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气固下行流化床反应器_气_固流动模型

气固下行流化床反应器_气_固流动模型
气固下行流化床反应器_气_固流动模型

1996-04-01收稿。

联系人及第一作者:祝京旭,男,36岁,博士,加拿大安大略惠斯顿大学化学和生物工程系副教授。

第13卷第1期 化学反应工程与工艺 V o l 13,N o 11997年3月 Chemical Reactio n Engineering and Techno lo g y M a r,

1997

专题讲座

气固下行流化床反应器

Ⅳ 气、固流动模型

杨勇林 祝京旭

(Departmen t of Ch emical and Biochemical Engineering Univ ersity of w estem Ontario ,London ,N 6A ,5B 9Canada )

摘 要 综述了循环流化床提升管和下行管气固两相流动模型研究的现状,在对这些模型分类评述的基础上,给出了可用于描述下行管反应器流动规律的一维两相和二维两相流动模型,为下行管反应器的设计、放大提供了理论依据。

关键词:气固流动模型 提升管 下行管 κ-ε

模型1 气固两相流流体力学模型研究现状

循环流化床(提升管或下行管)中气固两相流动是一种高颗粒浓度和高湍动程度的两相流动过程。由于固体颗粒散布在气体中运动,操作气速高,返混小,具有良好的气固接触性能,循环流化床具有广泛的工业应用背景[1]

。随着循环流化床工业应用的不断扩展,需要更全面、更深刻地认识其气固两相流动规律。因而建立准确、可靠的流体力学模型来定量描述循环流化床提升管和下行管中气固两相的流动行为,就日益受到国内外广大学者的关注,多种形式的流体力学模型也就应运而生[2~7]

数十年来人们在循环床提升管的流体力学模型化方面已做了不少工作,并提出了许多经验的或理论的模型,但这些流动模型还很难全面描述循环床提升管中气固流动的行为,同时各种模型尚存在一定的局限性。迄今为止,人们提出的提升管流体力学模型主要分为下列四类:

(a )一维(轴向)流动模型(b)一维两区流动模型

(c)两维流动模型

(d )稀密两相局部流动模型(最小能量原理)

一维轴向流动模型是将床内气固两相分别作为一维拟均相处理而建立的[8~

16]

。一维两

区模型是考虑到循环床提升管内颗粒在壁面区域的回流现象,而将循环床提升管分为核心区和环形区来处理[17~24]

。提升管两维模型是建立在轴、径向气固两相流动参数非均匀分布的基础上,由流体力学基本理论出发而推导得到的[25~41]。提升管内稀、密两相局部流动模型

则是以床内局部流动结构的不均匀性为基础,将床内气固两相流动描述为密集的絮状物相和稀相而建立的[3,42~47]。1.1 一维轴向流动模型

一维轴向流动模型建立在“径向均匀”假设的基础上,主要用于描述提升管截面平均流体力学参数,如截面平均颗粒浓度和截面平均颗粒速度的轴向分布规律。

最初提出的一维模型[8]是以循环床提升管处于快速流态化时床内颗粒的团聚和典型S 型轴向空隙率分布为特征而建立的。另一类一维流动模型则是基于流体力学基本理论,假设提升管内两相流动是由气相和固相两个拟均相组成,并分别给出气相和固相的连续性方程和动量方程,从而构成提升管一维流动模型的基本方程。表3给出了一维两相流动模型的基本方程[5,10,15,48~51]。

表3 一维两相流动模型的基本方程

Table 3 Equations f or one -dimensional gas -solid f low modeling

流体力学模型方程组成方程连续性方程 气相d d x (X -g d -g U -g

)=0

 固相

d d x (X -p d -p U -p

)=0动量方程

 气相d(X -g d -g U -2

g )d x =-d P

d x -F D -F Gg -F gw

 固相d(X -p d -p U -2p )

d x

=F D -F Gp -F pw

X -g +X -p =1d -g =P

R T

F D =34C D d p X -p d -g (U -g -U -p )2

F Gg =X -g d -g g F Gp

=X

-p d -p

g F gw =12f

g X -g d -g U -2

g D t

F pw =

12f p X -p d -p U -2p D t

给定边界条件及曳力系数C D 后,求解由表3所给出的方程组,即可得到空隙率X -g 及压力P 沿床层轴向的分布。边界条件一般可由床层入口或出口处的具体情况而很容易地给定,而气固间曳力F D 的确定则是求解上述方程组获得正确的模拟计算机结果的关键。如Ara stoopour 和Gidaspow

[48]

假设床内存在絮状物,并设定絮状物有效直径为d c 从而修正

曳力F D 。他们由此计算得到的压力降结果与实验值相吻合。而杨勇林等[51]和Bai 等[10]则通过修正颗粒群曳力系数C D 来确定气固间的曳力,他们的计算结果表明用修正C D 后的一维轴向稳态流动模型所预测的压力及空隙率的轴向分布都和实验结果吻合得比较好。1.2 一维两区流动模型(环-核模型)

大量的实验研究表明:在循环床提升管内气固两相流动不仅在轴向,而且沿床层径向也具有明显的不均匀性:一般在床层中心为颗粒向上快速流动的稀相区,而在近壁处为颗粒流

动缓慢或向下流动的浓相区。为了描述这种不均匀的具有内循环流动结构的环-核流动行为,许多研究者都相继建立了一维两区流动模型[17~

24]

提升管一维两区模型主要是考虑到床内颗粒浓度在径向上中心稀,边壁浓,并在壁面区

99

第1期杨勇林等.气固下行流化床反应器Ⅳ气、固流动模型

域有颗粒回流的现象而将床层截面划分为环、核两个并行的区域或通道,所以也称为两通道流动模型(Tw o-Channel Flow Model)或环-核模型(Core-Annulus Model)。在环形区内颗粒密度较大,形成颗粒聚集体缓慢向上流动或向下流动造成返混,在核心区内颗粒则主要呈稀相弥散状态快速向上运动,环形区内的颗粒聚集体由于浓度差的作用通过界面向核心区扩散,进入核心区即很容易被上升气流所解体而形成单个弥散颗粒或较小的颗粒聚集体向上运动;核心区内的颗粒由于横向运动而达到环形区,重新形成颗粒聚集体。这样在两区之间就形成了颗粒交换和颗粒聚集体的不断形成与解体,而且由于这种颗粒交换和颗粒聚集体的形成与解体在两区中的不平衡性,造成了颗粒浓度、气固速度在径向的不均匀分布。环-核模型一般假设在环形区和核心区气固两相为拟均相,即环形区和核心区的气体速度、颗粒速度和颗粒浓度分别为恒定值。在此基础上对这两区进行物料衡算和动量衡算,就可以建立两区流动模型方程。基于上述基本概念,各研究者[17,18,20~

22,52~55]

.先后从不同角度建立了

提升管一维两区模型,而且都进行了许多简化处理。由此可见,这些模型尚存在经验性强、过分简化或对参数径向分布预测能力较弱等问题,因而还需要进一步完善。1.3 两维流动模型

提升管两维气固两相流模型是在考虑气固两相在床层轴径向不均匀流动的基础上建立的。目前提升管两维流动模型主要有两大类:一类是由单相湍动模型发展而来的两维两相湍流模型(Two -Dimensional Tw o-Phase Turbulent Model),另一类是不考虑湍流的非粘性两维两相流模型(Invisicid Tw o-Dim ensio nal Tw o-phase flo w Model)。其中两维两相流湍流模型主要可分为两种模拟方法。一种称为稀相离散模型(Dilute Dispersion Model)或随机轨道模型(Stochastic Tra jetory M odel),颗粒随机轨道模型假设颗粒群沿各自的轨道互不干扰地运动,即认为颗粒数沿轨道守恒,在本质上并没有考虑湍流扩散,其颗粒运动及其变化过程采用Larangia n 方法来计算[56]。

另一种两维两相湍流模型是采用Eulerian 方法来处理的连续介质模型或双流体模型(Tw o-Fluid Model)。对于稳态流动过程,双流体湍流模型(κ-ε模型)[27,57,58]方程可统一表示为

x (H j d j u j h j )+ y (H j d j v j h j )= x Γh j h j x + y Γh

j h j

y

+S h j (1)

式中,H j 为相体积分,j =1为气相,j =2为固相;d j 为j 相密度;h j 为j 相特性,如速度,湍流

能k ,耗散率X ,u j ,v j 分别j 相的轴向和径向速度;Γh j 为j 相内部h 的输送系数;S h j

为源项。上述两种湍流两相流模型均已被用于描述颗粒浓度较稀时的气固两相流动行为[27,56,58]。而对于颗粒浓度比较高循环床提升管,由于床内颗粒的不断聚集和解体及颗粒的内循环流动,使得直接采用这一κ-ε模型计算尚存在一定的困难,还需要做进一步的工作。

非粘性两维两相流模型是基于经典Navier-Sto kes 方程的非粘性流动模型,这类模型最初由Gidaspo w [19]

提出,后来Gidaspo w 等[60]

,Tsuo 和Gidaspo w [29]

将这一模型方程应用于循环床提升管的数值模拟计算过程中。虽然他们已能成功地利用此模型来预测提升管中气固两相的流动行为,但由于模型中没有引入湍流运动的机理,在数值模拟计算中需要设定一固相粘度。而固相粘度是由于颗粒间聚集和碰撞而产生的,它反映了固体颗粒的能量耗散(Energy Dissipatio n),因而是颗粒物性、颗粒浓度、操作气速及轴、径向位置的函数。在这种

100

化学反应工程与工艺 1997年

情况下只引入一恒定的固相粘度难以从机理上解释提升管内颗粒内循环流动及其它许多重要的物理现象,就使得他们的这种处理方法存在着极大的局限性。

为了能定量描述固相粘度,Sinclair 和Jackso n [28]

