气固流化床中颗粒聚团的流动特性
流化床反应器流动特性测定实验
流化床反应器流动特性测定实验一、实验目的1）观察聚式和散式流态化的实验现象，学习流体通过颗粒床层流动特性的测量方法；2）测定流化曲线（ p~u曲线），作出流化曲线图，确定临界流化速度u mf；3）测定临界流化速度，并作出流化曲线图。
二、实验原理流态化是一种使用固体颗粒通过与流体接触而转变成类似于流体状态的操作。
近年来，这种技术发展很快，许多工业部门在处理粉粒状物料的输送、混合、涂层、换热、干燥、吸附、煅烧和气---固反应过程等过程中，都广泛地应用了流态化技术。
1、固体流态化过程的基本概念如果流体自下而上地流过颗粒层，则根据流速的不同，会出现三种不同的阶段，如下图所示：固定床流化床气力输送流化过程的几个阶段1）固定床阶段如果流体通过颗粒床层的表观速度（即空床速度）U较低，使颗粒空隙中流体的真实速度U1 ,则小于颗粒的沉降速度U t 则颗粒基本上保持静止不动，颗粒称为固定床。
2）流化床阶段当流体的表观速度U加大到某一数值时，真实速度U1比颗粒的沉降速度U t大了，此时床层内较小的颗粒将松动或“浮起”，颗粒层高度也有明显增大。
但随着床层的膨胀，床内空隙率ε也增大，而U1=U/ε，所以，真实速度U1随后又下降，直至降到沉降速度U t为止。
也就是说，在一定的表观速度下，颗粒床层膨胀到一定程度后将不再膨胀，此时颗粒悬浮于流体中，床层有一个明显的上界面，与沸腾水的表面相似，这种床层称为流化床。
因为流化床的空隙率随流体表观速度增大而变化，因此，能够维持流化床状态的表观速度可以有一个较宽的范围。
实际流化床操作的流体速度原则上要大于起始流化速度，又要小于带出速度，而这两个临界速度一般均有实验得出。
3）颗粒输送阶段如果继续提高流体的表观速度U，使真实速度U1大于颗粒的沉降速度U t，则颗粒将被气流带走，此时床层上界面消失，这种状态称为气力输送。
2、固体流态化的分类流化床按其性状的不同，可以分为两类，即散式流态化和聚式流态化。
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 Ul o g △P12 3465t (sec)260270 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。
固体流态化-中国石油大学化工原理(DOC)
化工原理固体流态化与非均相物系的分离班级：卓越11-2班姓名：徐向东韩月阳甄宇匡崇1.固体流态化1.1定义将大量固体颗粒悬浮于运动的流体之中，从而使颗粒具有类似流体的某些表观特性，此种流固接触状态称为固体流态化。
1.2流态化分类1.2.1按流化状态分类（1）聚式流态化：气固流化床床层中存在气泡相和乳相，气泡中只有很少的或者没有固体颗粒存在，在乳相中颗粒的浓度要比气泡中大得多。
气泡在上升过程中也会不断合并增大，致使床层出现较大的不稳定性。
气泡上升最后冲出床层，床层表面有较大的波动，不时有固体颗粒被抛出，然后由于其重力落回床层。
气固流化床在工业中应用的最多。
气固流化系统基本上均呈聚式流化状态。
（2）散式流态化：床层处于散式流化态，床内无气泡产生，当床层膨胀时，固体颗粒之间的距离也随之增加。
虽然固体颗粒和流化介质之间有相互强烈的扰动作用，但他们在流化介质中的分散程度也相对较为均匀，处于相对的稳定状态，所以也叫平稳流态化。
多出现于液固流态化系统。
1.2.2按流化介质分类（1）气固流态化：以气体为流化介质的流态化过程，使工业生产中使用的最多的流态化过程，如流化床锅炉燃煤生产蒸汽。
