流化床反应器气固传热面积模型

第17卷第4期 化学反应工程与工艺 V ol 17,No 12001年3月 Chemical Reactio n Engineering and T echnolog y M ar ,　2001收稿日期:1999-11-29;修订日期:2000-04-04作者简介:燕青芝(1966-),女,在读硕士,讲师,1999年在华东理工大学联合化学反应工程研究所做访问学者。

文章编号:1001-7631(2001)01-0016-05流化床反应器气固传热面积模型燕青芝1,李灵芝1,于丰东2,程振民2,袁渭康2(1.平顶山师专化学系,河南　平顶山　4670001;2.华东理工大学联合反应工程研究所,上海　200237)摘要:　研究了流化床反应器内发生气固反应时的传热机理,认为气固间的传热面积包括两部分,即气泡内所含颗粒的表面积与气泡和泡晕间的有效传热面积,据此首次导出了气固传热面积模型A =u 0-u mf 22.26d b 0.5-u mf [4.5u mf d g C pg d b + 5.85(λg d g C pg )0.5g 0.25d b 1.25]L mS T将该模型应用于半间歇的裂化催化剂烧炭再生过程,与实验数据的比较表明,模型预测是可靠的。

关键词:流化床反应器;　气固传热;　面积模型中图分类号:TQ 032.41　文献标识码:A引　言关于流化床反应器内的传热问题,主要集中于床层与换热元件之间的传热研究,关注较多的是换热元件的传热面积。

对于气体与颗粒间的传热面积,通常认为应是床层内所有颗粒的表面积[1～6]。

但笔者在做结焦催化剂再生的温升研究时发现,气固间的实际传热面积远小于床层内所有颗粒的总表面积,而与颗粒在床层内的暴露情况有关。

虽然戴维森等[7]提出固体颗粒的“活动”表面积的概念,也就是传热面积,并认为这一面积小于床层中颗粒的总表面积,但对这一面积如何求算却未给予论述。

其它相关文献中也仅论及了单个固体颗粒的传热面积[8],迄今为止尚未发现有关整个床层内气固传热面积的研究。

无论是在实验室研究中还是对工业反应器进行传热分析时,传热面积都是一个重要参数。

本文应用鼓泡床模型理论,首次建立了气-固传热面积模型,并将其应用到半连续的结焦催化剂再生操作过程中进行检验。

1　传热面积模型根据鼓泡床模型理论,气体主要存在于气泡内,固体颗粒主要存在于乳化相中。

当伴随着强热效应的化学反应发生时,在气泡、泡晕和乳化相之间便产生相互串联的热量传递。

分别以T b 、T cs 、T es 表示气泡内气体温度、泡晕及乳化相内颗粒温度,假定T es >T b ,对单位气泡体积,相间传热速率可描述为d g C pg d T b /d t =h bc (T cs -T b )=h ce (T es -T cs )=h be (T es -T b )(1)其中h bc 、h ce 、h be 分别为按气泡体积做基准计算的气泡与泡晕间、泡晕与乳化相间以及气泡与乳化相间的热交换系数,三者的关系为 1/h be =1/h bc +1/h ce(2)　由于泡晕与乳化相间的传热速率非常快,可以认为该过程没有传热阻力,即 T cs =T es =T s(3)　气泡内所含颗粒量虽然只占床层颗粒总量的千分之二到千分之四,但其对传热的贡献不可忽略。

因此气、固间的传热过程可以认为包括两个部分,一部分是进入气泡内的固体颗粒与气泡内气体的对流传热,另一部分为气泡与泡晕间的热量交换。

对单个气泡,单位体积内的热量衡算方程为 d g C pg d T b /d t =T (V b S s +S bc )(T s -T b )(4)　若令A ′=V b S s +S bc(5)　将方程(2)～(5)代入方程(1),得出 A ′=V b S s +S bc =h bc /T(6)　根据方程(6),流化床层内气、固总换热面积A 应为 A =W b L f SA ′=W b L f Sh bc /T(7)　其中流化床高度L f 可由静止床高L m 及气泡的体积分率W b 表示如下 L f =L m /1-W b (8)　将上式代入方程(7),可得 A =L m S W b h b c /(1-W b )T(9)　式中气泡分率W b 和热交换系数h bc 都是未知量,需通过床层分析来确定。