引入类似气体动能理论(Kinetic Theo ry)的颗粒碰撞理论来定量预测颗粒和颗粒相互作用有关的流动现象,从而建立了考虑颗粒和颗粒相互作用的流动模型。各研究者[30~32,34,35,38,39]已先后利用类似动能理论模型来预测提升管气固两相流动行为。但由于这些模型都是建立在的气固两相流充分发展的基础上,因而只可用于描述循环床提升管中充分发展区的气固流动现象,不能给出提升管中非充分发展段的气固两相流动行为。

1.4 稀密两相局部流动模型(能量最小原理)

在循环床提升管内任意一局部位置上,气固两相流动可以看作由稀、密两相组成的复合物[42,43]

。更具体地讲,两相流动可以认为是由颗粒密集的絮状物相和单一颗粒弥散的稀相

所构成。基于此概念,Li 等[42,43]

建立了多尺度模型,并应用能量最小(Energy Minimiza tion)

原理求解该模型,得到了有关一维床截面平均流动参数的变化规律。Li 等[44~46]

进一步将这一局部流动模型进行整体化处理,获得了这些局部流动参数的径向分布。目前该模型在局部气体速度、空隙率径向分布给定的情况下,可以计算出颗粒速度及絮状物直径的径向分布。但要完全由理论计算来预测这些参数,尚需进一步的研究[3]。

有关循环床下行管中两相流体力学模型化方面目前还很少有文献报道,已有的工作是郭慕孙和庄一安[61]

及金涌等[62]

建立的一维两相流模型,以及杨勇林[63]

、杨勇林等[41]

Yang 和Zh u [64]

建立的湍流两维流动模型。实验研究表明:气固流动参数沿轴、径向都存在

着不均匀性[6,16]

所以有必要建立循环床下行管两维流动模型。事实上,大量实验研究结果已表明,无论是在气固并流上行的循环床提升管中,还是在气固并流下行的循环床下行管内,气固两相流沿径向分布都是不均匀的,而且颗粒沿床截面都有不同程度的聚集现象,颗粒与气流之间的滑落速度沿床截面也不尽相同。所以当试图在径向均匀的基础上建立一维理论模型时,如果不引入依赖于颗粒特性和床内尺寸特征的参数,就很难准确地表达床内的总体流动行为(Ov erall Flo w behav io r)。

一般来说,颗粒沿床截面横向聚集的总体效应使得颗粒和气体在径向上分布不均匀,结果造成了高颗粒浓度区域和低颗粒浓度区域之间的相对运动。如果不采用某种形式计入颗粒浓度沿截面的分布,就很难预测这种相对运动[65]。所以,建立一个满意的两维气固两相流理论模型的中心问题是对产生颗粒聚集体的机理以及气固湍动流动特性的认识和定量模型化[66]。

综上所述,循环床提升管或下行管中气固两相流是一种颗粒浓度较高、湍动显著的气固两相流动过程,所以气固两相流在床内的湍动运动才是造成床内颗粒浓度和速度非均匀分布的主要原因。因此,有必要在对床内两相流的湍动结构进行分析的基础上,建立循环流化床气固两相流湍流模型,深化对气固两相流动规律的认识。

2 下行管气固流动模型

2.1 一维两相流动模型

基于以往对于顺重力场与逆重力场气固两相流的流体力学及混和行为的实验研究,金

101

第1期杨勇林等.气固下行流化床反应器Ⅳ气、固流动模型

涌等[62]

建立了适用于下行管的气固一维两相流动模型。该模型根据下行管中气体速度、颗粒速度及颗粒浓度在径向上分布较为均匀的特点,忽略了它们在径向上的差别,只考虑气固之间的曳力及重力,建立了如下方程:

质量守恒方程:

(X -g d -g U -g ) x =0, [(1-X -g )d

-p U -p ] x

=0(2)

动量守恒方程:

(X -g d -g U -2

g ) x =- P x ±F D -F gw +X -g d -g g (3) [(1-X -g )d -p U -2

p ] x

=±F D -F pw +(1-X -g )(d -p -d -g

)g (4)其中d -g 、d -p 、U -g 、U -p 分别代表气体及颗粒的截面平均密度及速度X -g 、F D 、F gw 、F pw 分别代表床层截面平均空隙率、气固间曳力及气体、颗粒与边壁的摩擦力。如果忽略气速的轴向变化及气

体重力,可较容易地得到下行管轴向压力分布及速度分布的数值解。上面的方程中唯一需用实验确定的参数是气固间的曳力系数C D ,金涌等

[62]

由实验得到了如下的关联式:

C D C DS =14.1(1+ 2.78d

-g _g /G s )Fr

(5)

这样由上述模型数值模拟可以计算得到下行管内轴向压力分布、颗粒速度轴向分布及颗粒加速段长度等一系列描述下行管轴向流体力学特征的参数。图28和29分别给出了金涌等[62]

由此一维模型计算得到的下行床颗粒浓度和颗粒速度的轴向分布。由图可以看出:

由该一维模型预测得到的颗粒浓度和颗粒速度分布与实验结果可以较好地吻合。这说明下行管中由于气固速度、颗粒浓度径向分布较为均匀,颗粒的聚集较小,

所以利用一维轴向模

图28 一维模型预测与实测下行管颗粒

浓度轴向分布的比较[62]

Fig 28 Co mpa riso n o f the ex pe rimental ave rag e so lids co ncentra tio n in the dow ner with tha t pr edic ted by the o ne-dimensional model [62]

图29 一维模型预测与实测下行管轴向颗粒

速度轴向分布的比较[62]

Fig 29 Co mpa riso n o f the ex pe rime ntal av erag e

par ticle v elocity in the do w ne r with that pr edic ted by the o ne-dimensional model [62]

型可以得到较为准确的床内流体力学参数的轴向分布规律。

102

化学反应工程与工艺 1997年

2.2 两维κ-ε湍流流动模型

在上述对于顺重力场与逆重力场气固两相流的流体力学实验研究及一维两相流动模型的基础上,杨勇林[63]、Yang和Zhu[64]建立了可以适用于下行管及提升管的气固两相流两维湍流流动的κ-ε模型。κ-ε模型原本是用于单相湍流计算而较为成功又相对简单的一个流动模型(王应时等[67])。已有不少学者将其应用于多相流体系,如稀相气固两相流计算,气液体系流体力学计算等[58,67,56]。该模型假设湍能在气固两相流中起了重要作用,并用κ表示湍能,ε表示湍能耗散率,故称κ-ε湍流模型。下行管及提升管中气固两相运动,从计算流体力学角度来说属于稠密相悬浮系统,将κ-ε模型推广到这一区域的关键是如何处理颗粒加入后对系统湍流结构的影响。正如单相流中粘性剪切应力是造成流体速度梯度的重要原因一样,多相流中粘性剪切应力也是引起气固速度及颗粒浓度径向分布非均匀性的内在原因。在单相流中引入颗粒后,大大改变了流体湍动强度,随之产生的湍动剪切应力促使流体速度径向梯度发生变化,正如图1所示(见本讲座Ⅰ)。

气固两相流模拟过程中另一个复杂之处在于对固相的处理。在κ-ε模型中,必须设定流体为连续相,因而在把气体当作连续相的同时还要假设颗粒相为拟连续相。杨勇林[63]及杨勇林等[41]所建立的下行管湍流模型的假设条件为:

(1)气、固两相流在垂直立管中的流动为稳态轴对称流动,气、固相都为连续相;

(2)气相为牛顿型不可压缩性流体,压力只通过气相传递;

(3)气固相间无质量传递,固相为单一直径颗粒,且不可压缩;

(4)气固相之间相互作用只有曳力,其大小与气固间速度差有关;

(5)湍流设定为各向同性,颗粒与颗粒之间的碰撞是造成颗粒间聚集和解体的主要原因,颗粒对气相湍动结构的影响主要表现为造成其湍能的变化。

2.2.1 模型方程

在气固两相流中,两相流在平均和脉动水平上都有相互作用。相间的湍流相互作用支配着时均的质量、动量及能量相互作用和各相的输运过程。流体的湍流脉动对颗粒脉动的作用,影响着颗粒的质量和动量的湍流扩散。另一方面颗粒的脉动也对流体的湍流脉动有反影响,使之减弱或增强,这类现象称为多相流中的湍流调整(Turbulence Mo dulatio n)。

已有研究表明[68,58,56]即使在单相流中加入少量的固体颗粒,气相的湍流结构也会发生变化。本研究在考虑湍流的这种调整时,认为颗粒对湍流的影响的结果是增加了气体湍流的耗散率,表现在κ和X模型方程中就是增加了一项额外的耗散率X e;也就是说,对于气相κ方程和X方程,这种湍流调整的效应反映在新增加的耗散率项上。杨勇林[63]及杨勇林等[41]所建立的下行管气相和固相的模型方程在时均稳态、二维轴对称的情况下选用柱坐标可以分别整理成下列的通用形式:

气相

z(d g U z h)+1

r r

(r d g U r h)=zΓφ

h

z+

1

r r

rΓφ

h

r+Sφ+S p,φ(6)

固相

z(d p V z h p)+1

r r

(r d p V r h p)=zΓφp

h p

z+

1

r r

rΓφp

h p

r+Sφp+S p,φp(7)

其中式(6)和(7)中各量的物理意义分别见表4和5。103

第1期杨勇林等.气固下行流化床反应器Ⅳ气、固流动模型

表4 气相守恒方程组通用形式(6)中各量的物理意义

Table 4 Physical meanings of the parameters used in the gas phase conservat ion equat ion (6)

z (d g U z h )+1r r (r d g U r h )= z Γφ

h

z +1r r r Γφ

h

r

+S φ+S p,φ

(6)守恒方程h ΓφS φ

S p,φ质量守恒100

0z -动量U z _eg z _e g U z

z +1r r r _eg U r z

- P

z S p,U z

r -动量U r _eg z _eg U z r

+1r r r _eg U r r -2_eg U r r 2- P r S p,U r

κ-方程κ_eg

e κG k -d g (X +X e )

