與原假設誤差不大，可連續(xù)利用( E)和式(G)進展其余區(qū)間計算，計算6-3。E6-36-3計算結果Ex溫度/K催化劑床層咼度l/m絕熱非絕熱絕熱非絕熱0898898000.18848830.1220.1230.28708670.2940.330.38578510.5330.690.4843-0.893-0.45-822-1.40.508298101.481.86-4氣固流化床反響器在實際生產(chǎn)中，有些反響的熱效應很大，承受固定床反響器時床層溫度難以掌握，尤其是很難防止床層的局部過熱。 另外，當反響物和產(chǎn)物是固體物料， 或者參與反響的催化劑由于活性的變化需要再生和更換時， 常常需要將固體物料連續(xù)地從反響器中取出， 涉及到固體物料的的輸送，假設承受固定床反響器就很難到達這一要求。粒的流態(tài)化為特征，使得固體顆粒在流體的作用下像流體一樣地流淌，制和固體輸送問題。

流化床反響器就是以固體顆6-4-1流態(tài)化現(xiàn)象當流體自下而上通過固體顆粒床層時，隨著流體的表觀(或稱空塔)流速變化，床層的空隙率會發(fā)生不同變化，如 圖6-11所示。=?”—?丁=?”—?丁DmL”二二;11Fr￡ 氣■氣A氣氣體(b1氣體(a)(C)氣體(d)a—固定床b—臨界流化床c—流化床d—氣流輸送床流速較低時，顆粒靜止不動，流體從顆粒之間的縫隙穿過，大而增大，空隙率為一常數(shù) s,此時的床層為固定床，見圖界值時，床層的摩擦壓降剛好等于單位床層截面積的顆粒表觀重量粒不再由分布板所支撐， 而是全部由流體的摩擦力所承托。

床層的摩擦壓降隨流速的增6-11(a)。當流速增大到某一臨對單個顆粒而言，它不再依靠與接近顆粒的接觸而維持它的空間位置， 而是在床層中作自由運動。此時整個床層處于臨界流態(tài)化，具有了流體的性質(zhì)，床層上部具有一個水平的界面，見圖

6-11(b),其表觀流速稱為臨界流化速度Umf，其高度稱為臨界流化床高度 Lmf。當流速連續(xù)增大，床層摩擦壓降不變，但床面膨脹上升，空隙率增大， 并伴有氣泡的形成，此時的床層處于常見的流態(tài)化狀態(tài)，為6-11(c6-11(d),多用于快速流化床和顆粒物料的輸送。體系發(fā)生流態(tài)化現(xiàn)象后，表現(xiàn)出類似于單一液體的特性，發(fā)生泄漏，兩個相通設備間會表現(xiàn)出連通器的特性等，如

如具有浮力、液面和壓降，會6-12所示。浮力“液面”泄漏6-12流態(tài)化系統(tǒng)的特性

連通壓降固體顆粒的流態(tài)化性能與流體的性質(zhì)和顆粒的特性有直接的關系。對于沒有內(nèi)構件的流化床反響器，Geldart1973年以顆粒的平均直徑dp,對顆粒與流體的密度差作圖，把顆粒分為四類，見圖6-13。其中C類是很難流化的易粘結粒子；產(chǎn)生很大的氣泡，一般也不適宜流化。

