流化床反应器的设计概论
流化床反应器的机理
流化床反应器的机理
流化床反应器是一种常用于化学反应、热传递和质量传递的装置。
它采用颗粒物料床动态流化的方式来实现传递过程，具有反应速度快、传热传质效率高等优点。
其机理主要包括流化床的流动特性、颗粒物料的运动规律和反应过程中的热传递和质量传递。
流化床反应器中，床层物料通过流体动力学作用来实现动态流化。
在床层内，颗粒物料分散在气流中，并以不规则的运动方式进行流动，形成了类似于液体的流动形态。
这种流动方式对于反应过程有利，因为它可以增加反应物料的接触面积，提高反应速度。
在流化床反应器中，颗粒物料运动的规律对于反应过程也十分关键。
由于颗粒物料之间的碰撞和摩擦作用，会产生不同的运动方式，如滚动、滑动、碰撞等。
这些物料的运动方式和速度对于反应过程和传递过程都有着重要的影响。
例如，反应物料的分散程度和流动速度会影响反应速度和传质效率，而颗粒物料的摩擦和碰撞会产生热量，影响反应过程的温度。
在流化床反应器中，反应过程的热传递和质量传递也是重要的机理之一。
由于床层内的颗粒物料和气流之间的接触，会产生热量和质量的传递。
这种传递方式可以有效地将反应物料的热量和质量传递到床层内部，并提高反应速度和传递效率。
流化床反应器的机理主要包括流化床的流动特性、颗粒物料的运动规律和反应过程中的热传递和质量传递。
通过这些机理的协同作用，流化床反应器可以实现快速反应、高效传递和稳定运行等优点，是一种十分优秀的化学反应装置。
流化床反应器的设计概论讲解
焦作大学毕业论文（设计）题目：流化床反应器的设计概论姓名：常青雪年级： 1205062院系：化工与环境工程学院专业：化学工程指导老师：付金峰完成时间： 2015年5月19日目录第一章概述 (2)1.1 流态化基本概念 (2)1.1.1 概念 (2)1.1.2流态化现象 (4)1.1.3散式流态化和聚式流态化 (5)1.1.4流化态过程中的不正常现象 (7)第二章流化床反应器的结构、参数及其工艺计算 (9)2.1 理想流体的流化床的流化速度 (9)2.1.1临界硫化速度 (9)2.1.2操作流化速度 (9)2.1.2流化床反应器结构 (11)2.2 流化床反应器的床型 (13)3.1 传质概率与传质微分方程 (16)3.1.1 混合物组成的表示方法 (16)3.1.2 传质的通量 (17)3.2质量传递的基本方式 (18)3.2.1 分子传质 (18)3.2流化床的传热 (21)第四章数据处理及结论 (23)4.1数据处理 (23)4.1.1 质量衡算 (23)4.1.2能量衡算 (23)4.2.2流化床反应器的开发与放大 (25)致谢 (30)参考文献 (31)第一章概述流化床反应器比较适用于强烈放热、催化剂易于失活的有机反应过程。
在流化床反应器中工业催化剂除具有良好的活性、产品选择性和稳定性外，还必须满足一定的粒度分布要求并具有良好的硫化性能和耐磨性。
流化床反应器的传质、传热效果好，升温降温时温度分布稳定，催化剂可以连续再生，反应器单位产量大，单位投资抵等优点。
1.1 流态化基本概念1.1.1 概念一般指固体流态化，又称假液化，简称流化，它是利用流动流体的作用，将固体颗粒群悬浮起来，从而使固体颗粒具有某些流体表观特征，利用这种流体与固体间的接触方式实现生产过程的操作，称为流态化技术，属于粉体工程的研究范畴。
流态化技术是一种强化流体(气体或液体)与固体颗粒间相互作用的操作，如在直立的容器内间歇地或连续地加入颗粒状固体物料，控制流体以一定速度由底部通入，使其压力降等于或略大于单位截面上固体颗粒的重量，固体颗粒即呈悬浮状运动而不致被流体带走。
流化床反应器的设计
年产3.5万吨烯烃流化床反应器设计1 操作工艺参数反应温度为：450℃反应压力为：0.12MPa(绝压)操作空速为：1~5h-1MTO成型催化剂选用Sr-SAPO-34催化剂粒径范围为：30～80μm催化剂平均粒径为60μm催化剂颗粒密度为1500kg/m3催化剂装填密度为750kg/m3催化性能：乙烯收率，67.1wt%；丙烯收率，22.4wt%；总收率，89.5wt%。