0X -方程

X

_eg e εX κ(C 1G k +C 2d g X )-2X d p

f ′rp

这里 G k =_eg 2 U z x

2

+

U r

r

2

+

U r

r

2

+

U z x + U r

r

2

_eg =_g +_T , _T =0.09d g

κ2

X , X e =2κf rp

d -p 1-

e -C 3

f r p /f T ,f T =0.2κ/X , f rp =d -p d 2

p 18_g

, f ′rp =f rp (1+0.15Re 0.687p )-1X 2.67

g

源项 S p,U z

=-U (U z -V z )+d g g S p,U r

=-U

(U r -V r )气固相互作用系数, U =n p c d 2p 8

d g C D |

U i -V i |颗粒群曳力系数[29]

C D =C DS X -2.65

g 这里 C DS =

0.44 

24Re p

(1+0.15Re 0.687p

) Re p >1000

Re p ≤1000

Re p =d g

|U i -V i |d p /_g 表5 颗粒相守恒方程组通用形式(7)中各量的物理意义

Table 5 Physical meanings of the parameters used in the particulate phase conservation equation (7)

z (d p V z h p )+1r r (r d p V r h p )= z Γφp h p z +1r r r Γφp h p

r +S φp +S p,φp

(7)守恒方程h p Γφp S φp S p,φp 质量守恒

1

νp e p z νp e p

n p z +

1r r r

νp e p

n p r 0

z -动量V z

n p νp

z n p νp V z

z

+1r r rn p νp V r

z

+ z V z νp e p n p z +1r r r V z

νp e p

n p r S p,V

z

r -动量

V r n p νp

z n p νp

V z r +1r r rn p νp

V r r + z V r νp e p

n p z +

1r

r r V r νp e p

n p r -2n

p νp V r r 2

S p,V

r

颗粒粘度利用H inze-Tch en 代数模型[71] νp

νT

=1+

f rp

f T

-1

源项 S p,V z

=

n p m p C D d g (U z -V z )|U i -V i |c d 2p

8+n p g =34n p d g

d -p d p

C D (U z -V z )|U i -V i |+n p g S p,V =

n p C D d g (U r -V r )|U i -V i |c d 2p =3n p d g

-C D (U r -V r )|U i -V i |104

化学反应工程与工艺 1997年

2.2.2 边界条件及数值模拟方法

边界条件的建立是气固两相流模拟计算的一个很重要的内容。表6给出了杨勇林等[41]所建立的这一两维模型气相和固相的边界条件。

表6 气相和固相的边界条件

Table 6 Boundary conditions f or gas and particulate phases

气 相 边 界 条 件

颗 粒 相 边 界 条 件

(1)入口条件:

 轴向气体速度U z ,in =U g =常数 径向气体速度U r,in =0

 入口湍能κin =0.005U 2z,in

 入口湍流耗散率X in =κ3/2in /(0.025D t )

(2)壁面气体按无滑移条件,取:U z =V z =0(3)气体轴对称条件为:

 r =0时, U z r = κ r = X

r =0及U r =0

(10)

(4)气体出口条件按充分发展流动过程: U z z = κ z = X

z

=0及U r =0

(11)

(1)入口条件:

 入口颗粒速度V z,in =

G s

X p,in d -p

 入口颗粒浓度X p,in 可以由实验数据确定 入口颗粒速度及浓度为径向均匀分布(2)壁面条件

 设定颗粒与壁面弹性碰壁,颗粒流动应满足不渗透壁的颗粒总物质流为零的物理条件,即:

 r =R 时,n p V z =νp

e p

V z r (12)

(3)颗粒轴对称条件:

 r =0时,

n p r = V z

r

=0及V r =0(13)

(4)出口条件: 

n p z = V z

z

=0及V r =0(14)

由方程(6)和(7)组成的气固两相流模型方程组是一组相互耦合的非线性方程组,可以

用数值方法求解。求解气固流场采用了改进的SIM PLE (Semi-Im plicit Method for Pressure-Linked Equations,Patankar [69])算法,并从上游到下游轴向用逐线的三对角矩阵(TDM A —Tri-Diag onal-Ma trix Alg orithm )迭代法求解全场值(杨勇林[63])。由于这种方法对于气固两相流的计算相对简单,模型的数值计算在486微机上便可完成。各通用常数的取值见表7。

表7 流体力学计算通用参数

Table 7 Parameters used f or numerical simulation

参数C μC 1C 2C 3e κe εe p 数值

0.09

1.45

1.92

0.1

1.0

1.3

0.35

2.2.3 模拟计算结果及其对流动现象的解释

图30和图31分别给出了杨勇林等[41]由这一模型计算得到的下行管颗粒浓度和轴向颗粒速度在不同实验条件下的模拟计算结果。图中还同时标出了他们实测的数值。从图中可以看出:由这一模型预测得到的颗粒浓度和轴向颗粒速度的径向分布都与实验测量结果相吻合。和实验测定结果一样,模型预测亦表明:和循环床提升管相比,循环床下行管颗粒浓度和颗粒速度径向分布的不均匀性大有改善,各流体力学参数的分布都相对比较均匀。

105

第1期杨勇林等.气固下行流化床反应器Ⅳ气、固流动模型

图30 κ-X 模型预测与实测下行管颗粒

浓度径向分布的比较[41]

Fig 30 Com pariso n o f the experimental radial so lids co ncentra tio n pr ofile in the dow ner with tha t predicted by the κ-εmodel [41]

图31 κ-X 模型预测与实测下行管轴向颗粒

速度径向分布的比较[41]

Fig 31 Co mpa riso n o f the ex perimental radia l pro file of par ticle v elocity in the do w ner with that pr edic ted by the κ-εmo del [41]

模型计算和实验测量都证实,循环床下行管中颗粒浓度在近壁附近出现一个高浓度环,中心区和边壁区的浓度都相对比较小。这种颗粒浓度的径向分布是由气固两相在床中的流动特性所决定的,并直接与颗粒运动的受力及能量耗散有关,同时还受到床层截面气流和颗粒速度分布的制约。在床层中心区域,气体作用于颗粒的曳力较大,使得颗粒在床中心区域运动必然消耗较大的能量;由于气固两相流动总是趋于能量最小[44]

,此时系统自动调整使能量降低的结果就造成颗粒从中心到边壁的径向迁移。而在壁面处,由于气固两相与壁面摩擦力的作用,使颗粒沿壁面运动也会消耗较大的能量,因而形成颗粒由壁面向床中心区域的运动,这就在床中心区与壁面区中间形成了一个颗粒密集区,同时由于在气固顺重力场运动过程中,颗粒横向交换速度很小(见图33),从而颗粒在床层径向上形成的这一颗粒密集区就能相对稳定地存在,而且这一密集区出现在颗粒浓度径向分布、轴向颗粒速度径向分布及颗粒速度脉动径向分布变化最陡的区域[70]。图32给出了ya ng 和Zhu [64]用这一模型模拟计算所得到的在充分发展的下行管中局部湍能和颗粒浓度沿径向的分布。由图中可以看出,在床层近壁面附近气相湍能出现一最大值,而在中心区域和近壁面区域气相湍能都比较小,这表明颗粒在中心区域和近壁面区域运动都要消耗较大的能量,这一预测结果和以上的分析是相吻合的。同时也意味着实验中所观察到的颗粒聚集现象是由于湍流动能的脉动所造成的。

图33给出了Ya ng 和Zhu [64]由这一模型所预测得到的循环床下行管中不同轴向位置上颗粒径向速度的径向分布曲线。图中表明在下行管入口附近(z =0.05m )固体颗粒是朝着床中心运动的(图中速度为负值时,颗粒由壁面向中心运动),在相对发展了的流动区域(z

106

化学反应工程与工艺 1997年

图32 模型计算下行管湍流动能和颗粒浓度沿径向的分布[44]Fig 32 Radial v ariations of the co mputed kinetic energ y a nd predicted so lid co ncentra tio n using the κ-εmo del [44]

图33 模型计算下行管径向颗粒速度(从中

心向壁面为正值)的径向分布[64]Fig 33 Radial v ariations of the r adial par ticle v elocity at differ ent lev els in the dow ner using the κ-εmo del [64]

= 3.5m )颗粒则沿径向向边壁运动;而在充分发展了的流动区域(z = 5.0m )由于径向颗粒不再有相对的净交换,颗粒径向净速度几乎为零。由图33中还可以看出:循环床下行管中径向颗粒速度(一般小于0.02m /s)在数值上远远小于轴向颗粒速度。而且在气固两相运动达到充分发展了的区域内,循环床下行管径向颗粒速度的数值在同等条件下要远小于提升管中相应的径向颗粒速度[63,29],这说明在下行管中气固两相流动更接近平推流。

3 结 论

(1)本文在综述循环流化床提升管和下行管气固两相流动模型研究现状的基础上,给出了用于描述下行管气固两相流动的一维和两维两相流动模型。在较大的实验条件范围内,这两种模型计算的理论值和实测值都相一致。

(2)本文所给出的两维湍流流体力学模型为下行管的设计、放大和优化操作提供了理论依据。但模型较为复杂,发展一种简单实用、同时预测能力又较强的气固流动模型,是当前提升管和下行管反应器基础研究的重要课题之一。

4 结束语

在此四篇连载的系列文中,我们试图从气固顺/逆重力场流态化的角度来讨论下行管的流体力学、流动模拟和气固混合行为以及与提升管中流体力学行为的区别与联系,并收集和给出了目前正在进行工业应用开发及有可能将来进行工业化生产应用的下行管反应器技术的例子。由于顺重力场循环流化床的独特性质及在石油化工、煤化工及生物物质处理等方面潜在的应用价值,我们将会看到在未来的若干年内会有更多的下行管反应系统在工业界

