流化床
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第一节 流态化现象
液性：
液面 静压 流通器 黏度
P
mmH2O 柱
U
U mf
Ut
[m/s]
Umf （临界速度）的估算： 固定床磨擦阻力＝砂子重时床层托起，此时U0为Umf
Ergun公式 P
150 Re m
1.75
f d
u
p
2
1 mf 3
mf
Lmf
Rem
d pU mf f (1 mf )
Ub U0 0.711(gdb )1/ 2 Umf
Ub由二部分 0.711(gdb )1/ 2 Umf (浮力)
推力组成 如果没有浮力,只要U0＞Umf气泡群仍要上升(后浪推前浪)
床层气泡分率
b
Lf
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
L mf Lf
U 0 U b b U mf (1 b ) ≌ Ub b U mf
砂子重 (1 mf )( s f )gLmf
mf
0.7
P219
△P =砂子重时U即为Umf
0.4
dp
计算Umf有几十种公式，但 mf ， s 不准，dp不均一，与 床壁有摩擦力，很难计算
简易经验式
小粒子 Re p 20
U mf
d
2 p
(s
f ) g /1650
快床 Fixed bed
气力输送
高 度
气力输送
Pneumatic conveying
快床 湍动床 鼓泡流化床
0.2 0.4 0.6
气-固流态化的颗粒—密度分区图（P218）
Geldart图
不正常流化
节涌：小直径床，大颗粒 沟流：细颗粒 稀相输送
正常流化
△P≈△Pmf且有脉动 流化质量：流化均匀性
小幅度、高频率的△P波动 较好
气泡直径：
气泡聚并（Coalescene）分散相聚结 大气泡吞食小气泡（通过wake的引力）
乳
泡
Umf
Ub
U0
db a l db0
床高度
与分布板 孔径有关
最大稳定气泡直径
流态化现象的利用
1. 固体粒子输送：比自来水、煤气管困难 1940年石油催化裂化制汽油 沸腾床焙烧FeS矿 沸腾床烧煤粉（出灰方便）
2. 细颗粒催化剂的利用 消除内扩散 固定床因有△P限制不能用
3. 强放热反应
氧化反应：萘氧化剂制苯酐需熔盐冷却 丙烯氨氧化法制丙烯腈
废气
反
再
应
生
石油 催化 空气 剂输 送
空塔速U0=Umf 时，膨胀比R=1，床层高Lmf≈L0
1/R
Umf
<
U0<Ut
之间，R
Lf Lmf
1 mf 1 f
f 膨胀后的
1
R约为1.15~2之间
0.1
R与U0，dp，ρp 有关
按相态来分：乳相，泡相
10-2
10-1
U 0 U mf 0.7 U t U mf
散式——液固居多、或小颗粒气固Umf附近
问题：为什么 U t U mf
, 临界流化时颗粒也是浮起来 颗粒＝摩擦力
Lf Lmf
对小颗粒 Re p 0.4 对大颗粒 Re p 1000
Ut /U mf 可达90 Ut /U mf 可达10
Umf Ut 属流化区, 此区内固体有流体的
表现可为化工操作利 用
更大颗粒，流化区很窄，很难操作。土豆流化 Spout Bed 喷床
4. 催化裂化：提升管
5. 喷动床(Spout Bed)：粮食加工、干燥
催化裂化FCC
流化床反应器适用场合 1)反应速快(细颗粒), 2)反应热大, 3)催化剂失活快
对抗失活措施(不包括研制新催化剂和用高纯反应原料)
对缓慢失活可缓慢提高反应温度使反应速度, 反应转化率不变,这样能不影响全流程的操作. (但提高温度必将加速催化剂失活)
大粒子
Re p
1000
U
2 mf
dp (s
f )g / 24.5 f
Re p
dpfu
Ut （带出速度）的计算
粒子重力＝气流摩擦阻力，此时粒子被带走，气速U为Ut
6
d
3 p
(
s
f
)
1 2
C
D
s
g
4
d
2 p
U
2 t
4
d
2 p
CD
24 Rep
聚式——气固居多、鼓泡床或沸腾床
散式
压力波动
达极大值 聚式
压力波动 趋于 0
快床
0
Umf Ub 鼓泡床 Uc
湍床
Ut 夹带
相变 泡分散相
Cluster