水醇质量比为0.2甲醇在450℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为24.3μPa.s甲醇450℃下的密度根据理想气体状态方程估算为0.54kg/m3甲醇处理量：根据催化剂的催化性能总受率为89.5wt%，甲醇的用量=烯烃质量×（32/14）/0.895烯烃的生产要求是35000t/a，甲醇的量为89385/a。
2 操作气速2.1 最小流化速度计算当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层中的颗粒开始流动起2U mfF mf d gp=mf U R =1000p d ep ρμ>mf U R =20p d ep ρμ<来，此时流体的流速称为起始流化速度，记作U mf起始流化速度仅与流体和颗粒的物性有关，其计算公式如下式所示： 对于的小颗粒()2U 1650p p mf d gρρμ-=（1）对于的大颗粒()1/2d U 24.5p p mf g ρρρ⎡⎤-=⎢⎥⎢⎥⎣⎦ （2）式中：d p 为颗粒的平均粒径；ρp ，ρ分别为颗粒和气体的密度；μ为气体的粘度假设颗粒的雷诺数R ep <20，将已知数据代入公式（1），()()22561015000.549.81U 0.0013/516501650 2.4310d g p p m smf ρρμ⎛⎫--⨯-⨯ ⎪⎝⎭===-⨯⨯校核雷诺数：3U 56100.00130.54mf=1.73102052.4310d p R epρμ--⨯⨯⨯==⨯<-⨯将U mf 带入弗鲁德准数公式作为判断流化形式的依据散式流化， F rmf ＜0.13；聚式流化，F rmf ＞0.13。
流化床反应器概述
流化床简介按照床层的外形分类可分为圆筒形和圆锥形流化床。
圆筒形流化床反应器结构简单，制造容易，设备容积利用率高。
圆锥形流化床反应器的结构比较复杂，制造比较困难，设备的利用率较低，但因其截面自下而上逐渐扩大，故也具有很多优点： 1、适用于催化剂粒度分布较宽的体系由于床层底部速度大，较大颗粒也能流化，防止了分布板上的阻塞现象，上部速度低，减少了气流对细粒的带出，提高了小颗粒催化剂的利用率，也减轻了气固分离设备的负荷。
这对于在低速下操作的工艺过程可获得较好的流化质量。
2、由于底部速度大，增强了分布板的作用床层底部的速度大，孔隙率也增加，使反应不致过分集中在底部，并且加强了底部的传热过程，故可减少底部过热和烧结现象。
3、适用于气体体积增大的反应过程气泡在床层的上升过程中，随着静压的减少，体积相应增大。
采用锥形床，选择一定的锥角，可适应这种气体体积增大的要求，使流化更趋平稳。
按照床层中是否设置有内部构件分类可分为自由床和限制床。
床层中设置内部构件的称为限制床，未设置内部构件的称为自由床。
设置内部构件的目的在于增进气固接触，减少气体返混，改善气体停留时间分布，提高床层的稳定性，从而使高床层和高流速操作成为可能。
许多流化床反应器都采用挡网、挡板等作为内部构件。
对于反应速度快、延长接触时间不至于产生严重副反应或对于产品要求不严的催化反应过程，则可采用自由床，如石油炼制工业的催化裂化反应器便是典型的一例。
按照反应器内层数的多少分类可分为单层和多层流化床。
对气固相催化反应主要采用单层流化床。
多层式流化床中，气流由下往上通过各段床层，流态化的固体颗粒则沿溢流管从上往下依次流过各层分布板，如用于石灰石焙烧的多层式流化床的结构。
按是否催化反应分类分为气固相流化床催化反应器和气固相流化床非催化反应器两种。
以一定的流动速度使固体催化剂颗粒呈悬浮湍动，并在催化剂作用下进行化学反应的设备是气固相流化床催化反应器，它是气固相催化反应常用的一种反应器。
化工过程开发3流化床反应器设计
3 umf
rc
1 mf
0.711
mf
g db
0.5
umf
mf
Vw Vb
re
1 mf 1 b b
rb rc
b u umf / ub
ub u umf 0.711 g db 0.5
db：气泡的有效直径； Vw和Vb分别为床层内固体体积和 气泡体积；
（1） 上式积分，得
cb
c
A0
exp
Kt b
ub
L
cA0
exp
Kt b