107

第1期杨勇林等.气固下行流化床反应器Ⅳ气、固流动模型

应用。但为了这些过程能在工业界得到广泛应用,需要付出更大的努力去丰富目前还很有限的对顺重力场流态化现象的基础研究。

虽然清华大学流态化研究组、法国石油研究院(IFP),中科院化工冶金所及加拿大W estern Onta rio 大学化工系等科研机构在下行管的流体力学、气固混合及流动模拟方面做了不少研究工作,但与提升管中这以上几个方面的研究进展相比,有关下行管中的基础研究仍然显得太少了。考虑到下行管潜在的工业应用前景及气固顺重力场流态化研究在学术上的重要价值,对其进一步进行深入的基础研究以充实及完善现有的研究成果、以及开拓新的研究方向是十分必要的。下面所列的是一些作者认为下行管反应器中急需进一步研究的重要领域:

(1)顺重力场流态化过程中气固运动机制:流动方向对气固两相流的流动及混合行为有着重大的影响,深入地从流动机制上对这种现象作出定量表达对于下行管反应器的模拟、放大是十分重要的。

(2)气固流动结构:需要对几种不同床径、不同颗粒及不同形式分布器的气固下行系统的流动行为进行深入系统地研究,以确证下行管中三个轴向流动区域存在普遍性并获得气固流动行为随上述条件的变化规律;同时对三个不同流动区域内径向流体力学参数的变化情况也应进行更深一步的研究。

(3)高密度、高颗粒循环量下下行管的流体力学行为研究:目前所进行的研究大多集中在颗粒循环量小于200kg /m 2

s 的操作条件下,为进一步扩展下行管的应用领域,需要研究在较高的密度及循环量下的流体力学行为。

(4)颗粒粒径及粒径分布影响的研究:到目前为止,有关下行管的研究大多集中在对石油裂化催化剂颗粒的各种流体力学及混合行为的研究上;对于下行管来说,这类颗粒未必是最适合其操作的颗粒;还需要深入研究改变粒径及粒径分布对下行管中流体力学及混合行为的影响。

(5)气固入口分布器结构的研究:下行管中入口结构可能会对床层的总体流动行为有较大的影响,尤其是在下行管长度较短时;对其进行深入研究对于了解下行管中气固流动结构的发展及变化十分重要。

(6)气固传热、传质的研究:对于气固快速反应过程,气固接触效率、混合及传热行为的研究是十分必要的,这对于了解反应器中反应速率的控制步骤,开发新型高效反应器是必不可少的工作。

(7)流体力学模型及反应器模型:只有先进行足够的流体力学研究,气固顺重力场的流体力学模型才有可靠的基础;而且只有有了可靠的流体力学模型,才能进一步建立合理的反应器模型;这些研究将为下行管反应器的工业化及进一步的开发创造条件。

(8)气固快速分离器的研究:在气固反应中,对于日益提高速率的快速反应过程,在反应器出口处迅速终止反应是十分重要的;顺重力场下行管提供了与众不同的气固分离机制,并已有了几种气固快速分离器的类型,但还气乏系统的研究;进一步地深入研究气固分离机理对开发结构更合理的快速分离器是十分必要的。

108

化学反应工程与工艺 1997年

符号说明

C 1,C 2,C μC

3

C D C DS d c d p D t F D f g F Gg F Gp F g w f p F pw F r g G k G s m p n p P r R R Re p S φ,S p,φ

S φp ,S p,φp U g ,U -g U i

U p U r U z U z,in u j V i V r V z V z,in

——传递方程(6)的常量 

——常量(表4) 

——曳力系数 

——单颗粒曳力系数 ——絮状物的有效直径,m ——颗粒直径,m ——床管径,m ——气固间曳力,N

——气相与壁面的摩擦系数 ——气相重力,N ——固相重力,N

——气相与壁面的摩擦力,N ——固相与壁面的摩擦系数 ——固相与壁面的摩擦力,N

——佛雷德(Froude)准数,[=(U g -U t )/g d p ]

——重力加速度,m /s 2

——湍能产生量,m 3/s 3 

——固体循环量,kg /m 2s ——颗粒质量,kg

——颗粒数密度,l/m 3 

——压力,N /m 2——径向位置,m

——理想气体常数(表3),R=9.314W /(kg-mol)(K)——床半径,m ——雷诺数 

——方程(6)气相方程源项 

——方程(7)固相方程源项

 

——表观气速,m /s

 

——气相速度矢量,m /s

 

——截面平均颗粒速度,m /s ——径向气速,m /s ——轴向气速,m /s

——入口轴向气体速度(表6),m /s ——j 相的轴向速度(方程1),m /s ——固相速度矢量,m /s ——径向颗粒速度,m /s ——轴向颗粒速度,m /s ——入口轴向颗粒速度,m /s

v j

x 或z y 希文U X X e X g

X -g X p X

-p

κ_eg _g

_T νp νT d g

d -g d p d p f r p f ′rp f T

e κe εe p ΓφΓφp H h h p

下标g p in w T

——j 相的径向速度(方程1),m /s

——轴向位置,m ——横向位置,m ——气固间相互作用系数(表4)

——湍能耗散速率,m 2/s 3 ——有效湍能耗散速率,m 2/s 3

 

——局部气相空隙率 

——床层截面平均气相空隙率 ——局部固相空隙率 

——床层截面平均固相空隙率 ——湍流动能,m 2/s 2——有效气体粘度,Pa s ——气体层流粘度,Pa s ——湍流气体粘度,Pa s ——固体动能粘度,m 2/s ——湍流动能粘度,m 2/s

——局部气相密度,k g /m 3 ——平均气相密度,k g /m 3 ——局部固相密度,k g /m 3 ——平均固相密度,k g /m 3 

——固相Stokes 驰豫时间,s ——固相驰豫时间(表4),s ——气相湍流驰豫时间,s ——湍能Prand tl 数 

——湍能耗散率Prandtl 数 ——固相扩散Prand tl 数 

——方程(6)气相扩散系数,Pa s ——方程(7)固相扩散系数,Pa s ——相体积分率(见方程1)——气相变量(见表4)——固相变量(见表5) 

——气相——固相——床入口——床壁面——湍流

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第1期杨勇林等.气固下行流化床反应器Ⅳ气、固流动模型

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-S OLID DOW NFLOW FLUIDIZED BED (DOW NER )REACTORS ⅣHydrodynamic M odelling

Ya ng Yonglin Zhu Jingx u

(Department of Chemical and Biochemical Engineering ,

Univ ersity o f Western Ontario ,London ,Canada ,N 6A 5B 9)

ABSTRACT A co mprehensiv e review for the hydrodynamic m odelling o f g as-so lid tw o-pha se flow in bo th risers and do w ners is presented in this paper.These hydrodyna mic m odels for risers w ere classified as four types :(Ⅰ)one -dim ensio nal m odel ;(Ⅱ)core -an-nulus mo del;(Ⅲ)to w-dimensional model;and (Ⅳ)m ulti-scale energy minimizatio n mo d-el.Tw o kinds of hydro dy namic models,a o ne-dimensiona l hy drody namic model and a

tw o -dimensional turbulent model deduced from the fundam ental dy namic theo ry ,a re also applied to predict the flo w behavio rs in dow ner reacto rs .The mo delling results prov ide the theo retic basis fo r design,scale-up and o ptimizatio n of do w ner reacto rs. Keywords :Gas-so lid hydrodynamic modelling ,Risers,Do w ners,κ-εm odel

112

化学反应工程与工艺 1997年

流化床反应器的设计定稿版

流化床反应器的设计 HUA system office room 【HUA16H-TTMS2A-HUAS8Q8-HUAH1688】

丙烯腈流化床反应器的设计 学院:化工与药学院 班级: 2012化学工程与工艺1、2班 学生姓名:翟鹏飞肖畅裴一歌 徐嘉星廖鹏飞田仪长 指导教师: 张丽丽 完成日期: 2015年12月10日 指导教师评语: _______________________________________________ ________________________________________________ ________________________________________________ 成绩: 教师签名:

目录 1 设计生产能力及操作条件 (1) 2 操作气速的选择 (1) 3 流化床床径的确定 (1) 3.1 密相段直径的确定 (1) 3.2 稀相段直径的确定 (2) 3.3 扩大段直径的确定 (2) 4 流化床床高 (2) 4.1 流化床的基本结构 (2) 4.2 催化剂用量及床高 (3) 5 床层的压降 (4) 6 选材及筒体的设计 (4) 7 封头的设计 (5) 8 裙座的选取 (5) 9 水压试验及其强度校核 (5) 10 旋风分离器的计算 (5)

11 主反应器设计结果 (6)

丙烯腈流化床反应器的设计 1 设计生产能力及操作条件 反应温度为:440℃ 反应压力为:1atm 丙烯腈氨氧化法催化剂选用:sac-2000 催化剂粒径范围为:44~88μm 催化剂平均粒径为:50μm 催化剂平均密度为:1200kg/m3 催化剂装填密度为:640kg/m3 催化性能:丙烯腈单收>78.0%;乙腈单收<4.0%;氢氰酸单收<7.0% 耐磨强度<4.0wt% 接触时间:10s 流化床反应器设计处理能力:420.5kmol/h 2 操作气速的选择 流化床的操作气速U =0.6m/s,为防止副反应的进行,本流化床反应器设计 密相和稀相两段,现在分别对其直径进行核算。