1.1　确定δb 和h bc 气体以操作气速u o 进入床层后,一部分以临界流化速度u mf 进入乳化相,剩余气体以气泡形式通过床层,以u b 表示气泡群的上升速度,则 u o =u b W b +u mf [1-W b -W b (V c +V w )/V b ](10)　当大量气泡快速上升时,泡晕体积可以忽略,因此上式可简化为 u o =u b W b +u mf (1-W b )(11)　于是 W b =u o -u mf /u b -u mf(12)　若以u br 表示单一气泡的上升速度,d b 表示气泡的有效直径,则 u b =u o -u mf +u br (13) u br =22.26d b0.5[9](14)　将(13)、(14)代入方程(12),得 W b =u o -u mfu o -2u mf +22.26d b 0.5(15)　由于气泡与泡晕间的传质交换系数可以用下式半关联[5] K bc = 4.5u mf d b + 5.85D 0.5g 0.25d b1.25(16)　类比方程(16),可以写出气泡与泡晕间传热交换系数的关联式 h b c = 4.5u mf d g C pg /d b + 5.85(λg d g C pg )0.5g 0.5/d b 1.25(17)　将(15)、(17)代入方程(9),得出流化床气、固传热面积的模型式为A =u o -u mf22.26d b 0.5-u mf [4.5u mf d g C pg d b + 5.85(λg d g C pg )0.5g 0.25d b 1.25]L m S T(18)　这是一个与实验条件有关的复杂函数式,下面确定其有关参数d b 、u mf 和T 。

对于无内部构件的空塔流化床,气泡的有效直径d b 可取当量直径 d b =4×床层截面积/润湿周边(19)　临界流化速度u mf 由下式表示[4]17第1期燕青芝等.　流化床反应器气固传热面积模型 u mf =d 2s (d s -d g )g /1650_g (20)　气-固传热系数T 可由Nusselt 准数关联[6]如下 Nu =T d s /λg = 2.0+0.6Re 12Pr 13(21)图1　反应器示意图Fig 1　Ex perimental appa ratus1-分布器;　2-催化剂颗粒;3-热电偶;　4-进料管2　模型检验做结焦分子筛催化剂的再生实验,以检验所建模型的正确性。

反应器结构见图1。

反应器内径20mm ,床层高度150mm,可装填催化剂约20g,但每次实验仅装填5g,以保证有足够的流化空间。

上下两端封闭有不锈钢烧结板,内插铠装热电偶以测定气体的出口温度。

操作压力为0.11M Pa ,反应气体以1400m L /min 速度通入。

分别在567℃、750℃和800℃的初始温度下再生,记录反应器出口处气体的温度。

所用催化剂规格为,裂化待生催生剂,含炭重量 1.10%,颗粒半径42.5μm ,颗粒密度1380kg /m 3,每次实验的装填量为5g 。

对于气体连续进出、固体分批加料半连续操作过程,辐射传热忽略不计时,颗粒传向气体的热量应等于气体流动带出的热量加上床层内气体热容量的变化,因此床层的热量衡算可表示为T A (T s -T f )=PG s C pg d T f /d t +G g C pg (T g -T o )(22)式中T s 、T f 是随时间而改变的量,通过做单颗粒上的能量衡算可以得出其温度分布 d(T s -T f )d t =-1.68×105P A d s C ps c B (-ΔΗB )exp [-105800R (T o +T )]-3Td s C ps R s(T s -T f )(23)根据作者对烧焦过程动力学的研究结果,焦炭浓度C B随时间的变化可由下式给出 c B =c Bo exp (-k P A t )(24)　 k = 1.68×105ex p(-105800RT o)(25)　将方程(22)～(25)联立,代入实验条件编程求解气体出口温度T g 。

计算所需传热面积A 由模型(18)求得,其它数据参看符号说明表中的附注。

3　结果与讨论气体温度分布的模型计算值与实验测定值的图2　不同起始温度气体层的温度分布Fig 2　Comparison of calcula ted values with ex perimental data a t different initia l tempera tur es比较如图2所示,图中T gcal 和T gexp 分别为气体出口温度的模型计算值和实验测定值,从图中分布曲线18 化学反应工程与工艺 2001年可以看出 (1)无论低温再生(a)还是高温再生(b)、(c),实验测定的气体温度分布均出现波动,似有多峰现象。

这可能是由于热电偶在测温过程中受燃烧炉温度波动及床层内气固流动的影响。

(2)(a)、(b)、(c)三图都显示出所测气体的最大温升较模型计算值滞后的现象。

滞后原因可能是热电偶探头周围的气膜传热所需时间及热电偶的响应时间等因素所致。

同时由于颗粒的流动,不时与热电偶探头接触,致使所测气体温度偏高。

尽管由于这些客观因素的存在,使得模型计算值与实验结果之间存一定的偏差,但其吻合程度还是令人满意的,表明所建模型是可靠的。

4　结　论通过对流化床传热机理的分析,理论导出了气固间传热面积的数学模型A=[(u o-u mf)/(22.26d b0.5-u mf)]·(L m S/T)·[4.5u mf d g C pgd b+ 5.85(λg d g C pg)0.5g0.25d1.25b]及固体分批加料的半间歇半连续操作流化床传热模型T A(T s-T f)=PG s C pg d T fdt+G g C pg(T g-T o)虽然在模型计算中使用了一些经验关联式,但从计算值与实验定测值的比较中可以看出,这些关联式能够满足模型要求,使得所建模型能较好地反映实际反应过程。