分散相
固定床 Fixed bed
鼓泡流化床 Bubble Fludized
颗粒含率 快 床 颗 粒 的 径 向 分 布
实际分布 模型分布
湍动床
Turbulent Fluidized
对中速或快速失活必须取出催化剂再生
为此需按失活速度来选择反应器:
中速失活时可选移动床:
如汽油的鉑催化重整
芳烃
快速失活时可选流化床:
如重油的催化裂化
汽油+干气+焦碳
有催化剂流动反应器
移动床
流化床、浆态床、悬浮床
输送床
第二节 气泡和乳相分析
气泡在分布板上形成： Row用X线观察，每秒约7个泡
气泡直径扩大：
缺点：
1. CSTR：转化率甚至小于CSTR（气泡短路） 2. 颗粒磨损：催化剂要贱，设备要被磨 3. 气流出口分离粉尘，回收系统麻烦 4. 副反应：∵RTD太宽
流化床的型式
1. 自由床 2. 构件床：
横板：苯氧化制苯酐
石灰石
尾气
予热区
分解区
热回 燃料 收区
垂直：塔型,指状冷却官
空气
3. 多段床：煅烧石灰
dR dt
Q 4R 2
泡因浮力上升速度 ~ R
气泡结构
当R由0→R* 时 R dR 气泡脱离分布板
dt
Uf>Ub Uf~Ub Uf<Ub
穿流
Uf
泡内外气体只 靠扩散交换
Uf
产生气泡云，形成循 环气流
Uf
Uf
乳相—E mulsion 气泡云—C loud 气泡—B ubble 尾涡—W ake 约占1/3气泡
(Rep 0.4)
CD
10Re1p/2
(0.4Rep 500)
CD
0.43
(500Rep 2.0E5)
Ut
dP2(s
f
18
)g
Ut
4
(s
225
f )2 f
g2
1/3
dp
Ut
3.1(sf f
)g1/2
气泡内原料通过B－C 交换进入云相，再通过 C－E交换进入乳相进 行催化反应
单气泡（注入一个气泡）浮力与阻力平衡时
上升速度
U br 0.711(gdb )1/ 2
泡相对于乳相速度为
0.711(gdb )1/ 2 Umf
鼓泡床内的气泡群速度
乳相区为Umf
当U0 （空塔速）> Umf 时，多余气体的上升要求Ub>U0
液性：
液面 静压 流通器 黏度
P
mmH2O 柱
U
U mf
Ut
[m/s]
Umf （临界速度）的估算： 固定床磨擦阻力＝砂子重时床层托起，此时U0为Umf
Ergun公式 P
150 Re m
1.75
f d
u
p
2
1 mf 3
mf
Lmf
Rem
d pU mf f (1 mf )
Ub U0 0.711(gdb )1/ 2 Umf
Ub由二部分 0.711(gdb )1/ 2 Umf (浮力)
推力组成 如果没有浮力,只要U0＞Umf气泡群仍要上升(后浪推前浪)
床层气泡分率
b
Lf
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
L mf Lf
U 0 U b b U mf (1 b ) ≌ Ub b U mf
砂子重 (1 mf )( s f )gLmf
mf
0.7
P219
△P =砂子重时U即为Umf
0.4
dp
计算Umf有几十种公式，但 mf ， s 不准，dp不均一，与 床壁有摩擦力，很难计算
简易经验式
小粒子 Re p 20
U mf
d
2 p
(s
f ) g /1650
快床 Fixed bed
气力输送
高 度
气力输送
Pneumatic conveying
快床 湍动床 鼓泡流化床
0.2 0.4 0.6
气-固流态化的颗粒—密度分区图（P218）
Geldart图
不正常流化
节涌：小直径床，大颗粒 沟流：细颗粒 稀相输送
正常流化
△P≈△Pmf且有脉动 流化质量：流化均匀性
小幅度、高频率的△P波动 较好
气泡直径：
气泡聚并（Coalescene）分散相聚结 大气泡吞食小气泡（通过wake的引力）
乳
泡
Umf
Ub
U0
db a l db0
床高度
与分布板 孔径有关
最大稳定气泡直径
流态化现象的利用
1. 固体粒子输送：比自来水、煤气管困难 1940年石油催化裂化制汽油 沸腾床焙烧FeS矿 沸腾床烧煤粉（出灰方便）
2. 细颗粒催化剂的利用 消除内扩散 固定床因有△P限制不能用