大颗粒气固流化床内两相流动的CFD模拟

上海理工大学学报 第32卷 第4期J.University of Shanghai for Science and Technology Vol.32 No.4 2010 文章编号:1007-6735(2010)04-0333-07 收稿日期:2009-11-02 基金项目:上海市浦江人才计划资助项目(07pj14072);上海市重点学科建设资助项目(J50501) 作者简介:晁东海(1985-),男,硕士研究生. E ma il:x yguo@https://www.doczj.com/doc/8110769219.html, 大颗粒气固流化床内两相流动的CFD 模拟 晁东海, 郭雪岩 (上海理工大学能源与动力工程学院,上海 200093) 摘要:采用欧拉双流体模型和颗粒动力学方法,数值模拟了大颗粒流化床在不同密度、布风装置及曳力模型情况下的气固两相流动,考察了大颗粒流化床流化和流动特点,颗粒体积分率分布,床层压力瞬时变化,床层碰撞比,以及颗粒速度径向和空隙率轴向分布规律.研究结果表明,与直型布风板流化床比较,凹型布风板流化床内的气泡产生快,颗粒横向运动能力强;随着颗粒密度的增大,其在凹型布风板流化床边壁处的速度比中心位置处减小的快;比较3种曳力模型,发现其模拟的轴向空隙率分布和床层压力存在较大差异,且与床层膨胀比实验关联式相比,3种模型预测的值比实验关联式要大一些.通过研究,3个曳力模型中Gidaspow 模型相对适用于大颗粒气固流化床的数值模拟.关键词:流化床;欧拉双流体模型;并行计算;大颗粒中图分类号:TQ 051.13 文献标志码:A CFD simulation on two phase flow in gas solid fluidized beds with coarse granules CH AO Dong hai, GUO Xue yan (School of En er gy an d Pow er En gin eering ,Un iversit y of S han ghai for S cience and Technology ,Shanghai 200093,Chin a ) Abstract:Eulerian pseudo fluid model combined with the granule kinetics model,by integrating them in a CFD code(Fluent 6.3)was used to numerically simulate the gas solid flow patterns in fluidized beds of coarse granules.Different conditions including particle density,distributor types and drag models were taken into account for paramter study.The dependance of characteristics of fluidization and flow patterns,as well as the influences of phase fraction distribution,instantaneous pressure,radial particle velocity,expansion ratio and axial voidage distribution,on the parameters were thoroughly investigated.Simulation results show that two phase flow characteristics in the bed with a concave distributor is rather different from that in the bed with a flat distributor.For ex ample,bubbles will occur so oner and more particles move laterally in the concave distributor bed.It is also found that for larger solid gas density ratio,particle velocity profile near the wall becomes much flatter in the concave distributor bed.A comparison among the Syamlal O Brien,Gidaspow and Arastoopour models illustrates that the predicted axial voidage distributions and pressure drops by the three models are very different.Numerical prediction based on all the three drag models un derestimates the bed expansion ratio,comparing with the published experimental correlation.It can be concluded that numerical results based on Gidaspow drag model are of the least deviation in the

实验气固流化床反应器流化特性测定

实验四 气固流化床反应器的流化特性测定 一、 实验目的 1. 观察了解气固流化床反应器中不同气速下固体粒子的流化状况,建立起对流态化过 程的感性认识。 2. 了解和掌握临界流化速度U mf 和起始鼓泡速度U mb 的测量原理、方法和步骤,明确 细粒子流化床的基本特性。 3. 通过对U mf 和U mb 的测定,进一步理解两相理论以及临界流化速度与起始鼓泡速度 的区别。 二、实验原理 1.在气固流化床反应器中,气体通过床层的压力降△P 与空床速度U 0之间的关系能够很好地描述床层的流化过程。 如图1所示:气体自下向上流过床层。当气速很小时,气体通过床层的压力降△P 与空床速度U 0在对数坐标图上呈直线关系(图1中的AB 段);当气速逐渐增大到△P 大致等于单位面积的重量时,△P 达到一极值(图1中P 点);流速继续增大时,△P 略有降低;此后床层压力降△P 基本不随流速而变。此时将流速慢慢降低,开始时与前一样△P 基本不变,直到D 点以后,△P 则随流速的降低而降低,不再出现△P 的极大值,最后,固体粒子又互相接触,而成静止的固定床。 2.在一正常速度下,处于正常流化的流化床,如果突然关闭气源,则由于床层中有气泡存在,以气泡形式存在的气体首先迅速逸出床层,床层高度迅速下降;而后是浓相中的气体逸出,床层等速下降;最后是粒子的重量将粒子间的部分气体挤出,床层高度变化很小。由此可得其床层高度随时间变化的崩溃曲线(如图2所示)。因此,可以设想,如果床层中 图1 △P ~ U 关系 log U l o g △P

1 2 3 4 6 5 t (sec) 260 270 280 290 300 H T H D H D 图2 H T ~ t 关系 没有气泡,则床层一开始就随时间等速下降,所以,将上述崩溃曲线中的等速部分外推到t=0处时的床层高度,即为浓相床层的高度H D 。这样,只要重复上述过程,多做几条崩溃曲线,总可以找到一条曲线,这条曲线正好无气泡逸出段,开始就是等速下降的起点。与此相应的气速即为起始鼓泡速度U mb 。 根据△P 的情况,还可以了解床内的动态,如沟流和节涌等等。 三、实验装置与流程 如图3所示:本实验所用的流化床为 100×4mm 的有机玻璃制成的。床体上装有扩大管和过滤装置,以回收稀相段的微细粒子。气体分布板为多孔筛板,开孔率为1%。 图3 实验装置

循环流化床脱硫反应器气固两相流动模拟

第30卷第1期化学反应工程与工艺V ol 30, No 1 2014年2月 Chemical Reaction Engineering and Technology Feb. 2014 文章编号:1001—7631 ( 2014 ) 01—0091—06 循环流化床脱硫反应器气固两相流动模拟 李雨佳1,2,王雪1,朱廷钰1,魏耀东2,宋斗3 (1.中国科学院过程工程研究所湿法冶金与清洁生产技术国家工程实验室,北京 100190; 2.中国石油大学(北京)重质油国家重点实验室,北京 102249; 3.大唐峰峰发电厂,河北 056215) 摘要:为加深对循环流化床脱硫反应器的流动特性的认识,本研究采用双流体模型,耦合非均匀曳力模型和 颗粒动力学理论,使用非均匀的修正的Syamlal O'Brien曳力模型考虑颗粒团聚现象对气固流动的影响,对循 环流化床脱硫反应器中的流体力学特性进行了数值模拟。模拟得到的时均颗粒浓度和压降值与实验数据具有 较好的一致性,验证了模拟方法的可靠性。颗粒速度的时间序列和概率分布函数显示,在反应器壁面附近区 域均存在颗粒的向上、向下运动,在床层内颗粒总体上向上运动,同时还存在微观的内循环运动。模拟结果 为颗粒速度的径向非均一分布提供了合理的解释,较Gidaspow模型有更好的适用性。 关键词:脱硫反应器数值模拟双流体模型气固两相流曳力模型 中图分类号:TQ018 文献标识码:A 循环流化床脱硫反应器内部的气固两相流动状态直接影响着烟气脱硫反应的速率、选择性以及反应产物,因此气固两相流流场的研究一直是备受关注。若通过实验测量脱硫反应器流场中每一点的参数获得完整的流场分布过于复杂,而采用计算流体力学(CFD)模拟方法对各种结构参数条件下进行脱硫器反应器的流场计算,不仅可以节省大量的实验工作,得到全面的流场信息,而且可以对各种结构参数和流动参数进行优化。 许多研究者用标准双流体模型较好的模拟了Geldart B类和D类颗粒气固流态化的流体力学特性,但是采用双流体模型模拟Geldart A类颗粒体系的稠密鼓泡床或者湍流床时,床层膨胀被过高地估算,与实验数据不符[1,2]。其原因是采用双流体模型中的经典Gidaspow,Syamlal O'Brien等曳力模型[3,4]时,未考虑颗粒团聚效应的特征,导致模拟时的气固相间曳力值比实际流化时的曳力值大。基于颗粒团聚效应的考虑,一些研究者开始对双流体模型中涉及到经典曳力模型进行了不同方式的修正,成功模拟了Geldart A类颗粒气固两相流动。Mao等[5]在模拟时引入了系数C1考虑颗粒间的粘附作用,另还采用了尺度因子修正Wen&Yu曳力模型。Van Wachem等[6]通过对单颗粒受力平衡分析并考虑了颗粒间的相互作用力等因素,建立了一个综合的团聚模型来估算流化床内产生的颗粒团聚尺寸,其计算结果表明当颗粒团直径为原始的FCC催化剂颗粒直径的几倍。O'Brien等[7]在原有曳力模型的基础上,提出了修正的Syamlal O'Brien曳力模型。Wang等[8]认为网格尺寸和时间步长太大时忽略了介观尺度对本构方程的影响,提出了使用亚网格尺度对气固两相进行模拟。Yang等[9]在EMMS理论的基础上,提出了一种与结构相关的曳力模型,模拟了提升管中的气固流动特性。Wang[8]将能够模拟出颗粒团聚的曳力模型归纳为六类:经验关联法、尺度因子法、结构法、修正的Syamlal O'Brein曳力关联法、基收稿日期:2013-09-26; 修订日期: 2013-12-30。 作者简介: 李雨佳(1988—),男,硕士研究生;朱廷钰(1971—),男,研究员,通讯联系人。E-mail:tyzhu@https://www.doczj.com/doc/8110769219.html,。 基金项目: “十二五”国家863计划主题项目课题(2011AA060802,2012AA062501)。

第七章 酶反应器的类型与选择

第七章酶反应器的类型与选择 ◆用于酶进行催化反应的容器及其附属设备称为酶反应器。 ◆按照结构的不同分为: 搅拌罐式反应器(Stirred Tank Reactor, STR)、鼓泡式反应器(bubble column reactor, BCR )、填充床式反应器(packed column reactor, PCR )、流化床式反应器( Fluidized Bed Reactor, FBR)、膜反应器(Membrane Reactor, MR)等; ◆酶反应器的操作方式可以分为分批式反应(batch )、连续式反应(continuous )和流加分批式反应(feeding batch ); ◆将反应器的结构和操作方式结合一起,对酶反应器进行分类, 连续搅拌罐反应器(Continuous Stirred Tank Reactor, CSTR)、分批搅拌罐反应器(Batch Stirred Tank Reactor, BSTR)等。 1.酶反应器的类型

