化学反应工程第八章流化床反应器

2. 聚式流态化与散式流态化 使用不同的流体介质，固体流态化可分为：

散式流态化（particulate fluidization） 聚式流态化（aggregative fluidization）
2. 聚式流态化与散式流态化

理想流态化是固体颗粒之间的距离随着流体流速增加而 均匀地增加，颗粒均匀地悬浮在流体中，所有的流体都 流经同样厚度的颗粒床层，保证了全床中的传质、传热 和固体的停留时间都均匀，对化学反应和物理操作都十 分有利。理想流态化的流化质量（fluidization quality） 是最高的。 在实际的流化床中，会出现颗粒及流体在床层中的非均 匀分布，越不均匀，流化质量越差。 液体作流化介质时，液体与颗粒间的密度差较小，在很 大的液速操作范围内，颗粒都会较均匀地分布在床层中， 比较接近理想流态化，称为散式流态化。
(2) 聚式流态化

由于气泡在床层径向截面上不均匀分布，诱发了床内密 相的局部以致整体的循环流动，气体的返混加剧。这种 流型称为 鼓泡流态化 （bubbling fluidization），气-固接 触效率和流化质量比散式流态化低得多。 气泡上升到床层表面时的破裂将部分颗粒弹出床面。在 密相床上面形成一个含有少量颗粒的自由空域 （freeboard）。 一部分在自由空域内的颗粒在重力作用下返回密相床， 而另一部分较细小的颗粒就被气流带走，只有通过旋风 分离器的作用才能被捕集下来，经过料腿而返回密相床 内。
快 床 颗 粒 的 径 向 分 布
颗粒含率 高 度 实际分布 模型分布
气流输送 快床 湍流床 鼓泡流化床 0.2 0.4 0.6 密度
图：各种状态 流化床沿床高密度变化
2. 高气速气-固流态化中的流型
传统的重质油流化催化反应 器采用循环流化床，原料油气化 后与经烧焦再生恢复活性的裂化 催化剂，经上行提升管反应器， 结焦后的催化剂经下行再生器 （即伴床）烧焦再生，形成循环 流化床。

节涌使颗粒夹带加剧，气、固接触效率 和操作稳定性降低。 在工业规模的大床中，节涌现象一般不 致于产生。

(4) 湍动流态化
随着表观气速进一步提高，鼓泡床中 气泡的破裂逐渐超过起泡的聚并，导致床 内的气泡尺寸变小，进入湍动流态化。这 种小气泡通常称为气穴 (void) ，气穴与密 相或乳相间的边界变得较为模糊，此时称 为湍动流态化（turbulent fluidization）。 在鼓泡流化床中，增加表观气速，床 层压力波动幅度增大，到某一表观气速时， 压力波动的幅度达极大值，此时的表观气 速称为起始湍动流化速度uc。

图8-2 常见的几种气-固并流上行循环流化床系统
目前工业用循环流化床主要可分为气 - 固催化反应器及 气-固反应器两类。
典型例子：
流化催化裂化反应器（fluid catalytic cracking，FCC） 循 环 流 化 床 燃 烧 反 应 器 （ circulating fluidized combustion，CFBC）
聚式流化床中存在明显的两相：
气体中夹带少量颗粒的气泡相（ bubble phase ）或稀相 （lean phase）； 颗粒与颗粒间气体所组成的颗粒相（ particulate phase ） 或密相（dense phase），又称乳相（emulsion phase）。
在低气速流化床中，乳相为连续相而气泡相为非连续相。
蒸 汽 洗 脱 烧 焦 罐 提 态化中的流型

近年来，将气 - 固并流上 行提升管反应器改为气 固并流下行床反应器，原 来的提升管作为伴床再生 器，称为气 - 固顺重力场 流态化。
顺重力场流动与上行床的逆重力场流动比较:
1.
局部颗粒浓度，局部气、固速度的径向分布更 均匀；
典型的循环流化床特征
操作条件 颗粒特征 提升管表观气速，m/s FCC ρp = 1100~1700 kg/m3 dp = 40~80 μm 6~28 400~1200 50~160 CFBC ρp =1800~2600 kg/m3 dp =100~300 μm 5~9 10~100 10~40
提升管颗粒循环速， kg/(m2s)