符号说明A′　A　c B,c B0C pg,C psd bd sG gG sg　-ΔΗBh be、h bc、h c e kK bcL f,L mNu　P　——单位气泡体积的换热面积,m2——床层内气固总换热面积,m2——焦炭的重量分数和初始重量分数　——气体与颗粒热容,k J/kg℃　——气泡直径,m　——颗粒直径,m　——气体质量流速,kg/s　——催化剂装填量,kg　——重力加速度,m/s2——焦炭燃烧的平均反应热,J/mol　——气泡与泡晕、乳化相以及泡晕与乳化相间　 的热交换系数,J/m2·s·℃——反应速率常数,1/Pa·s——气泡与泡晕间的传质交换系数　——流化床高与静床高,m　——Nusselt数(=T R s/λg)——流化单位质量固体所需气体量,kgP A P rRR sR eSS bcS sSh*T bT s,T cs,T esT o,T gT ftu o,u mfu b,u brV b,V c,V w——氧气分压,Pa——Prandt数,(=C pg_g/λg) ——气体常数,J/mol·K——颗粒半径,m——Reynolds数(=d s u o d g/λg)——床层截面积,m2——气泡与泡晕间的传热面积,m2——单位颗粒体积的表面积,m2/m3——T R s/λs——气泡温度,K——颗粒及泡晕、乳化相中颗粒温度,K——反应器入口与出口处气体温度,K——床层平均温度,K——烧炭时间,s——操作气速与起始流化速度,m/s——气泡与气泡群的上升速度,m/s——气泡、泡晕、尾涡体积,m319第1期燕青芝等.　流化床反应器气固传热面积模型T W b V b λgd g ,d s u g 附注:C pg C ps λgd g-ΔΗB A T ——气-固传热系数,J /m 2·s ·℃——床层内气泡的体积分率　——气泡内颗粒体积与气泡体积之比　——气体导热系数,k J /m ·s ·℃——气体和颗粒密度,kg /m3——气体粘度,pa ·s =1.009k J /kg ·℃=1.5k J /kg ·℃=0.0244k J /m ·s ·℃=1.243kg /m 3=340k J /mol=8.5×10-6k J /s ·℃下标A B b c e s f g m w o ——氧气——焦炭——气泡——泡晕——乳化相——颗粒—流化床层 —气体—静止床层—尾涡—初始状态 参考文献:[1]　Yates J G,Pow e P N.A M odel for Ch emical Reaction in th e Freeboard Region above a Fluidiesd Bed [J].Trans Instn Ch em Eng rs,1977,55:137～141.[2]　de Lasa H I,Barreiro A,Barreiro E,et al .Analysis of Fluidized Bed Catalytic Cracking Regenerator M odels in an Industrial Scale Unit[J ].Can J Chem Eng ,1981,58:549～553.[3]　J oseph F F .Fluid -to -Particle Heat Transfer in Fluidized Beds [J ].Ch em Eng Progr ,1961,57:35～42.[4]　国井大藏等.流态化工程[M ].北京:石油化学工业出版社,1977.188.[5]　J 塞克利等[美]气-固反应[M ].北京:中国建筑工业出版社,1986.10.[6]　许贺卿.气固反应工程[M ].北京:原子能工业出版社,1993.170.[7]　JF 戴维森等.流态化[M ].北京:北京科学出版社,1981.457.[8]　Shettigar U R ,Hugh es R .Prediction of Trans ient Tem perature Dis tribution in Gas -Solid Reactions [J ].Chem Eng J ,1972,3:93～99.[9]　朱炳辰.化学反应工程[M ].北京:化学工业出版社,1993.157.AREA MODEL OF HEAT TRANSFER BETW EEN GASAND SOLID IN THE FLUIDIZED BEDYAN Qing -zhi 1,LI Ling -zhi 1,YU Feng -dong 2,C HEN G Zhen -min 2,YUAN W e i -kang 2(1.Department of chemistry ,Pingdingshan Normal School,Ping dingshan 467001,China;2.UN ILAB Research Center of Chemical Reaction Engineering ,ECUS T,Shang hai 200237,China)Abstract:　According to the detailed analysis of the transient heat transfer m echanism betw een g as and solid in fluidized bed reactors,it w as considered that the area of heat transfer includes tw o parts :the sur-face area of solid particles entering the gas bubbles and the heat transfer area betw een bubble halo and emulsio n phase .A area model has been developed as following : A =u o -u mf22.26d 0.5b -u mf L m S T4.5_mf d g C pg d b +5.85(λg d g C pg )0.5g 0.25d 1.25b w hich is applied to the burning-off of carbon deposited in cracking catalyst pellets in a semi-batch flu-idized bed reactor .Comparisons of model with experim ental data w ere giv en .The result show ed that the present models can giv e a g ood predication of experim ental resutlts .Key wards :　fluidized bed reactor;area model;hea t transfer between gas and solid20 化学反应工程与工艺 2001年。