ub
Lf
L
Lf
cA0
exp
K
f
L Lf
式中 K f
Kt b Lf ub
为量纲为一的特征数
（4）
其中Lf为操作时流化床的床层高度，可由床层的膨胀比R求出
当L＝Lf时， cb cA0 exp K f cA0 1 xA
Kt ub
b
Lf kr ub
b
1 kr
Kbc b c
1 1 kr
Kce
1
b e
（6）
Kbc
4.5 umf
b
db
5.85
D0.5 g0.25 d 1.25
b
Kce
b
6.78
mf Du b
d
3 b
0.5
rb—一般取0.01~0.001，由于气泡中固体颗粒极少，可以忽略不计
根据实验测定，流化床 中单个气泡的上升速度
ubr 0.711 gdb 0.5
气体通过气泡晕与
气体总交换量
乳化相的对流扩散 所组成的相间扩散
量
式中 q－气泡内气体通过气泡、气泡晕及尾涡的循环运动所
流化床反应器概述
流化床简介按照床层的外形分类可分为圆筒形和圆锥形流化床。
圆筒形流化床反应器结构简单，制造容易，设备容积利用率高。
圆锥形流化床反应器的结构比较复杂，制造比较困难，设备的利用率较低，但因其截面自下而上逐渐扩大，故也具有很多优点： 1、适用于催化剂粒度分布较宽的体系由于床层底部速度大，较大颗粒也能流化，防止了分布板上的阻塞现象，上部速度低，减少了气流对细粒的带出，提高了小颗粒催化剂的利用率，也减轻了气固分离设备的负荷。
这对于在低速下操作的工艺过程可获得较好的流化质量。
2、由于底部速度大，增强了分布板的作用床层底部的速度大，孔隙率也增加，使反应不致过分集中在底部，并且加强了底部的传热过程，故可减少底部过热和烧结现象。
3、适用于气体体积增大的反应过程气泡在床层的上升过程中，随着静压的减少，体积相应增大。
采用锥形床，选择一定的锥角，可适应这种气体体积增大的要求，使流化更趋平稳。
按照床层中是否设置有内部构件分类可分为自由床和限制床。
床层中设置内部构件的称为限制床，未设置内部构件的称为自由床。
设置内部构件的目的在于增进气固接触，减少气体返混，改善气体停留时间分布，提高床层的稳定性，从而使高床层和高流速操作成为可能。
许多流化床反应器都采用挡网、挡板等作为内部构件。
对于反应速度快、延长接触时间不至于产生严重副反应或对于产品要求不严的催化反应过程，则可采用自由床，如石油炼制工业的催化裂化反应器便是典型的一例。
按照反应器内层数的多少分类可分为单层和多层流化床。
对气固相催化反应主要采用单层流化床。
多层式流化床中，气流由下往上通过各段床层，流态化的固体颗粒则沿溢流管从上往下依次流过各层分布板，如用于石灰石焙烧的多层式流化床的结构。
按是否催化反应分类分为气固相流化床催化反应器和气固相流化床非催化反应器两种。
以一定的流动速度使固体催化剂颗粒呈悬浮湍动，并在催化剂作用下进行化学反应的设备是气固相流化床催化反应器，它是气固相催化反应常用的一种反应器。
流化床反应器的设计说明书模板
2、流化床床反应器的工艺计算
首先选型 再确定床高床径，内部构件 最后计算压力降
①选型： 主要应根据工艺过程特点来考虑，即化学 反应特点、颗粒或催化剂的特性、对产品的要 求即生成规模
②
流化床的直径
1 2 273 p Q DR u 3600 4 T 1.013 10 5
DR 4 1.013105 TQ 273 3600 up 4.132 TQ 982800 up
2、流化床反应器中的传热
具有温度分布均匀和传热速率高的特 点，特别适于产生大量反应热的化学反应， 同时换热器的传热面积可以减小，结构更 紧凑。 传热的三种基本形式： ①固体颗粒之间的传热 ②固体颗粒与流体之间的传热 ③床层与换热面之间的传热
四、流化床反应器的参数及其工艺计算
1、气体流速
临界流化速度umf （小颗粒） （大颗粒）
（2）分布板的作用 ①具有均匀分布气流的作用，同时其压降要小。 ②能使流化床有一个良好的起始流态化状态。 ③操作过程中不易被堵塞和磨蚀。 （3）分布板的压力降计算
pD 9.807 CD
u f
2
CD
2 2 g
开孔率；
阻率系数，其值在1.5-2.5
（4）设计或选择分布板的基本要求