D類是大而重的粒子，簡潔A類是細粒子〔如催化裂化催化劑〕，常常在消滅氣泡之前床層就顯著膨脹，氣流停頓后，床層緩慢塌落。

B類屬較粗的顆粒，當操作氣速大于臨界流化速度后就會消滅氣泡，當氣流停頓后，床層便快速塌落。較好的流化。

A、B兩類顆粒都可以實現(xiàn)7000ouQQV:;\「討\7000ouQQV:;\「討\..\10DD/(/”C◎1.丄」11HL1\I\,1,.!11 11HtJV6-13按流化特性對固體顆粒的分類6-4-2流態(tài)化特征參數(shù)1流化床中的壓降抱負狀況下，抑制流化床層的流淌阻力而產(chǎn)生的壓強降與表觀流速的關系如 圖6-14所示。6-14流化床壓降一流速關系在固定床階段，顆粒床層靜止不動，氣體從顆粒空隙中穿流而過，隨著氣速的增加，氣體通過床層的摩擦阻力也相應增加，見圖 6-14中的AB段。對于隨便充填的粒度均勻的顆粒床層，可用厄根〔Ergun〕固定床壓強降半閱歷公式 〔參見本章6-10〕進展計算。在流化床階段，床層壓強降保持不變〔6-14BC段〕，其值等于單位面積床層的凈重力，可依據(jù)顆粒與流體間的摩擦力恰與其凈重力平衡的關系求出：氣固摩擦力=凈重力=重力-浮力因此有：

〔6-22〕pAtW AtL(1 B)(s f)g (6-23)即:￡BpL(1B)(￡B

f)g (6-24)當流速進一步增大時，床層空隙率和高度均增加，

L〔1-此

〕不再變化，因

p維持不變。由于氣固系統(tǒng)中，氣體的密度和固體相比可以無視， 故厶p約等于單位面積床層的重力。例6-4、在內(nèi)徑為1.2m的丙烯氨氧化制丙烯腈流化床反響器中堆放了 3.62t磷鉬酸鉍微球催化劑，其顆粒密度為1100kg/m3，積存高度為5m，流化后床層高度為10m，操作條件下混合氣體的密度為1.2kg/m3,粘度為0.30104Pas。試求：〔1〕固定床空隙率；〔2〕流化床空隙率；〔3〕流化床解：按空隙率定義，有：V V V空隙 床層 顆粒B V V V床層 床層 床層顆粒體積：顆粒體積：VM3.62103顆粒3.39ms1100固定床床層體積：V

d2L

1.2255.65m 3h 4 t2 1 4 2 3流化床床層體積：V因此有：固定床空隙率：

dt2L243291 0.42

1.221011.31m34B1 329

5.65329流化床空隙率：

1土0.71B2 9

11.31B2 流化床壓降可按公式 (6—24B2 PL(1 )(

f)g10(10.71)(11001.2)9.8131259.7N/m2臨界流化速度及起始鼓泡速度6-6-1化速度和最低流化速度，用言，當固體顆粒較粗時，氣速一旦超過

Umf6-15B點。對于氣一固系統(tǒng)而Umf后，就消滅氣泡。而對于較小和較輕的細顆粒，當氣速超過Umf后，還會經(jīng)受一個無氣泡的散式流態(tài)化階段，然后床層才開頭消滅明顯的膨脹并消滅氣泡。床層開頭消滅氣泡時的表觀氣速稱為起始鼓泡速度臨界流化速度對流化床的爭論、計算與操作都是一個重要參數(shù)，

Umb。它與流固兩相的物理性質(zhì)如流固兩相的密度、流體的黏度和固體的粒度等有關。確定臨界流化速度最好承受試驗測定。試驗測定時，承受減氣速的方法，測取從流化床回到固定床過程中一系列壓強降與氣體流速的對應數(shù)值。將這些數(shù)值標在對數(shù)坐標上，得到如流速即為所測的臨界流化速度。

6-15ABC的曲線，B點對應的測定時常用空氣作流化介質(zhì)，并依據(jù)實際生產(chǎn)中的不同條件承受如下公式加以校正。UUmf mfUU

f)air))

air

(6-25)另外，也可用公式計算的方法確定臨界流化速度。點，此時的床層壓降既符合流化床的規(guī)律也符合固定床的規(guī)律,和流

由于臨界點是固定床與流化床的共同因此理論上把固定床壓強降化床壓強降方程聯(lián)立，即可解出

Umf。B150(1 )B

f 1.75(1B f)dUu2B廠(sdp) 2)dUu2

3B -B s B s 從中可解得:

PA AL(1 )(fAr 150」

1.75 Renfmf~3Renfmfmfs

(6-26)其中：Ar

趙稱為阿基米德數(shù)。針對不同的流型可適當簡化上式。對于小顆粒:

d：(sJgfUmf 1650f

(6-27)對于大顆粒:

)gU dp(sf

(6-28)fmf 24.5f上述近似的計算方法只適用于顆粒分布較為均勻的混合顆粒床層,異很大的混合顆粒床層。

不能用于顆粒粒度差上述兩種得到Umf的方法以實測法為準，當缺乏試驗條件時，可用計算法進展估算。6-56-4中的磷鉬酸鉍微球催化劑，經(jīng)測定，其粒度分布見下表:目數(shù)120 150100 12080 10060 8040目數(shù)120 150100 12080 10060 8040~6020 40dpi/mm1.121 0.100 0.147 1.121 0.175 0.1470.246 0.1750.360 0.246 0.841 0.360質(zhì)量分數(shù)Xi/%10121335255解：因存在粒徑分布，故應承受調(diào)和平均直徑 dp-

1xii1dpi

來代替顆粒直徑dp，計算結果見下表。目數(shù) 120 150 100 120 80 100 60 80 40 60 20 40dpi/mm0.1100.1330.1600.2070.2980.550xi/dpi0.910.900.811.690.840.09pd= 0.91+0.90+0.81+1.69+0.84+0.00019mmp由式〔6-27〕可得Umf為:Umf

dp(s1650f

f)g (0.19103)2(11001.2)9.8116500.3010

0.00786m/s=帶出速度氣固流化床中的氣體流量，一方面受 Umf的限制，另一方面也受到固體顆粒被氣體夾帶U等于顆粒的自由沉降速度時，

顆粒就會懸浮于氣流中而不會沉降。當氣流的速度稍大于這一沉降速度時，化床中顆粒的帶出速度等于顆粒在靜止氣體中的沉降速度。

顆粒就會被推向上方而被帶出，

因而流U4gdUps (6-29)t流化床操作時，除快速流化床外，應使氣流速度小于此沉降速度， 以防止顆粒被帶出床層。需要留意的是，臨界流化發(fā)生在床層底部，而到達帶出速度的最大流化則發(fā)生在床層頂部。因此，在計算Umf時，必需承受流化床底部的溫度、壓力、組成來確定氣體的密度和粘度，而且此時的顆粒直徑要用實際存在于床層中不同粒度顆粒的平均直徑

dp。但在計算Ut時，必需依據(jù)流化床頂部的溫度、壓力、 組成來確定氣體的粘度和密度，而此時的顆粒直徑應承受具有相當數(shù)量的最小顆粒的直徑，具體計算過程可參考相關著作。流化床的優(yōu)缺點流態(tài)化技術特別適合于自由流淌的、 非粘性的粉狀顆粒與氣體接觸的狀況， 尤其是有固體催化劑參與的氣-固相催化反響， 與固定床反響器相比，氣固流化床反響器具有以下優(yōu)點：321、催化劑的生產(chǎn)強度高。考慮到氣體流淌壓力降不能太大，固定床所用的固體顆粒粒徑較大，一般在3-10mm;而流化床承受細小顆粒，粒徑為0.03-0.2mm,且在懸浮狀態(tài)下與流體接觸，因此流化床中流-固相接觸面積大〔可高達3000-16000m2/m3〕，催化劑的利用率和單位質(zhì)量催化劑的生產(chǎn)強度比固定床反響器要大得多。2而由于流化床反響器內(nèi)顆粒物料的猛烈攪動和混合，使整個床層的溫度和濃度分布均勻全都;同時顆粒的猛烈3、能夠很便利地連續(xù)供給或移走反響熱。 流化態(tài)顆粒與內(nèi)浸換熱部件外表的劇烈碰撞，強化了固體顆粒與換熱部件外表熱傳導，同時也減薄了外表的氣體邊界層厚度，降低了傳熱阻力，使得床層與內(nèi)浸換熱外表的傳熱速度加快，傳熱系數(shù)高達層的熱容量大，熱穩(wěn)定性好，有利于強放熱反響的等溫操作