A类颗粒形成鼓泡床后，密相中空隙率明显大于临界流 化空隙率εmf ；


密相中气、固返混较严重，气泡相与密相之间气体交换 速度较高；
随着颗粒平均粒度降低，气泡尺寸随之减小；

催化裂化催化剂是典型的A类颗粒。
1. 颗粒的分类

B类颗粒称为粗颗粒，一般粒度较大（100 ～ 600 μm）并且 颗粒密度较大（ ρp<1400 ~ 4000 kg/m3）。


2. 聚式流态化与散式流态化


气体作流化介质时，会出现两种情况： 对于较大和较重的颗粒如B类和D类颗粒，当表观气速ug 超过临界流化速度umf，多余的气体并不进入颗粒群去增 加颗粒间的距离，而形成气泡通过床层称为鼓泡流化床， 此时为聚式流态化。

对于较小和较轻的 A 类颗粒，当表观气速 ug 刚超过临界 流化速度的一段操作范围内，多余的气体仍进入颗粒群 使之均匀膨胀而形成散式流态化，但进一步提高表观气 速将生成气泡而形成聚式流态化，这种情况下产生气泡 的相应表观气速称为起始鼓泡速度或最小鼓泡速度umb。
对于颗粒及密度均较小的a类颗粒超过umf再提高u即导致床层发生均匀膨胀气体通过比固定床空隙率增大的颗粒间隙但并无气泡产生床层均匀膨胀压降波动较小即散式床层膨胀散式流化床202111319进一步提高到起始鼓泡速度umb对于粒径及密度均较大的b类颗粒床层并不经历散式流态化阶段umf产生的气泡数量不断增加并且气泡在上升过程中相互聚并尺寸不断长大直至达到床层表面并开始破裂颗粒的混合及床层压降波动非常剧烈

对于粒径及密度均较大的 B类颗粒，床层并不 经历散式流态化阶段，umf 即umb。
产生的气泡数量不断增加，并且气泡在上升 过程中相互聚并，尺寸不断长大，直至达到 床层表面并开始破裂，颗粒的混合及床层压 降波动非常剧烈。

鼓泡流化床

气泡上升的同时又有颗粒在密相中向下流动 以补充向上流动的气泡中带走颗粒所造成的 空缺。
床层膨胀


当ug高于umf 时，床层压降不再变化。
对于颗粒及密度均较小的 A 类颗粒，超过 umf 再提高 ug 即导致床层发生均匀膨胀，气体通 过比固定床空隙率增大的颗粒间隙，但并无 气泡产生，床层均匀膨胀，压降波动较小， 即散式流态化。
散式流化床
(2) 聚式流态化

当 ug 进一步提高到起始鼓泡速度 umb 时，床层 从底部出现鼓泡，压降波动明显增加。
2. 聚式流态化与散式流态化
决定散式或聚式流态化的主要因素是固体与流体之 间的密度差，其次是颗粒尺寸。

当用水流化密度很大的铅颗粒，液-固流化床中也有大液 泡形成聚式流化行为。 当用 1.5～2.0MPa 压力下密度增大的空气流化 260μm的砂 子，出现了散式流态化现象。


处于散式流态化的液-固流化床为均匀的理想流态化状态。


其起始鼓泡速度umb 与临界流化速度umf 相等；
密相的空隙率基本等于临界流化空隙率； 密相中气、固返混较小，气泡相与密相之间气体交换速度 较低； 气泡尺寸几乎与颗粒粒度分布宽窄和平均粒度大小无关； 砂粒是典型的B类颗粒。
1. 颗粒的分类

C类颗粒属黏性颗粒或超细颗粒 ，一般平均粒度在20 μm 以下，由于颗粒小，颗粒间易团聚，极易产生沟流。 D类颗粒属于过粗颗粒，流化时易产生大气泡和节涌，操 作难以稳定，适用于喷动床操作，玉米、小麦颗粒属这 类颗粒。

在转相后的快速流化区，由于气、固间剧烈变动，传质及 传热效率增高，适合于许多快速的强放热及强吸热反应， 如石油加工中的催化裂化反应。
循环流化床中颗粒浓度沿床层轴向呈上稀下浓的连续 分布。颗粒浓度沿床层径向为中心稀，边壁浓，颗粒流速 在中心区主要向上，边壁区主要向下，呈现明显的内循环 流动，或称为环 -核（ core-annulus）模型，导致一定程度 的颗粒返混，气体返混则大为减小。

颗粒夹带明显提高，在没有颗粒补充的情况下，床层颗粒 将很快被吹空。
如果有新的颗粒不断补充进入床层底部，或通过气-固分离 设备及下行管回收带出的颗粒，操作可以不断维持下去， 此时的流化状态称为快速流态化（ fast fluidization ），相 应的流化床称为循环流化床（circulating fluidization bed， 简称CFB），或称为快床。