1.1搅拌罐式反应器: ◆搅拌罐式反应器(stirred tank reactor, STR)是有搅拌装置的一种反应器(图8-1,8-2所示)。◆在酶催化反应中是最常用的反应器。它由反应罐,搅拌器和保温装置组成。 ◆搅拌式反应器的操作方式可以根据需要采用分批式(batch)、流加分批式(feeding batch)和连续式(continuous)三种。与之对应的有分批搅拌罐式反应器和连续搅拌罐式反应器之分。 (1)分批搅拌罐式反应器: 图8-1 分批搅拌罐式反应器 (2)搅拌罐式反应器: 连续搅拌罐式反应器(continuous stirred tank reactor ,CSTR)的结构示意图如图8-2 图8-2 连续搅拌罐式反应器示意图 1.2填充床式反应器: 填充床式反应器(packed column reactor, PCR)是一种用于固定化酶进行催化反应的反应器。如图8-3所示。

大颗粒气固流化床内两相流动的CFD模拟

大颗粒气固流化床内两相流动的CFD模拟 摘要:采用欧拉双流体模型和颗粒动力学方法,数值模拟了大颗粒流化床在不同密度、布风装置及曳力模型情况下的气固两相流动,考察了大颗粒流化床流化和流动特点,颗粒体积分率分布,床层压力瞬时变化,床层碰撞比,以及颗粒速度径向和空隙率轴向分布规律.研究结果表明,与直型布风板流化床比较,凹型布风板流化床内的气泡产生快,颗粒横向运动能力强;随着颗粒密度的增大,其在凹型布风板流化床边壁处的速度比中心位置处减小的快;比较3种曳力模型,发现其模拟的轴向空隙率分布和床层压力存在较大差异,且与床层膨胀比实验关联式相比,3种模型预测的值比实验关联式要大一些.通过研究,3个曳力模型中Gidaspow模型相对适用于大颗粒气固流化床的数值模拟. 关键词:流化床;欧拉双流体模型;并行计算;大颗粒 近年来,随着流态化技术的发展,大颗粒流化床在煤粉流态化燃烧和水泥熟料流态化煅烧等领域的应用也越来越广泛.由于流化床内两相流动情况复杂,使得人们对气固两相间的作用、固相应力本构方程的建立、两相湍流的认识以及多种因素的相对控制和协调的理解等变得很困难[】].实际上大多数流化床反应器都是根据经验设计的,大颗粒流化床的设计更是如此.文献[2]在研究颗粒的粒度及颗粒的表观密度等对流化特性影响后,将颗粒分成了A(30~100 tma)、B(100~600 tLm)、C(一般情况下粒度小于20 tLm)、D(600 Fm以上)4类_3].依据此分类,粒度在600肿以上的颗粒称为过粗颗粒.然而由于颗粒的

表观密度与气体密度之差不同,本文所用颗粒直径为855 可能为B类(鼓泡颗粒),也有可能为D类(喷动用颗粒).其中,D类颗粒流化时极易产生大气泡或节涌,使实验难以操作,然而数值模拟可以克服这一困难,而且D类颗粒粒度在1.5 rain以下时,是完全 可以流化的[3].文献[4]用粒径为3 mm的颗粒进行了模拟与实验,研究了气体进口速度和温度对床内含湿量、颗粒温度等的影响,得出模拟与实验的结果大体是一致的.文献[5]研究了表观气速、床内有无管道及布风方式对大颗粒流动的影响.模拟和试验的结果都表明,布风方式对颗粒体积分率及速度径向分布有着很大的影响,而且不论有无管道,某些布风方式都有助于气固形成环核流动结构.文献[6]通过改变颗粒粒径(从o.25 mm到1 mm)、密度、进口气速等参数后进行了模拟,结果表明:颗粒的粒径和进口气速对颗粒滑移速度的影响较大;合适的进口气速对减少能 耗起着很重要的作用.本文借助CFD软件FLUENT对大颗粒气固流化床进行了模拟计算.对比并分析了不同密度颗粒、曳力模型及布风装置对流化床流动特性的影响.有些曳力模型采用皿F(用户自定义函数)实现.通过这些研究,从数值计算的角度揭示出了一些大颗粒的流化及流动特性. 1 控制方程及曳力系数模型 1.1 流体控制方程 由于气固间没有质量交换,且升力、附加质量力等对流化床的影响很小,故气固两相流动所遵循的连续方程和动量方程可以简化成如下形

第七章 流化床反应器

第七章 流化床反应器 1.所谓流态化就是固体粒子像_______一样进行流动的现象。(流体) 2.对于流化床反应器,当流速达到某一限值,床层刚刚能被托动时,床内粒子就开始流化起来了,这时的流体空线速称为_______。(起始流化速度) 3.对于液—固系统的流化床,流体与粒子的密度相差不大,故起始流化速度一般很小,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,故称作_______。(散式流化床) 4.对于气—固系统的流化床反应器,只有细颗粒床,才有明显的膨胀,待气速达到_______后才出现气泡;而对粗颗粒系统,则一旦气速超过起始流化速度后,就出现气泡,这些通称为_______。(起始鼓泡速度、鼓泡床) 5.对于气—固系统的流化床反应器的粗颗粒系统,气速超过起始流化速度后,就出现气泡,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,这种流化床称为_______。(聚式流化床) 6.对于气—固系统的流化床反应器,气泡在上升过程中聚并并增大占据整个床层,将固体粒子一节节向上推动,直到某一位置崩落为止,这种情况叫_______。(节涌) 7.对于流化床反应器,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,则粒子会被气流带出,这一速度称为_______。(带出速度或终端速度) 8.对于流化床反应器,当气速增大到某一定值时,流体对粒子的_______与粒子的_______相等,则粒子会被气流带出,这一速度称为带出速度。(曳力、重力) 9.流化床反应器的mf t u u /的范围大致在10~90之间,粒子愈细,比值_______,即表示从能够流化起来到被带出为止的这一范围就愈广。(愈大) 10.流化床反应器中的操作气速0U 是根据具体情况定的,一般取流化数mf U U 0在_______范围内。(1.5~10) 11.对于气—固相流化床,部分气体是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,因此人们把气泡与气泡以外的密相床部分分别称为_______与_______。(泡相、乳相) 12.气—固相反应系统的流化床中的气泡,在其尾部区域,由于压力比近傍稍低,颗粒被卷了进来,形成了局部涡流,这一区域称为_______。(尾涡) 13.气—固相反应系统的流化床中的气泡在上升过程中,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) 14.气—固相反应系统的流化床反应器中的气泡,_______和_______总称为气泡晕。(尾涡、气泡云) 15.气—固相反应系统的流化床中,气泡尾涡的体积W V 约为气泡体积b V 的_______。(1/3) 16.气—固相反应系统的流化床,全部气泡所占床层的体积分率b δ可根据流化床高f L 和起 始流化床高mf L 来进行计算,计算式为=b δ_______。(f mf f L L L -) 17.在气—固相反应系统的流化床中设置分布板,其宗旨是使气体_______、_______、_______和_______为宜。(分布均匀、防止积料、结构简单、材料节省) 18.在流化床中设计筛孔分布板时,可根据空床气速0u 定出分布板单位截面的开孔数 or N =_______。(or or u d u 20 4) 19.在流化床中设计筛孔分布板时,通常分布板开孔率应取约_______,以保证一定的压降。(1%) 20.在流化床中为了传热或控制气—固相间的接触,常在床内设置内部构件,以垂直管最为常用,它同时具有_______,_______并甚至_______的作用。(传热、控制气泡聚、减少颗粒

流化床反应器

流化床反应器 fluidized bed reactor(FBR) : 一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态,并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时,又称沸腾床反应器。 流态化过程: 当流体向上流过颗粒床层时,其运动状态是变化的。流速较低时,颗粒静止不动,流体只在颗粒之间的缝隙中通过。当流速增加到某一速度之后,颗粒不再由分布板所支持,而全部由流体的摩擦力所承托。此时,对于单个颗粒来讲,它不再依靠与其他邻近颗粒的接触而维持它的空间位置,相反地,在失去了以前的机械支承后,每个颗粒可在床层中自由运动;就整个床层而言,具有了许多类似流体的性质。这种状态就被称为流态化。颗粒床层从静止状态转变为流态化时的最低速度,称为临界流化速度。 流化床的性质: (1)在任一高度的静压近似于在此高度以上单位床截面内固体颗粒的重量; (2)无论床层如何倾斜,床表面总是保持水平,床层的形状也保持容器的形状; (3)床内固体颗粒可以像流体一样从底部或侧面的孔口中排出;(4)密度高于床层表观密度的物体在床内会下沉,密度小的物体会

浮在床面上; (5)床内颗粒混合良好,因此,当加热床层时,整个床层的温度基本均匀。 一般的液固流态化,颗粒均匀地分散于床层中,称之为“散式”流态化;一般的气固流态化,气体并不均匀地流过颗粒床层,一部分气体形成气泡经床层短路逸出,颗粒则被分成群体作湍流运动,床层中的空隙率随位置和时间的不同而变化,因此这种流态化称为“聚式”流态化。与固定床反应器相比,流化床反应器的优点是: ①可以实现固体物料的连续输入和输出; ②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能,床层内部温度均匀,而且易于控制,特别适用于强放热反应。但另一方面,由于返混严重,可对反应器的效率和反应的选择性带来一定影响。再加上气固流化床中气泡的存在使得气固接触变差,导致气体反应得不完全。因此,通常不宜用于要求单程转化率很高的反应。此外,固体颗粒的磨损和气流中的粉尘夹带,也使流化床的应用受到一定限制。为了限制返混,可采用多层流化床或在床内设置内部构件。这样便可在床内建立起一定的浓度差或温度差。此外,由于气体得到再分布,气固间的接触亦可有所改善。 近年来,细颗粒和高气速的湍流流化床及高速流化床均已有工业应用。在气速高于颗粒夹带速度的条件下,通过固体的循环以维持床层,由于强化了气固两相间的接触,特别有利于相际传质阻力居重要地位的情况。但另一方面由于大量的固体颗粒被气体夹带而出,需要

气固流化床固体浓度分布的冷模研究.