200-400W/〔m2.K〕，因此床4、能夠?qū)崿F(xiàn)固體顆粒的連續(xù)移出和引入。大多數(shù)催化劑在使用過程中由于催化劑中毒或活性外表為副產(chǎn)物所掩蓋，會消滅活性降低的現(xiàn)象，需要更換。由于流化床中的顆粒群具有類似流體的性質(zhì)，很簡潔實現(xiàn)局部催化劑連續(xù)取出和穎的催化劑的連續(xù)參加， 使整個床層內(nèi)可維持肯定的且均勻的催化劑活性;也可以承受在超出帶出速度下操作的快速流化床，將帶出的失去活性的催化劑顆粒在反響器外的伴床中進展再生， 然后再回到反響器中，從而實現(xiàn)催化劑的連續(xù)再生。這在固定床反響器中是無法實現(xiàn)的。5生產(chǎn)的需要?；谝陨现T多優(yōu)點，流化床反響器在氣－固相催化和非催化反響體系中受到了廣泛的關注，并在多個重要〔1〕低，尤其對于以中間生成物為目的產(chǎn)物的連串反響，將影響到反響的選擇性。在流化過程中由于固體顆粒間相互撞擊，會造成催化劑粉碎，生成細粉被氣流帶走而造成催化劑的損失。流化床內(nèi)的部件會被運動的顆粒漸漸磨損，甚至造成換熱器冷管磨穿，使冷卻劑流入床中，引起催化劑失活。假設氣體分布裝置設計或操作不好，簡潔發(fā)生溝流與短路，嚴峻降低氣固相接觸效率，使反響轉化率下降。轉化率和催化劑床層有溫度分布的反響。在設計流化床反響器時應考慮的根本問題主要有：床層的膨脹過程與壓降以及壓降與流速的關系；氣泡的行為和影響，氣泡的構造、尺寸和上升速度；氣泡的聚并的裂開；床層的氣含率；氣泡與四周介質(zhì)間的傳遞現(xiàn)象等；流化態(tài)物料間的熱、質(zhì)傳遞；氣體的分布、內(nèi)部構件及氣固的分別問題；流化床反響器的分類依據(jù)操作氣速和固體顆粒是否帶出反響器，可以將流化床分為低速流化床和高速流化床。低速流化床的操1 鼓泡流化床對于細粒床，氣速到達后umb后，床層內(nèi)會消滅氣泡。而對較粗顆粒系統(tǒng)，則在氣速超過umf后，就可消滅氣泡，這兩種狀況通稱為鼓泡流化床。爭論說明，不受干擾的單個上升氣泡的頂是呈球形的，尾部略為內(nèi)的途中，不斷有一局部顆粒離開這—區(qū)域，另一局部顆粒又補充進來，這樣就把床層下部的顆粒夾帶上去而促進了全床顆粒的循環(huán)與混合。在氣泡小、氣泡上升速度低于乳化相中氣速時，乳化相中的氣流可穿過氣泡上流，渾然一體，因此將它們總稱為氣泡暈。上升越慢，氣固接觸的時間也越長。氣泡的大小與很多因素有關，如速度，氣泡占床的體積分率，接觸時間和相只能作出粗略估量而已，這里從略。2湍動流化床隨著表觀氣速進一步提高，鼓泡床中氣泡的裂開速度漸漸超過氣泡的聚并速度， 導致床層內(nèi)的氣泡尺寸變小。這種小氣泡通常稱為氣穴，氣穴與密相或乳化相間的邊界變得較為模糊，此時床層稱為湍動流化床。在鼓泡流化床中，增加表觀氣速，床層壓力波動幅度增大，到某一表觀氣速時，壓力的波動幅度到達最大值，此時的表觀氣速稱為起始湍動流化速度Uc。爭論說明，湍動流化床中存在著中心區(qū)及壁面區(qū)。在床層中心處氣量最大，氣體帶動顆由于操作氣速不同，湍動流化床與鼓泡流化床有很大區(qū)別：〔1由于操作氣速不同，湍動流化床與鼓泡流化床有很大區(qū)別：〔1〕與操作氣速大體上成線性關系；對于湍動流化床，氣穴尺寸〔2〕氣穴不像鼓泡床中的氣泡一樣有明顯的上升軌跡，而是在不斷的裂開和聚并過程中無規(guī)律上升，氣穴尺寸小使其上升速〔3〕氣穴的運動膨脹，使湍動流化床中氣、固接觸加強，氣體短路現(xiàn)象減小，因此湍動流化床中氣、固相間傳熱、傳質(zhì)效率較高，反響速度也較快，生產(chǎn)強度提高。〔4〕穩(wěn)?！?〕泡床。