（2）液固流态化：以液体为流化介质的流态化过程，在工业上用于湿法冶金、离子交换、生物化工、聚合反应和吸收等。
（3）液气固三相流态化：以液体、气体为流化介质的流态化过程，流化床内存在有气液固三相。
1.3流态化在工业中的应用1.3.1物理过程中的应用1.3.1.1物料输送被流化的固体颗粒可以像流体一样流动，如图所示的气垫装置，它是由上下两个槽组成，中建由一层类似于筛网的多孔类或编织物隔开。
这种输送装置消耗的能量适中，没有运动部件，适于输送干燥的细微颗粒。
现用于水泥工业，纯碱工业，锅炉烟气所带出的飞灰、面粉和树脂的输送。
1.3.1.2细粉的混合采用流态化技术可以较容易的将不同种类的粉末物料达到均匀混合。
要将两种粉末混合只要将其流化，物料经上升管上升再经床层下降，经过多次循环之后即可到达均匀混合的目的。
固体颗粒在流化床中的全受力分析
两个鞭粒（见图３）所受漉体曳力的变化，
井用可视亿方法理铡了释放后颗粒
㈣１吨删ｃｌｅ）时在前颗粒（ｋ越ｈ培 ｐ础Ｉｅ）尾迹作用下的运后颗粒所受流体曳力随颗粒间距减 小而减小．
ｂ．前颗粒对后颗粒在流体曳力的影响
‘－，
（ｂ｝
远远大于后者对前者的影响．
ｃ．在尾迹影响下的后颗粒得到一个加
（７）
式中Ｂ。＝三司＿ｌＩ‰·ｑ－为单位体积厩子敦－ｌｍｍ豳靠常数可从材料物性衰中查得·
（２）不两种物质材料之阃钓Ｈ柚蝴泔常数Ａ１２
＾：－√：Ｆ石
（８）
式中Ａ１１、Ａ≈分别代表材料ｌ和材料２的Ｈｌ∞脚澍常数·
丑
Ｈ哪Ｉ吐甜常数Ａ与范德华常数ｈ口之问的关系嘲为：＾口＝÷剃Ｃ９）
ｊ
Ｖ．范蕾华力影响因素：
范蕾华力髟响因素众多，颗粒的形状、粒径、粒径分布、硬度、粗糙度和空骧事：
趸ｉｊ ｊ
第一类：长程力，如范德华力和静电引力，这两种力不仅直接作用于粘附面上，
而且作用于粘附面之外，在总的粘附力中占用很大的比例｝＝第二尝：。短程力，指化学
键作用以及直接健台的氢键作用；第三类：界面作用力．如固体之间的扩散和相互熔
融．研究表明．除非在特殊的条件下（如超高的纯度，相当高的温度），表面接触的
子和诱导羁撮子之闯相互引力的总和，使得固体闽产生的引力即为范薏毕力．范德华
力是原予或分子问的相互作用、固体糕粒阊的间隔距离、周一固几何接触条件等因素
的函数．
Ⅱ．范蕾毕力发生条件：
范蕾华力只有在固体颗粒充分接触到根小的距离时才发挥作用．固体颗粒堆积时
提供了这个务件．颗粒在漉化时由于尾迹影响、气流糟动、壁面碰撞等原因导致的碰
３０
Ｉ
ｌ
４×１ ｏ．
加压循环流化床气固流动特性实验研究Ⅰ：颗粒体积分数分布特性
关 键词 ：气 固两相 流 ； 环流 化床 ； 循 加压 ； 动特 性 ； 流 颗粒体 积分 数
中图分 类号 ： Ｋ ２ Ｔ ２２
（ ｃｏ ｌ ｆＥ ｅｇ ｎ ｎ ｉ ｎ ｎ，Ｓ ｕｈａｔ ｉｅｓｙ， ｎｊ ｇ２ ０ ９ Ｃ ｉａ Ｓｈ ｏ ｏ ｎｒｙａｄＥ ｖｒ ｍｅｔ ｏｔｅｓ Ｕｎｖｒｔ Ｎａ ｉ １０６， ｈｎ ） ｏ ｉ ｎ
（Ｅ ｅｇ ｅｈ ｏｏｉｓＲ ｓａｃ ｎｔｕｅ Ｕ ｉ ｒｔ ｆ ｔｎ ｈｍ，Ｎ ｔｎ ｈ ｍ ＮＧ Ｒ Ｕ ｎｒｙＴ ｃｎｌｇｅ ｅｅｒｈＩｓｔｔ， ｎｖ ｓ ｏ ｔ ｇ ａ ｉ ｅｉ ｙ Ｎｏ ｉ ｏｔ ｇ ａ ７２ Ｄ， Ｋ） ｉ
ｍ ｏ ｅ ｕ ｉｏｒｎ． ｒ ｎｆ ｒ
Ｋｅ ｒ ：ｇ ｓ ｓ ｌ ｗｏ ｐ ａ ｅ ｆｏ ；ｃ ｒ ｕ ａｉ ｇ ｆｕｉｉ ｅ ｅ ｙ ｗｏ ｄｓ ａ — ｏ ｉ ｔ — ｈ ｓ ｗ ｄ ｌ ｉｃ ｌｔｎ ｌ ｄ ｚ ｄ ｂ ｄ；ｐ ｅ ｓ ｒｚ ｄ；ｆｏ ｃ ｒ ａ ｔ ｒｓｉｓ； ｒｓｕ ｅ ｉ ｌ ｗ ｈａ ｃｅ ｔｃ ｉ