3. 强放热反应
氧化反应：萘氧化剂制苯酐需熔盐冷却 丙烯氨氧化法制丙烯腈
废气
反
再
应
生
石油 催化 空气 剂输 送
空塔速U0=Umf 时，膨胀比R=1，床层高Lmf≈L0
1/R
Umf
<
U0<Ut
之间，R
Lf Lmf
1 mf 1 f
f 膨胀后的
1
R约为1.15~2之间
0.1
R与U0，dp，ρp 有关
按相态来分：乳相，泡相
10-2
10-1
U 0 U mf 0.7 U t U mf
散式——液固居多、或小颗粒气固Umf附近
问题：为什么 U t U mf
, 临界流化时颗粒也是浮起来 颗粒＝摩擦力
Lf Lmf
对小颗粒 Re p 0.4 对大颗粒 Re p 1000
Ut /U mf 可达90 Ut /U mf 可达10
Umf Ut 属流化区, 此区内固体有流体的
表现可为化工操作利 用
更大颗粒，流化区很窄，很难操作。土豆流化 Spout Bed 喷床
4. 催化裂化：提升管
5. 喷动床(Spout Bed)：粮食加工、干燥
催化裂化FCC
流化床反应器适用场合 1)反应速快(细颗粒), 2)反应热大, 3)催化剂失活快
对抗失活措施(不包括研制新催化剂和用高纯反应原料)
对缓慢失活可缓慢提高反应温度使反应速度, 反应转化率不变,这样能不影响全流程的操作. (但提高温度必将加速催化剂失活)
大粒子
Re p
1000
U
2 mf
dp (s
f )g / 24.5 f
Re p
dpfu
Ut （带出速度）的计算
粒子重力＝气流摩擦阻力，此时粒子被带走，气速U为Ut
6
d
3 p
(
s
f
)
1 2
C
D
s
g
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d
2 p
U
2 t
4
d
2 p
CD
24 Rep
聚式——气固居多、鼓泡床或沸腾床
散式
压力波动
达极大值 聚式
压力波动 趋于 0
快床
0
Umf Ub 鼓泡床 Uc
湍床
Ut 夹带
相变 泡分散相
Cluster
分散相
固定床 Fixed bed
鼓泡流化床 Bubble Fludized
颗粒含率 快 床 颗 粒 的 径 向 分 布
实际分布 模型分布
湍动床
Turbulent Fluidized
对中速或快速失活必须取出催化剂再生
为此需按失活速度来选择反应器:
中速失活时可选移动床:
如汽油的鉑催化重整
芳烃
快速失活时可选流化床:
如重油的催化裂化
汽油+干气+焦碳
有催化剂流动反应器
移动床
流化床、浆态床、悬浮床
输送床
第二节 气泡和乳相分析
气泡在分布板上形成： Row用X线观察，每秒约7个泡
气泡直径扩大：
缺点：
1. CSTR：转化率甚至小于CSTR（气泡短路） 2. 颗粒磨损：催化剂要贱，设备要被磨 3. 气流出口分离粉尘，回收系统麻烦 4. 副反应：∵RTD太宽
流化床的型式
1. 自由床 2. 构件床：
横板：苯氧化制苯酐
石灰石
尾气
予热区
分解区
热回 燃料 收区
垂直：塔型,指状冷却官
空气
3. 多段床：煅烧石灰
dR dt
Q 4R 2
泡因浮力上升速度 ~ R
气泡结构
当R由0→R* 时 R dR 气泡脱离分布板
dt
Uf>Ub Uf~Ub Uf<Ub
穿流
Uf
泡内外气体只 靠扩散交换
Uf
产生气泡云，形成循 环气流
Uf
Uf
乳相—E mulsion 气泡云—C loud 气泡—B ubble 尾涡—W ake 约占1/3气泡
(Rep 0.4)
CD
10Re1p/2
(0.4Rep 500)
CD
0.43
(500Rep 2.0E5)
Ut
dP2(s
f
18
)g
Ut
4
(s
225
f )2 f
g2
1/3
dp
Ut
3.1(sf f
)g1/2
气泡内原料通过B－C 交换进入云相，再通过 C－E交换进入乳相进 行催化反应
单气泡（注入一个气泡）浮力与阻力平衡时
上升速度
U br 0.711(gdb )1/ 2
泡相对于乳相速度为
0.711(gdb )1/ 2 Umf
鼓泡床内的气泡群速度
乳相区为Umf
当U0 （空塔速）> Umf 时，多余气体的上升要求Ub>U0