6-15典型低速流化床反響器示意圖固體返混程度大于鼓泡床，工業(yè)流化床催化反響器，固接觸良好，傳熱、

20世紀中葉以前主要以鼓泡床為主,

其后，漸漸轉向了氣、6-15

傳質(zhì)效率高，且氣體短路極少的湍動床。

典型的鼓泡和湍動流化床構造3循環(huán)流化床假設湍動流化床中連續(xù)增加表觀氣速，床層外表變得更加模糊，顆粒夾帶速率隨之增加，顆粒不斷地被氣流夾帶離開密相床層；連續(xù)增加氣速，顆粒夾帶明顯提高，假設沒有外來顆粒補充，床層顆粒則很快被吹空。假設有的顆粒不斷補充進入床層內(nèi)， 或通過氣-固分別設備回收帶出的顆粒并使其返回床內(nèi)， 操作則可以不斷維持下去，此時的流化床被稱為循環(huán)流化床，或者快速流化床。在快速流化床中，濃相區(qū)和稀相區(qū)的界面變得格外不明顯，床層中已沒有明顯的氣泡存在。氣固并流上行是循環(huán)流化床的主要操作形式，通常提升管和伴床組成，見圖

6-16。提升管主要用作反響器，而伴床可用作調(diào)整顆粒流率的的儲存設備、 熱交換器或催化劑再生器。流化氣體從提升管底部引入，攜帶由伴床來的顆粒向上流淌。提升管頂部裝有氣固分別裝置，如旋風分別器，顆粒分別后，返回伴床并向下流淌，通過顆粒循環(huán)掌握裝置后，再進入提升管。工業(yè)上，石油的催化裂化反響器即為氣固并流上行循環(huán)流化床反響器。6-16

氣固上行循環(huán)流化床

3-下行管分布器，4-下行管反響器6-17氣固下行循環(huán)流化床1-提升管，2-6-17氣固下行循環(huán)流化床1-提升管，2-氣固混合器，開發(fā)了氣固并流下行床反響器，或稱為氣-固順重力場流化床，見圖 6-17。由于此類流化床中顆粒和氣體的運動方向與重力場一樣， 顆粒和氣體的返混幾乎為零，局部顆粒濃度、氣、固速度的徑向分布更均勻，有利于提高連串反響中間生成物的選擇性； 該種反響器特別適用于一些需要接觸時間短的反響過程，如石油裂解過程。4 各種流化床反響器操作特性的比較各類流化床操作特性的比較見表 6-36-3各類流化床操作特性的比較通過床層向下的內(nèi)環(huán)流流淌特征流化區(qū)，內(nèi)為環(huán)一核流淌構造氣速/(m/s)0.1~0.50.5~1.51.5~163~16顆粒平均直徑/mm0.05~30.05~0.50.05~0.50.05~0.5顆粒的外循環(huán)量0.1~50.1~1015~202315~2023/(kg/(m2.s)空隙率0.6~0.80.6-0.80.85~0.980.95~0.99流化床類型鼓泡流化床流化床類型鼓泡流化床湍動流化床上行快速流化床下行快速流化床顆粒的歷程周期性地在下行周期性地在提升管和 管和伴床之間循;局部伴床之間循環(huán)，每次 環(huán)，每次循環(huán)在循環(huán)在提升管中的停 下行管中的停留回床層留時間為幾秒 時間為幾十毫秒1秒兩相流淌構造氣體呈鼓泡或氣節(jié)狀粒濃度氣體返混混局部返混完全返混完全返混帶而返混高軸向返混很小床內(nèi)顆粒返混軸向返混很小氣固相對速度低低較低流化床反響器在工業(yè)中的應用可分為催化過程和非催化過程兩大類。要特點是固體物料為催化劑，在反響過程中除因機械磨損使顆粒大小分布變化外，