气体分布均匀，防止积料， 结构简单，材料节省， 压降合理。
流化床反应器的设计
一、固体流态化基本概念
二、流化床反应器 三、流化床反应器中的传质 和传热
四、流化床反应器的参数 及其工艺计算
五、流化床的数学模型
一、固体流态化基本概念:
1、流态化： 固体粒子像流体一样进行流动的现象。除 重力作用外一般是依靠气体或液体的流动来带 动固体颗粒运动的。
第六章 流化床反应器
当： Rep 2 10 时 CD 0.43 500
5
这样，可得到ut计算式：
当Rep 0.4时 ut
2 gd p ( s f )
18
0.5 ep
2d p ( s f ) gR 当0.4 Rep 500时 ut 15 f
流化床反应器的缺点
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，流化床又存在粉明显的局限性： 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，物料的 流动更接近于理想混合流，返混较严重。导致不适当的产 品分布，降低了目的产物的收率；为了限制返混，常采用 多层流化床或在床内设置内部构件。反应器体积比固定床 反应器大，并且结构复杂。对设备精度要求较高； 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。
式中：Lmf—临界流化床高;εmf—临界流化床的空隙率;
ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度
二、特征流速
1、临界流化速度 也称起始流化速度、最低流化速度， 是指刚刚能够使颗粒流化起来的气体空床流速（也叫表观速 度）。也即颗粒层由固定床转为流化床时流体的气体空床流 速，用umf表示。实际操作速度常取临界流化速度的倍数（又 称流化数）来表示。临界流化速度对流化床的研究、计算与 操作都是一个重要参数，确定其大小是很有必要的。确定临 界流化速度最好是用实验测定，也可用经验公式计算。
化学反应工程(第七章 流化床反应器)
Re 20
• 高雷诺数时，动能损ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ占主导，忽略前 一项：
1.75 d p g umf 3 s mf
3 d p g s g 2 2
• 解得：
2 mf
s dp s g 3 u mf 1.75 g
Re 1000
2013年6月5日星期三1时 35分10秒
2013年6月5日星期三1时 35分10秒
(2).临界流化速度umf的计算
流化床处于临界流化态时，颗粒虽松动但 仍相互接触，近似固定床，将固定床计算 压降的公式(6-13)式用临界参数代入： 2 f umf 150 1 mf P 1.75 3 d ReM mf S 与(7-1)式P=Lmf(1-mf)(S-f)g等同起来， dS f umf dS 并注意到： ReM , dP u f 1 mf S
2013年6月5日星期三1时 35分10秒
2013年6月5日星期三1时 35分10秒
两种流态化的判别
一般认为液固流态化为散式流态化而气固 之间的流化状态多为聚式流态化。
P Lmf mf Frmf Remf P 100 mf mf Dee
Frmf Remf
2013年6月5日星期三1时 35分10秒
2013年6月5日星期三1时35 分10秒
7.2.2 流化床中的气，固运动
球形颗粒临界流化速度：
umf——临界流化速度，是指刚刚能够使固体颗粒流化起来的气体空床 流速度，也称最小流化速度。 ut——带出速度，当气体速度超过这一数值时，固体颗粒就不能 沉降下来，而被气流带走，此带出速度也称最大流化速度。
第七章 流化床反应器
ΔPd 为床层压
ΔPb 的 10%～20%，开孔率约 1%。 u or ：
2 Δp d
设计筛孔分布板，先求小孔阻力系数，在求小孔气速
' ( u or = c d
ρ
π
)1 / 2
定出开孔数
N or ：
2 N or = u o /( d or or ) 4
2．内部构件：为了传热或控制气——固间接触，常在床内设置内部构件。 7.1-6 乳相的动态