第23卷第l期 2009年2月高校化学工程学报JournalofChemicalEngineeringofChineseUniversitiesNo.1、,bI.23Feb.2009 文章编号:1003-9015(2009)01-0045-06 基于枝条形分布器的气固流化床固体浓度分布的冷模研究 蔡进1,李涛1,孙启文2,应卫勇1,房鼎业1 (1.华东理工大学化学工程联合国家重点实验室大型工业反应器工程教育部工程中心,上海200237; 2.上海兖矿能源科技研发有限公司,上海201203) 摘要:实验在内径O.284m、高度6.000him的气固流化床冷模装置中进行,采用PC6D型光纤粉体浓度测试仪来检 测固体浓度。实验系统由有机玻璃简体、气体分布器、气体缓冲罐、冷冻干燥机、流量计、光纤测试仪和旋风分离器 组成。使用开孔率均为0.5'/0的枝条形气体分布器,以直径为154x10“一180×10“m、密度为2550kg?m。的砂子为固体 颗粒,压缩空气为流化气体,在静床高为0.“1.5m,表观气速为O.3~0.6m?s。的情况下,考察了时均固体浓度在空间 的分布。实验结果表明,表观气速的增加会使密相区的固体浓度减小。静床高较小(O.6m和0.9m)时,床层密相区的 固体浓度的分布比较简单,随着径向位置的增加而增加,随着轴向位置的增加而减少。静床高较大(1.2m和1.5m)时, 床层密相区的固体浓度的分布比较复杂:径向仍然呈现中心稀边擘浓的规律;从轴向来看,整体上满足下浓上稀的分 布,但是中问存在波动,床层高度H=O.4^D.8m区域固含率的等值线近似为椭圆。实验结果能够为工业流化床反应器 优化设计提供基础数据。 关键词:固体浓度;气固流化床;分布器;静床高 中国分类号:TQ051.13文献标识码:A SolidConcentrationDistributioninaGas-solidFluidizedBedBasedonaBranchedPipeDistributor CAIJinl,LITa01,SUNQi-wen2,YINGWei.Yon91,FANGDing.Yel

第七章 生物反应器的放大与控制

第七章生物反应器的放大与控制 生物工程技术的最终目标是为人类提供服务,创造社会和经济效益。因此,一个生物工程产品必须经历从实验室到规模化生产直至成为商品的一系列过程,其研究开发包含了实验室的小试,适当规模中试和产业规模化生产等几个阶段。随着生物产品的生产规模增大,生物加工过程中的关键设备——生物反应器也逐渐增大。生物反应器的放大是生物加工过程的关键技术之一。 从小型的实验室生物反应器到生产规模的生物反应器,离不开工艺条件和参数优化。这时,就要对生物反应器的多项参数进行检测,利用自动化技术实现生物反应过程的最优控制。 本章就生物反应器的放大与计算、生物反应过程的参数检测与控制作一阐述。 第一节生物反应器的放大 生物反应过程的工艺和设备改进的研究,首先在小型设备中进行,然后再逐渐放大到较大的设备中进行。然而在实践中往往是小罐中获得的规律和数据,常常不能在大罐中再现。这就涉及反应器放大的问题。生物反应器的放大是指将研究设备中的优化的培养结果转移到高一级设备中加以重演的技术,实际上也兼具生物反应过程放大的含义。它是生物技术开发过程中的重要组成部分,也是生物技术成果得以实现产业化的关键之一。 反应器的放大涉及内容较多。除涉及微生物的生化反应机制和生理特性外还涉及化工放大方面的内容,诸如:反应动力学,传递和流体流动的机理等。因此,它是一个十分复杂的过程。 目前反应器的放大方法主要有:经验放大法、因次分析法、时间常数法和数学模拟法。 一、经验放大法 经验放大法是依据对已有生物反应器的操作经验所建立起的一些规律而进行放大的方法。这些规律多半是定性的,仅有一些简单的、粗糙的定量概念。由于该法对事物的机理缺乏透彻的了解,因而放大比例一般较小,并且此法不够精确。但是对于目前还难进行理论解析的领域,还要依靠经验放大法。对于生物反应器来说,到目前为止,应用较多的方法也是根据经验和实用的原则进行反应器的放大和设计。下面介绍一下具体的经验放大原则: (一)几何相似放大 生物反应器的尺寸放大大多数是利用几何相似原则放大。所谓的几何相似指的是两台设备的几何形状完全相似。在几何相似放大中,放大倍数实际上就是反应器体积的增加倍数,即: (7-1) (7-2) 和(7-3) 式中——反应器的高度,m; ——反应器的内径,m; ——反应器的体积,m3; 下标“1”——-模型反应器;

实验气固流化床反应器流化特性测定

B o l 实验四 气固流化床反应器的流化特性测定 一、实验目的 1. 观察了解气固流化床反应器中不同气速下固体粒子的流化状况,建立起对流态化过 程的感性认识。 2. 了解和掌握临界流化速度 U mf 和起始鼓泡速度 U mb 的测量原理、方法和步骤,明确 细粒子流化床的基本特性。 3. 通过对 U mf 和 U mb 的测定,进一步理解两相理论以及临界流化速度与起始鼓泡速度 的区别。 二、实验原理 △ 1.在气固流化床反应器中,气体通过床层的压力降 P 与空床速度 U 0 之间的关系能够 很好地描述床层的流化过程。 如图 1 所示:气体自下向上流过床层。当气速很小时,气体通过床层的压力降 △P 与空 床速度 U 0 在对数坐标图上呈直线关系(图 1 中的 AB 段);当气速逐渐增大到 △P 大致等于 单位面积的重量时, △P 达到一极值(图 1 中 P 点);流速继续增大时, △ P 略有降低;此 后床层压力降 △P 基本不随流速而变。此时将流速慢慢降低,开始时与前一样 △ P 基本不变, 直到 D 点以后, △P 则随流速的降低而降低,不再出现 △P 的极大值,最后,固体粒子又互 相接触,而成静止的固定床。 2.在一正常速度下,处于正常流化的流化床,如果突然关闭气源,则由于床层中有气 泡存在,以气泡形式存在的气体首先迅速逸出床层,床层高度迅速下降;而后是浓相中的气 体逸出,床层等速下降;最后是粒子的重量将粒子间的部分气体挤出,床层高度变化很小。 由此可得其床层高度随时间变化的崩溃曲线(如图 2 所示)。因此,可以设想,如果床层中 △P g A P log U 图 1 △P ~ U 关系 1 / 4 D

流化床反应器

流化床反应器 流化床反应器 流化床反应器是一种利用气体或液体通过颗粒状固体层而使固体颗粒处于悬浮运动状态,并进行气固相反应过程或液固相反应过程的反应器。在用于气固系统时,又称沸腾床 反应器。流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉煤气化的温克 勒炉(见煤气化炉);但现代流化反应技术的开拓,是以40年代石油催化裂化为代表的。目前,流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工业等部门得到广泛应用。 1产品分类 按流化床反应器的应用可分为两类:一类的加工对象主要是固体,如矿石的焙烧,称为 固相加工过程;另一类的加工对象主要是流体,如石油催化裂化、酶反应过程等催化反应 过程,称为流体相加工过程。 2结构形式 流化床反应器的结构有两种形式:①有固体物料连续进料和出料装置,用于固相加工 过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程,催化剂在几分钟内即显著 失活,须用上述装置不断予以分离后进行再生。②无固体物料连续进料和出料装置,用于 固体颗粒性状在相当长时间(如半年或一年)内,不发生明显变化的反应过程。 3产品优缺点 与固定床反应器相比,流化床反应器的优点是:①可以实现固体物料的连续输入和输出;②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能,床层内部温度均匀,而且易于控制,特别适用于强放热反应;③便于进行催化剂的连续再生和循环操作,适于催化剂失活速率 高的过程的进行,石油馏分催化流化床裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。然而, 由于流态化技术的固有特性以及流化过程影响因素的多样性,对于反应器来说,流化床又 存在很明显的局限性:①由于固体颗粒和气泡在连续流动过程中的剧烈循环和搅动,无论 气相或固相都存在着相当广的停留时间分布,导致不适当的产品分布,阵低了目的产物的 收率;②反应物以气泡形式通过床层,减少了气-固相之间的接触机会,降低了反应转化率;③由于固体催化剂在流动过程中的剧烈撞击和摩擦,使催化剂加速粉化,加上床层顶 部气泡的爆裂和高速运动、大量细粒催化剂的带出,造成明显的催化剂流失;④床层内的 复杂流体力学、传递现象,使过程处于非定常条件下,难以揭示其统一的规律,也难以脱 离经验放大、经验操作。近年来,细颗粒和高气速的湍流流化床及高速流化床均已有工 业应用。在气速高于颗粒夹带速度的条件下,通过固体的循环以维持床层,由于强化了气 固两相间的接触,特别有利于相际传质阻力居重要地位的情况。但另一方面由于大量的固 体颗粒被气体夹带而出,需要进行分离并再循环返回床层,因此,对气固分离的要求也就 很高了。(见流态化、流态化设备)