催化過程的主顆粒的其他物理性能大抵上是不變的。但催化劑的活性隨反響而下降， 需要取出再生或補充的催化劑以維持反響器內(nèi)催化劑的平均活性在肯定的水平上。承受流化床反響器的催化反響很多，例如丙烯氨氧化制丙烯腈， 石油催化裂化制汽油，乙炔醋酸催化制醋酸乙烯， 順丁烯二酸酐的生產(chǎn)，丁烯氧化脫氫制丁二烯等。承受流化床反響器的非催化過程主要集中在煤炭加工工業(yè)、冶金工業(yè)和礦物加工等領域，如粉煤的燃燒， 煤和頁巖的流態(tài)化枯燥和造氣， 煤矸石的利用，鐵礦石的直接復原為鐵，貧鐵礦流態(tài)化磁化焙饒，氧化鉑的氮化焙燒，氫氧化鋁的焙燒，石灰、水泥、淘粒等建筑材料的生產(chǎn)等都可以用流化床反響器。下面列舉三個典型的流化床工業(yè)應用實例。1、丙烯氨氧化制丙烯腈丙烯腈是制造腈綸、ABS烯腈3 催化劑CHCHCH2O2NH3BiMo CH2CHCNH23 催化劑法可以便利地解決這一問題，因此工業(yè)上承受流化床反響器。早期的反應器在低速〔＜0.5m/s〕下操作，屬于鼓泡流化床，后來將操作氣速提高到大于 0.6m/s，使床層處于湍動流化狀態(tài)，改善了固體催化劑顆粒與氣體之間的接觸效果，提高了反響器的生產(chǎn)強度。所承受的反響器構造與圖6-15相像，考慮到可燃氣體丙烯和氨與空氣混合會發(fā)生爆炸，實際中空氣則通過底局部布器進入反響器2、重質(zhì)油催化裂化制汽油催化裂化是在高溫下，通過催化劑將長碳鏈的石油裂化為短碳鏈的汽油的過程。早期承受固定床反響器，由于裂化反響時需要吸取大量的熱，同時生成大量焦炭，催化劑在連續(xù)運行20-30分鐘后活性便消逝，需要用空氣化反響器和再生器中都要放置一個很大的換熱器，利用熔鹽供給裂化時吸取的熱量和除去再生時放出的熱量。固定3—4流化床催化裂化由反響器和再生器組成。利用流態(tài)化顆粒的流淌特性，實現(xiàn)催化劑顆外承受細小顆粒催化劑使得氣—固接觸面積大，催化劑的生產(chǎn)強度得到提高，因而可大大地增加單位體積反響器的早期的催化裂化流化床反響裝置中的反響器和再生器均為鼓泡流化床。由于低速流化床的返混很大，生成的部34分汽油被返混到催化床的下部，進一步被裂化為更短碳鏈的烷烴，降低了汽油的產(chǎn)率。隨著對高速流態(tài)化的爭論，循環(huán)流化床被引入石油催化裂化。由于循環(huán)流化床中的反響器承受高氣速下操作(3-10m/s)，氣體和固體顆粒返混大大削減，提高了汽油的選擇性和產(chǎn)率，很快得到廣泛的承受。由于操作氣速高，反響器變成了一個高達20-30m的瘦長型，因此又被稱為提升管反響器，見圖 6-16。提升管催化裂化反響裝置隨后經(jīng)過不斷的改進，目前已成為石油烴類加工中的一種重要方法，同時也是利用流化床反響器的規(guī)模最大的工業(yè)生產(chǎn)過程。3、煤的流化床燃燒煤的流化床燃燒是二十世紀60年月初開頭進展起來的一種型煤燃燒技術， 40多年來進展很快，世界上很多國家包括我國都格外重視這項燃煤技術的開發(fā)， 應用范圍也從工業(yè)流化床鍋爐進展到電站鍋爐。流化床燃燒技術本身也由第一代鼓泡流化床進展到其次代循環(huán)流化床，見圖6-。由于承受細煤粉燃燒并加強了燃后顆粒的循環(huán)，循環(huán)流化床比燃燒塊煤鍋爐的燃燒效率普遍較高。與其他燃煤爐如發(fā)電廠的噴粉煤高溫燃燒爐相比，循環(huán)流化床的操作溫度較低(800-900C),此溫度下正好是碳酸鈣的分解溫度，分解后生成的石灰可以與燃氣中的SO2反響生成亞硫酸改和硫酸鈣，并且在該溫度下固體生成物不會被分解，因此可以承受爐內(nèi)噴入石灰石粉的方法實現(xiàn)爐內(nèi)固硫。 此外，由于高溫燃燒氣中N2和02會發(fā)生反響生成氮氧化合物，排入大氣候造成空氣環(huán)境污染，而在循環(huán)流化床操作溫度范圍內(nèi)， N2和02反響生成氮氧化合物的可能性較小，因此循環(huán)流化床能夠?qū)崿F(xiàn)高效、清潔煤的燃燒，世界各國都在大力推廣循環(huán)流700t/h。圖6-18Lurgi6-18Lurgi公司循環(huán)流化床鍋爐流程圖a-循環(huán)流化床 b-旋風分別器c-虹吸管d-流化床換熱器e—對流段fg-透平機h-煙囪本章重要內(nèi)容小結：1?工業(yè)固定床催化反響器分類： 絕熱式、連續(xù)換熱式和自熱式；等溫式和非絕熱非等溫;單段式與多段式；軸向流淌和徑向流淌；固體顆粒的三種當量直徑表示方法：體積當量直徑；比外表積當量直徑 ds；外外表積當量直徑 de,3?固定床的壓力降計算流體在空圓管中的壓力降流體在固定床中的壓力降2fU0