500 < Rep < 200,000
130
化学反应工程课程讲稿
CD =
24 0.8431g
φs
Rep < 0.05 Rep 2 × 10 3 < Rep < 2 × 10 5
0.065 C D = 5.31 − 1.88φ s
Rep < 0.4
可利用公式，可用来考察对于大，小粒子范围的大小 细粒子
U br
u br = 0.711( gd b )1 / 2
d b = 0.853 1 + 0.272(U − U mf )
[
]
1/ 3
(1 + 0.0684 ρ )1.21
0.7
(U − U mf ) ⎡ At 4 / 7 ⎤ 1.5 g 1 / 7 + 1 ( ) ⎥ d b = 1.28 ⎢ 2/7 no g 0.3 ⎢ (U − U mf ) ⎥ ⎣ ⎦
3
(二维床)
(三维床)
Rc , Rb 分别为气泡云及气泡的半径
三维床指一般的圆柱形床，二维床为截面狭长的扁形床 气泡中气体的穿流量 q
q = 4u mf Rb = 4u f ε mf Rb
(二维床 )
流化床反应器的设计
二、流化床反应器（Fluidized Bed ）
流化床反应器是：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。在用于 气固系统时，又称沸 腾床反应器。
•1、概述
• 流化床反应器广泛应用于气固催化反应 器，由于流化床反应器具有传热性能好、温 度均匀的特点，已成为强放热反应或对温度 特别敏感的反应过程重要设备。如成功应用 于萘催化氧化制备邻苯二甲酸酐、丙烯氨氧 化制备丙烯腈等。
•（小颗粒 ）
•（大颗粒）
•由上式看出，影响临界流化速度的因素有 ：
•①颗粒直径 ②颗粒密度 ③流体黏度
➢ 带出速度ut
➢ 实际操作气速u0
•①选定依据是流化数即u0/umf，通常为1.5~10 •②还可以按照u0/ut =0.1~0.4原则选取，所用气 体流速一般在0.15~0.5 左右。
•2、流化床床反应器的工艺计算
•液固流化为散式流化
•散式流化床 •聚式流化床
•颗粒与流体之间的密度差是它们主要区别
•气固流化为聚式流化
•②特殊（压力1较、高流的气态固化系统的或形者用式较轻的液体流化
较重的颗粒）情况下两种流化床判别：
•
wilhelm和郭慕孙首先先用弗劳德数来区分两种流化态：
•研究表明：
•为散式流化 •为聚式流化
带动固体颗粒运动的。
• 固体流态化分为几种形式如下：
• （a)固定床
•
(b)临界流化床
•
(c)流化床
•
(d)气流输送床
1、流态化的形式
•2.散式流化1、床和流聚式态流化化床的形式
•（1）散式流化床:
•
①颗粒均匀地分布在整个流化床。
化学反应工程-24-第八章-流化床反应器
⑵曳力系数 对光滑圆球，影响曳力的诸因素为：
FD = f (d P ,u, ρ , µ )
应用因次分析可以得出： FD = φ d P uρ µ A ⋅ 1 ρu 2 P 2 令： Re P =
d P uρ
， ζ = φ (Re P ) µ
整个流化床反应器由浓相区和稀相区组成。如下图所示： 整个流化床反应器由浓相区和稀相区组成。如下图所示：
3、两种流态化的判别 、 可用四个准数的乘积来表征流化形态：
ρ P − ρ Lmf Frmf ⋅ Re mf ⋅ ⋅ ρ De < 100 ，为散式流化；
ρ P − ρ Lmf Frmf ⋅ Re mf ⋅ > 100 ，为聚式流化。 ⋅ ρ De 2 u mf d P u mf ρ 式中： Frmf = ，为弗鲁特准数；Re mf = ，雷诺准数； dP g µ
P
3 u mf ρ d P ρ (ρ P − ρ )g = ⋯⋯ (1) 2 µ µ
对于小颗粒，当 Re P < 20 时：
u mf
3 (ϕ S d P )2 ρ P − ρ ε mf = ⋅ ⋅ g
150
µ
1 − ε mf
⋯⋯ (2)
对于大颗粒，当 Re P > 1000 时：
⑵沟流 若床层直径大，由于颗粒堆积不匀或气体初始分布不良，可 能在床层内局部地方形成沟流，此时大量气体经过沟流区域上 升，其余部分则未被流化仍处于固定床状态。