气固流化床内射流特性的研究

第35卷第3期2007年6月燃料化学学报J伽釉al0fFuelCh啪i蚰了andR譬hnologyV01.35N0.3Jun.200r7文章编号:0253-2加9(200r7)03JD354JD5 气固流化床内射流特性的研究 ’王其成1,裴培1,张(1中国石油大学(北京)重质油国家重点实验室,北京锴1,BmndaniSte最m02 102249;2伦敦大学学院化工系。英国伦敦,wclE7JE) 摘要:采用B瑚皿daIli等的数学模型模拟了中心射流宽度为0.01m的二维气固流化床(高1.6m、宽o.3m)内鼓泡和射流的瞬态及时均流体动力学特性。一种典型的GeldartB颗粒一一砂子(粒径为500唧、密度为26印k∥o)作为研究的模拟物料。瞬态结果表明,床内射流产生和发展、射流崩塌后所形成气泡尺寸以及全床内的气体速度场和空隙率均存在明显的非对称性,但是由压力信号功率谱密度得到的时均压力特性则有较好的对称性。因此,对于商业化稳定运转的射流床,可以用半床模拟结果近似解释整床特性;然而,在考察射流床的瞬态特性时,半床模拟结果与整床结果存在明显偏差。 关键词:气固流化床;一个新模型;射流特性;对称性 中图分类号:础18文献标识码:A Numericalsimulationofjettillgcharacteristicsinagas.s01idfluidizedbed WANGQi—chen91,PEIPeil,ZHANGKail,B&气ND舢虹StefaIl02 (1.鼢把硒,k的m幻砂矿胁dwDf2PrD卯船螈,。劬iMD,心舳跆啪(占P彬甥),曰P玎嘲102249,吼妇; 2.Depnrt凇m对ChemicatEng{neenng,U咖ers啦Cotlegebndon.b托donowc、E1J功,UK.) A.bs缸act:Jettingcharac觚stics,i.e.,jetfbnnation,jetdeVelopment,bubblesize,仃飙sientgasVelocityfield,廿ansientvoidagearIdspec仃alpowerdensi哆ofpressuresignals,haVebeeninVestig如dnumericallyiIlagaS—solidnuidizedbedbyusinganew埘【odelproposedbyBraIldani锄1dZhang.Simulationiscar矗edoutfbfat、Ⅳo?dimen—sionalfluidizedbedofsize1.6m×0.3mequippedw砒lajet.of0.01mwidminⅡlecenn锄bottomofmebed.SandbelongingtoGeldanBGroupisselectedassolidm删al,whosedi锄eteraIlddensi锣抛.e500衄and 2660k∥m’。化spc圮tively.T啪sientresultSshowmatttlereexistobviouslyaxial—asymmetricbehaviorsformejetabovemenozzIe,thebubblemermejetcollapse硒weⅡasmeg嬲Veloc时fielda11dtIlevoidagepr0]fileinmewholebed.Thespec仃a1powerdensity0fpresslⅡesignals,howeVer,keepsa1Inostequalattllea)【isymmetricposit.0nsinmeiettingnuidizedbed.Theconclusionsmen缸onedaboveimplymatmesimulatedresultsin协ehalf.bedc觚representmecharacteristicsiIlⅡ1ewholejettingnuidizedbedfbrastableoperationiIlmecommercialprocesS.Itiso_bviouslydif艳r翰tbe柳eenme锄nsientcharactefisticsin廿lehalfbedandtlloseinmewholebed.Keywords:g嬲一solidnuidizcdbed;anewmodel;je仕ingch啪cteristics;a)【isy咖netricbehaVior 气固流化床已被广泛应用于煤和生物质等固体含碳物质的气化过程¨qJ,其中以westingllouse、u—Gas或灰熔聚法为代表的粉煤气化技术已经完成了中试,进入工业化实验阶段呤】。由于气固两相流动结构的不均匀性和流域的多态性,使得该类反应器的放大仍然采用传统的逐级经验法,这种方法不但耗费大量的人力和物力,而且产业化周期较长。随着数值计算方法和计算机软硬件技术的不断发展,以计算流体动力学(computationalnuid啦n锄ics,cFD)模型为工具来剖析流化床内复杂的多相流体系,已成为当今研究者和使用者的共识”’60。cFD的应用不仅可以缩短产品的开发周期,而且可以通过优化已有过程来提高能量利用效率。wachem等【7】曾评述到,基于双流体理论的CFD模型是目前研究操作参数、放大和设计流化床的唯一可行方法。从20世纪80年代开始,一些研究者【B。们曾对射流床内流体动力学及其相关的射流和气泡特性进行大量的研究,由于受当时计算机容量和计算速度的限制,上述研究都是对射流床的一半进行模拟,然后通过对称方法拓展到整个流化床;近年来,随着计算机技术和商业化软件的发展,赵涛等…采用欧拉一欧拉方法模拟了内径为O.3m射流床内空隙率的分布特征及不同喷嘴仰角对床内空隙率分布的影响。这些应用基础研究对流化床粉煤气化炉的放大、设计及其商业化操作提供了有力的技术支撑。但是基于双流体理论的欧拉一欧拉模型收稿日期:2006埘-ll;修回日期:200r7旬l也。 基金项目:国家自然科学基金(20476057);中国石油天然气集团公司联合资助(20490200)。 联系作者:张锴,1Iel:010名9r733939;E一Ⅻm:kai矗ang@cup.edu.cn。作者简介:王其成(19r73.),男,黑龙江富裕人,博士研究生,化工过程机械专业。E-mail:w缸砰chen91973@126.∞m。万方数据

气固流化床的流型识别

气固流化床的流型识别 黄 颖* 叶京生 和进娜 (天津科技大学机械工程学院) 摘 要 叙述了采用现代非线性信息处理技术来进行流型识别的方法,包括伪M ar-genau-H ill时频分布图谱、信息传输矩阵、模糊信息融合理论、瞬时压降法,以期能从多个角度更深入地认识流态化规律,以利于工业流化床的设计和优化操作。 关键词 流化床 流化状态 流型识别 优化设计 流化床在干燥领域以及在反应器中的应用已十分广泛,流化床的主导作用是使气体与固体颗粒在床内达到良好的接触,以达到干燥与反应的目的。在单相流中把流型分为层流和湍流就已足够了,而在气固两相流中由于涉及到的流体颗粒体系的运动过程十分复杂,而且这些反应装置的操作区间和颗粒物性范围也在不断扩展,使得这类反应器中的两相流动状态存在着很大的差异,这对反应装置的气固接触、传热、传质都有重要影响,并直接关系着反应器的生产能力、收率和选择性。因此研究气固两相流的流型及其相互转变的条件,对工业流化床的设计和优化操作是极其必要的,一直是流化床反应器基础研究的重要课题。 1 流化床的流型 对于各种操作条件下床层流化状态的描述,正在不断地改进和完善。由于气固流化床内气固运动的复杂性以及气固性能的多样性,目前还没有一个公认的流化状态图,现有的各种流化状态图只能各自从某一角度出发来反映流化床系统的流化特性。一般来说,对流化床中气固运动的型式大多是以气体操作速度为主线来进行分析的。当气速由低变高时, 可依次 图1 气固流化中各种流体力学流型的特征 划分为固定床、散式床、鼓泡床、节涌床、湍动床、快速流化床和气力输送等几种流型[1],相应的状态图见图1。 2 流型识别方法 2 1 时频分析法 在流化床的研究中,压力波动信号常被选为研究对象。由于流化床的压力波动信号具有非平稳特性,应用传统的基于傅里叶变换的信号处理方法(如统计分析、谱分析等)很难获得可靠的结论。小波分析在该领域的应用是一个很有意义的课题,陈永国[2]应用时频分析的方法得到压力波动信号的伪M argenau-H ill时频分布图谱P MH(Pseudo M argenau-H ill ti m e-frequency distribution),并基于各流型下不同 *黄 颖,女,1979年4月生,硕士研究生。天津市,300222。 12气固流化床的流型识别

实验-4气固流化床反应器的流化特性测定

实验四气固流化床反应器的流化特性测定 实验目的 1.观察了解气固流化床反应器中不同气速下固体粒子的流化状况,建立起对流态化过 程的感性认识。 2.了解和掌握临界流化速度U mf和起始鼓泡速度U mb的测量原理、方法和步骤,明确细粒子 流化床的基本特性。 3.通过对U mf和U mb的测定,进一步理解两相理论以及临界流化速度与起始鼓泡速度的区别。 二、实验原理 1 ?在气固流化床反应器中,气体通过床层的压力降△P与空床速度U0之间的关系能够 很好地描述床层的流化过程。 如图1所示:气体自下向上流过床层。当气速很小时,气体通过床层的压力降△P与空床速度U o在对数坐标图上呈直线关系(图1中的AB段);当气速逐渐增大到△ P大致等于 单位面积的重量时,△ P达到一极值(图1中P点);流速继续增大时,△ P略有降低;此后床层压力降△ P基本不随流速而变。此时将流速慢慢降低,开始时与前一样厶P基本不变,直到D点以后,△ P则随流速的降低而降低,不再出现△P的极大值,最后,固体粒子又互 相接触,而成静止的固定床。 2?在一正常速度下,处于正常流化的流化床,如果突然关闭气源,则由于床层中有气泡存在,以气泡形式存在的气体首先迅速逸出床层,床层高度迅速下降;而后是浓相中的气 体逸出,床层等速下降;最后是粒子的重量将粒子间的部分气体挤出,床层高度变化很小。 由此可得其床层高度随时间变化的崩溃曲线(如图2所示)。因此,可以设想,如果床层中 log U 图1 △P?U关系

图2 H T ?t 关系 没有气泡,则床层一开始就随时间等速下降, 所以,将上述崩溃曲线中的等速部分外推到 t=0 处时的床层高度,即为浓相床层的高度 H D 。这样,只要重复上述过程,多做几条崩溃曲线, 总可以找到一条曲线,这条曲线正好无气泡逸出段,开始就是等速下降的起点。与此相应的 气速即为起始鼓泡速度 U mb 。 根据△ P 的情况,还可以了解床内的动态,如沟流和节涌等等。 三、实验装置与流程 如图3所示:本实验所用的流化床为 M00X 4mm 的有机玻璃制成的。床体上装有扩大 管和过滤装置,以回收稀相段的微细粒子。气体分布板为多孔筛板,开孔率为 1%。 图3 实验装置 真 热 空 — ------------------- , 导 泵 ■ 池 数字积分器 缓冲器 空气 1 2 3 4 5 6 t (sec) H T H D H D 300 290 280 270 260

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