-LfUafd2

2150

1.75MdsMd U d

ReMGReM

sf o s 應用閱歷或半閱歷方法進展反響器設計時，要以實測的最正確條件和空時作為計算的依據(jù)，其空時是關鍵，同時，必需進展必要的物料衡算和熱量衡算。一維擬均相抱負流淌模型主要內(nèi)容是三個根本方程，即物料衡算方程式：FA0dxA

(rA)(dt2)dlb 4熱量衡算方程式： FtMCpmdTFA0dxA HAKqTTsdtdl反響動力學方程式： rA fxA,T當流體自下而上通過固體顆粒床層流化時，B sf床層壓力降：pL〔1 〕〔〕gB sf1

1.75-

sfgd；ReArRe

150

3Bmf

R3 mL

，其中：Ar 2；Bmfs mfs f帶出速度：ut流化床反響器可分為低速流化床和高速流化床；低速流化床包括鼓泡流化床和湍動帶出速度：ut習題6.1為了測定外形下不規(guī)章的合成氨用鐵催化劑的外形系數(shù)，將其充填在內(nèi)徑為98mm的容器中，填充高度為 1m。然后連續(xù)地以流量為 1m3/s的空氣通過床層，相應測得101.3Pa,試驗操作溫度為298K。試計算該催化劑顆粒的外形系數(shù)。催化劑顆粒的等體積相