8.1.2 流化床内的两相运动 一、流化床的主要特性 1、液体样特性 、
固体颗粒的流出具有实际意义，它使流化床在操作中能够实现固体 固体颗粒的流出 的连续加料和卸料。
流化床反应器 设计计算
流化床反应器设计计算
流化床反应器是一种用于化学反应的设备，其特点是固体催化剂以流化床的方式悬浮在气相反应物中。
该反应器具有高的传质和传热能力，可以有效地控制反应温度和催化剂的失活，因此在化工领域具有广泛的应用。
流化床反应器的设计计算需要考虑以下几个方面：
1. 反应器的尺寸与气体流速的关系。
反应器的体积和气体流速是反应器设计的两个重要参数，通过计算可以确定反应器的大小和气体流速的选择。
这可以通过Bernoulli方程进行计算。
2. 反应器温度的计算。
流化床反应器中反应温度对于反应速率和催化剂寿命有很大影响。
通过热平衡方程可以计算反应器中温度的变化情况，在确定反应器尺寸和气体流速的同时，需要考虑反应器的冷却方式和催化剂的热容。
3. 反应器化学反应动力学参数的计算。
化学反应动力学参数可以用于描述反应速率和反应的数量关系，例如反应速率常数和反应级数。
这些参数可以通过实验获得，也可以通过计算机模拟获得。
4. 催化剂性能的计算。
催化剂的性能可以用各种方法来描述，例如活性、选择性和稳定性。
这些参数可以通过实验获得，也可以通过计算机模拟来获得。
催化剂的物理化学性质对反应器设计、传质作用和催化剂寿命等方面都有影响。
综上所述，流化床反应器设计需要综合考虑反应器尺寸、气体流速、反应温度、化学反应动力学参数和催化剂性能等多个方面。
这涉及到热力学、动力学和传质传热等多个学科。
在实际应用中，需要根据具体情况进行设计和计算，以实现反应器的最佳性能和稳定性。
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焦作大学毕业论文（设计）题目：流化床反应器的设计概论姓名：常青雪年级： 1205062院系：化工与环境工程学院专业：化学工程指导老师：付金峰完成时间： 2015年5月19日目录第一章概述 (2)1.1 流态化基本概念 (2)1.1.1 概念 (2) (4) (5) (7)第二章流化床反应器的结构、参数及其工艺计算 (8)2.1 理想流体的流化床的流化速度 (8) (9) (9) (11)2.2 流化床反应器的床型 (13)3.1 传质概率与传质微分方程 (16)3.1.1 混合物组成的表示方法 (16)3.1.2 传质的通量 (17)3.2质量传递的基本方式 (18)3.2.1 分子传质 (18)3.2流化床的传热 (21)第四章数据处理及结论 (22)4.1数据处理 (22)4.1.1 质量衡算 (22) (23) (25)致谢 (29)参考文献........................................... 错误！未定义书签。
第一章概述流化床反应器比较适用于强烈放热、催化剂易于失活的有机反应过程。
在流化床反应器中工业催化剂除具有良好的活性、产品选择性和稳定性外，还必须满足一定的粒度分布要求并具有良好的硫化性能和耐磨性。
流化床反应器的传质、传热效果好，升温降温时温度分布稳定，催化剂可以连续再生，反应器单位产量大，单位投资抵等优点。
1.1 流态化基本概念1.1.1 概念一般指固体流态化，又称假液化，简称流化，它是利用流动流体的作用，将固体颗粒群悬浮起来，从而使固体颗粒具有某些流体表观特征，利用这种流体与固体间的接触方式实现生产过程的操作，称为流态化技术，属于粉体工程的研究范畴。
流态化技术是一种强化流体(气体或液体)与固体颗粒间相互作用的操作，如在直立的容器内间歇地或连续地加入颗粒状固体物料，控制流体以一定速度由底部通入，使其压力降等于或略大于单位截面上固体颗粒的重量，固体颗粒即呈悬浮状运动而不致被流体带走。
优点：（1）传热效能高，而且床内温度易于维持均匀——这对于热效应大而对温度又很敏感的过程是很重要的，因此特别被应用与氧化，裂解、焙烧以及干燥等各种过程。
（2）大量固体粒子可方便地往来输送——这对于催化剂迅速失活而需随时再生的过程（如催化裂化）来说，正是能否实现大规模连续生产的关键。