在能源工业方面，我国正在发展超高压循环流化床电站 锅炉。
第一节 固体流态化的基本特征及工业应用 一、流态化现象 1. 颗粒的分类
颗粒的密度及粒度对流化特性有显著影响。根据不同的 颗粒密度和粒度，颗粒可以分为A、B、C、D 共4类。

A类颗粒称为细颗粒，一般粒度较小（30 ~ 100μm）并且颗 粒密度较小（ρp<1400 kg/m3）。
提升管表观颗粒浓度， kg/m3
高径比
提升管直径，m 固体贮量 出口结构
>20
0.7~15 高 平滑
<5~10
4~8 低 非平滑
2. 高气速气-固流态化中的流型

当床层从低气速流态化的鼓泡床、湍动床转变为高气速的 流态化后，气体从分散的气泡逐渐过渡到连续的气流；颗 粒逐渐转变为分散在气流中的颗粒聚集体，成为分散相。 这 一 区 域 的 流 速 称 为 转 相 流 化 速 度 （ phase fluidization velocity）uTF；
第八章 流化床反应工程
目

录
第一节 固体流态化的基本特征


第二节 流化床的特征速度
第三节 气-固密相流化床
第四节 循环流化床
前

言
固体散料悬浮于运动的流体，颗粒之间脱离接触而具有类似 于流体性能的过程，称为“固体流态化”。

流化床反应器：利用气体或液体自下而上通过固体颗粒床层 而使固体颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应或液固 相反应的反应器。


(3) 节涌流化床
对于高径比较大的流化床，直径较小， 当表观气速大到一定程度时，会由于气 泡直径长大到接近床层直径而产生气栓 （slug）。气栓像活塞一样向上升，而气 栓上面颗粒层中的颗粒纷纷下落，气栓 达到床层表面时即破裂。床层压降出现 剧烈但有规则的脉动。这种现象称为 节 涌流态化（slugging fluidization）。
湍动流态化与鼓泡流态化有许多显著的不同：

气穴不像鼓泡床中的气泡有明显的上升轨迹可循，在不断 的破裂和聚并过程中以无规律的形式上升，气穴的尺寸小 使其上升速度减慢，增加了床层的膨胀。 气穴的运动膨胀，使湍动流化床中气、固接触加强，气体 短路减少。因此湍动床（简称TFB）内，气、固相间交换 系数和传热、传质效率比鼓泡床高。 压力波动幅度小于鼓泡流化床，操作较平稳。 气速的提高导致床层上部的稀相自由空域中有大量颗粒存 在，其中反应不可忽视，并使床界面比鼓泡床模糊得多。 湍动流化床内固体返混程度大于鼓泡流化床，而气体返混 则小于鼓泡流化床。
二、流化床反应器的流型转变及基本特征
随着表观气速从零开始逐步提高，固体颗粒床层由 固定床开始发生一系列的流型转变，如下图所示。
图8-1 气-固流态化中各种 流体力学流型的特征示意
1. 低气速气-固流态化中的流型 (1) 散式流态化

当表观气速 ug低于临界流化速度 umf ，床层压 降非常稳定，压降随ug的增加而增加； 当 ug提高至umf 时气体对颗粒的曳力刚好平衡 床层颗粒的重力，床层开始流化；
我国于1956年开始将流态化技术应用于工业装置，南京化学 工业公司自立更生建立了硫铁矿流化床焙烧装置，取代多层 硫铁矿机械焙烧炉，并迅速广泛推广，促进了硫酸工业发展。

前

言
国际上重质油催化裂化使用流态化技术的工业装置投产 于 1942 年，我国自主开发的第一套流化床催化裂化工业 装置于 1965 年建成投产，缩短了我国与发达国家在炼油 领域内的差距，并对裂化催化剂及流化床装置系统进行 了多次重大改进，发表了多部有关的专著（重质油国家 重点实验室）。 我国流化床催化工业反应器已广泛应用于丙烯腈等有机 合成中强放热反应而要求温度范围较窄的过程。
优点
2.
3. 4.





工业流化催化反应器已从二十世纪五、六十年代的鼓泡 床为主过渡到以湍动流化床为主，利用湍流流化床气、 固接触良好，传热、传质效率高和气体短路极少的优点。 鼓泡床和湍动床都属于低气速的密相流化床，压力升高 会使鼓泡床和湍动床中气泡尺寸变小。
2. 高气速气-固流态化中的流型

在湍动流态化下继续提高气速，床层表面变得更加模糊， 颗粒夹带速率随之增加，颗粒被气流夹带离开密相床层。