此外，单纯作为粒子的输送手段，在各行业中也得到广泛应用。
（3）由于粒子细，可以消除内扩散阻力，能充分发挥催化剂的效能。
但流化床也有一些缺点，如：（1）气流状态不均，不少气体以气泡状态经过床层，气—固两相接触不够有效，在要求达到到转化率时，这种状况更为不利。
（2）粒子运动基本上是全混式，因此停留时间不一。
在以粒子为加工对象时，可影响产品质量的均一性，且转化率不高；另外粒子的全混也造成气体的部分返混，影响反应速度和造成副反应的增加。
（3）粒子的磨损和带出造成催化剂的损失，并要求设置旋风分离器等粒子回收系统。
因此是否选用流态化，确定怎样的操作条件，都应当是在考虑了上述这些缺点，并结合反应的动力学特征加以斟酌后才能正确决定。
1.1.2流态化现象流化是一种利用流动流体的作用使固体颗粒群悬浮，从而使固体颗粒床层具有流体的某些表观特征的过程。
当流体自容器下部经多孔分布板进入堆放固体颗粒的床层时，由于流体的流动及其与颗粒表面的摩擦，造成了流体通过床层的压降。
随颗粒的性质、床层几何尺寸及流体速度不同，压降的大小也不相同，因而形成了不同类型的床层。
这种现象称为流态化现象。
①流化床阶段流体流速较低时，流体从静止颗粒间的空隙流动，固体颗粒之间不发生相对运动，犹如前述流体由上而下通过的固定床，所以这时的床层称为固定床，当流速逐步增大，床层变松，少量颗粒在一定区间内振动或游动，床层高度稍有膨胀，这时的床层为膨胀床。
固定床阶段的床层压降随流体的流速增加而增大。
②流化床阶段流体流速继续增大，床层继续膨胀、增高、颗粒间空隙增大。
当流体通过床层的压降大致等于单位面积上床层颗粒的重量，且压降保持不变时，固定颗粒悬浮在向上流动的流体中，床层开始流华，此时流体的流速称为临街流化流速。
流化床具有流体的性质，悬浮的颗粒仍具有一个明显上界面。
③传送阶段再将流体流速增大到一定值时，流化床的上界面消失，颗粒被流体夹带流出，这时变为颗粒的输送阶段（可实现气力输送或液力输送），相应的流速称为带出速度，其值等于颗粒在流体中的沉降速度。
输送阶段的压降也随流速的增加而增大。
1.1.3散式流态化和聚式流态化1.1.3.1散式流态化定义：若流化床中固体颗粒均匀地分散在流体中，床层各处空隙率大致相等，床层有稳定的上界面，这种流化称为散式流化。
在流体与固体之间密度差别较小的情况下的情况可发生散式流化，这种流态化现象多发生在液、固系统中。
散式流化是生产中最为理想的流化状态。
特点:●颗粒均匀分布在流体中，并在各方向上作随机运动；●床层表面平稳且清晰；●床层随流体表观流速的增加而均匀膨胀；●床内孔隙率均匀增加；●床层上界面平稳压降稳定波动。
1.1.3.2聚式流态化聚式流态化出现在流—固密度差较大的体系床层内出现组成不同的两个相，即含颗粒甚少的不连续气泡相，以及含颗粒较多的连续乳化相。
乳化相的气固运动状况和空隙率，与起始流化状态相近。
通过床层的流体，部分从乳化相的颗粒间通过，其余以气泡形式通过床层。
增加流体流量时，通过乳化相的气量基本不变，而气泡量相应增加。
气泡在分布板上生成，在上升过程中长大；小气泡会合并成大气泡；大气泡也会破裂成小气泡。
气泡上升至床面时破裂，使床面频繁地波动起伏，同时将一部分固体颗粒抛撒到界面以上，形成一个含固体颗粒较少的稀相区；与此相对应，床面以下的床层称为浓相区。
气泡的运动即使床层中的颗粒剧烈运动，也影响到气固间的均匀接触。
美国学者R.H.威海姆和中国学者郭慕孙提出用下式计算的弗劳德数作为流态化类型的判据：流态化式中umf为起始流化速度；dP为粒径；g为重力加速度。
Fr>1时为聚式流态化，Fr<1时为散式流态化。
一般情况下，液固系统为散式流态化，气固系统为聚式流态化。
床层中出现气泡是聚式流态化的基本特征：较小的气泡呈球形，较大的气泡呈帽形；●气泡的中心是基本上不含颗粒的空穴；●气泡的外层称为晕，这是渗透着气泡气流的乳化相；●泡底有尾涡区，称为尾迹。
尾迹的体积约为气泡体积的20%～30%。
在气泡上升过程中，尾迹中的颗粒不断脱落，并不断引入新的颗粒。
气泡上升到床面时发生破裂，尾迹中的颗粒撒于床面，返回乳化相中。
1.1.4流化态过程中的不正常现象1.1.3.1奔涌腾涌是当气泡直径增大到接近于床层直径时的流态化现象。
腾涌有两种形式:①直径接近于床径的气泡沿床上升,颗粒从气泡边缘下降；②气泡呈柱塞状，一段段床层由气泡推动着上升，当气泡到达床界面时，气泡破裂，床层塌落，颗粒成团或分散下落。
腾涌严重影响流体与颗粒的相互接触，并加速颗粒和设备的磨损。
颗粒粗及高径比大的床层，容易发生腾涌。
1.1.3.2沟流沟流是指床层中出现通道，大量流体经此短路流过，使床层其余部分仍处于固定床状态（死床），严重地影响到流体与固体间的均匀接触。
导致沟流的原因有：●分布板的设计不当；●颗粒细而密度大,形状不规则;颗粒有粘附性或含湿量较大。
1.1.4流态化技术的进展流态化技术在工业上的应用，首推1926年在德国工业化的煤气化温克勒炉。
1942年在美国建成第一套石油馏分流化床催化裂化反应装置，这是流态化技术应用的巨大成功。
随后流态化技术进入许多领域。
中国于50年代中期，在南京永利宁厂，成功地应用流化床作为硫铁矿的焙烧炉。
目前，流化床在化工、石油、冶金、轻工和环保等部门得到了广泛应用。
随着流态化技术的发展，人们对流态化现象的认识逐步深入。
从40年代末对流化床总体性状的研究，发展到应用两相流体力学、流变学、统计学和计算机技术等对床层内部性状作深入研究。
近来的研究发现,当粒径为20～100μm的颗粒在比它的沉降速度大5～10倍的气速下流态化,并且在旋风分离器和床层间作大量循环时，所形成的流化床称为高速流化床。
与一般流化床相比，高速流化床中气固接触大为改善，受到广泛重视。
第二章流化床反应器的结构、参数及其工艺计算2.1 理想流体的流化床的流化速度2.1.1临界硫化速度临界流态化速度Umf时流态化操作的最低流速，也是流态化数学模型的基本参数之一。
确定临界流态化速度的最好办法莫过于实验测定。
小型流态化床可以用金属或玻璃制造。
为了测定数据可靠，此流态化床的分布需保证流体均匀分布，测定时的状态宜尽量模拟实际生产条件。
用降低流速法使床层自流态化床缓慢复原至固定床，同时记下相应的气体流速和床层压降，在双对数坐标纸上标绘得到曲线。
如果通过固定床区和流态化床区的点各自划线，这两条直线的交点既是临界流态化点，其横坐标的值即临界流态化速度Umf。
2.1.2操作流化速度关于操作速度Uf的选定，没有一个严格的、统一的标准。
经典流态化的速度范围是在临界流态化速度与自由沉降速度之间，即Umf<Uf<Ui。
这个速度范围随流体和颗粒的特性（Ar数）不同而有很大差别。
由已知的流体力学关系式可知：对于大颗粒，或Ar>106 ,Ui/Umf=7-8对于小颗粒，或Ar<1, Ui/Umf=64-92式中：Ar—流体和颗粒的特性常数；Umf—临界硫化速度，m/s;Uf—操作速度，m/s;Ui—自由沉降速度，m/s;Ar处于中间的物系，Uf/Umf随Ar的变化较大。
因此，物系不同，操作速度Uf亦有所不同，即应采用不同的流化数n，一般按下列关系确定：对于大颗粒，n=2—6；对于小颗粒，n=6—30.操作速度选取的原则为：1)对于Ar>1000的物料，n值应取小，一般取n=2—6；对于Ar<1000的物料，n值可取大，一般取年=6—10。
2)当粒度分布较宽时，采用的操作速度既要尽可能保证大粒度的流态化，同时又要使吹出量尽可能减少，适宜用较低的气速。
3)反应速度慢，空间速度小的过程，可用较低的气泡。
4)反应的热效应不大时，可采用较低气速。
5)粒度易自磨碎，用较低的气速比较适合。
反之，可用较高的气速。
6)颗粒流化性能好，需要的床层高度比较时，采用较低的气速比较合适。
应当指出，上述讨论是属于一般性的，实际情况要复杂得多，对操作速度的要求往往存在着矛盾，这就要求设计得权衡利弊，合理抉择。
2.1.2流化床反应器结构流化床一般是由壳体、气体分布装置、内部构件、换热器、气固分离装置和固体颗粒的加卸装置所组成。
现对各部分的结构和作用作简要介绍。
2.1.2.1壳体壳体由顶盖、筒体和底盖组成，筒体多为圆筒形，顶盖多为椭圆形，底盖可为圆锥形。
壳体的上部为气固分离空间，它的直径往往比筒体的直径大，内部装有气固分离装置。