文献标 志码 ： Ａ
文章 编号 ： ０ １ ０ ０ （ ０ ２ ０ －３ ８０ １ ０ — ５ ５ ２ １ ） ２０ ０ －５
Ｅｘ ｅ ｉ ｅ ｔ ｌｒ ｓ ａ ｃ ｆ ｇ ｓ ｓ ｌｄ ｆｏ ｂｅ ａ ｉ ｒ ｐ ｒ ｍ ｎ ａபைடு நூலகம் ｅ ｅ ｒ ｈ ｏ ａ —ｏ ｉ ｗ ｈ ｖ ｏ ｓ ｌ
类颗 粒在提 升 管 内的压 降和表观 颗 粒体积 分数分 布特 性． 实验结 果表 明 ， 升管 压 降随 固气质量 上 比的增 大而 线性增 加 ， 加 的速 率 随操作 压力 的增加 而增 加 ， 基本 不 受操 作 气速和 固体通 量 的 增 且 影 响． 压条件 下 ， 加 表观颗 粒体 积分 数呈 上小 下大 的分 布 ， 随固体通 量 的增加 而增加 ， 且 随标 态表
流化床颗粒的分类及其流化特性
流化床颗粒的分类及其流化特性：1973年Geldart根据多年对颗粒大小对流化床流化特性的研究，将颗粒的流化特性与颗粒平均径的关係分成A、B、C和D四大类，并将它们表绘在以dp为横坐标，以固体密度ρp与流化气体密度ρg的差（ρp –ρg）为纵坐标的图上（参见下面的Geldart颗粒分类图）。
以便供根据物理或反应过程的特性对流化特性的要求，以选用适合于自己工业化的特点的颗粒粒径及分布。
A类颗粒了（充气流化特性）：A类颗粒的特点是颗粒的平均尺寸较小，颗粒的密度较低。
由图可知，A类颗粒一般颗粒的平均粒径＜100微米，颗粒密度小于1400kg/m3，这类颗粒由于凝聚性较小，因此颗粒间充气性好，床层膨胀比（R≡床层流化时的高度Hf/床层静止时的高度H0）大，当床层气速达到起始流化速度时，床内还不会产生气泡（即床层的起始鼓泡速度大于起始流化速度），当气速进一步增加时，床内虽产生了气泡，但气泡较小，气泡的聚併、分裂速度也快。
所以，这类颗粒应该说是流化特性较好的一类颗粒。
（说明：起始流化速度umf即是流化床开始流化时的最小速度。
起始鼓泡速度umb即是流化床内出现笫一个气泡时的气体速度。
）在工业上使用时应尽可能选用这类颗粒。
在石化行业中的催化裂化装置上首先被使用，在这个行业中，催化剂中必须含有一定量的小颗粒，小于44微米被称为关键组分。
这类颗粒以后在丙烯氨氧化制丙烯腈等流化床中也得到了应用。
B类颗粒（沙状流化特性）：由图可知，B类颗粒一般颗粒的平均粒径＜40微米＜500微米，颗粒密度＜1400kg/m3＜4000kg/m3。
这类颗粒在气速达到或稍高于颗粒的起始流化速度时，床內就出现了气泡，床层膨胀比R较A类颗粒小，气泡聚併现象严重，气泡直径也迅速变大，且气泡随床高而变大，当气泡达到床层表面时破裂，从而影响了流化质量，影响了床层与传热面间的传热和相间的传质。
这类颗粒在工业上应用也较多，如醋酸乙烯、农药百菌清和苯酐行业都有使用。
实验4 流化床基本特性的测定
下降，流体速度继续增加，床层压降保持不变，床层高度逐渐增加，固体颗粒悬浮在流体中，并随
气流上下流动，此为流化床阶段，在B点的流速就是临界流化速度umf。 （2）最大流化速度
当流体速度大于固体粒子在流体中的沉降速度时，粒子将被流体带出床层，这个速度称为最大
流化速度或粒子的带出速度ut，它是流化床流速的上限。此时如不连续补充固体颗粒，床层迅速消 失，所以在压力降图上曲线急剧下降（图2中的GH段）。颗粒在流体中沉降，受到重力、浮力和流
ut
3.1(
s
f
f
)gd p
1/ 2
（12） 式中：Re——雷诺数，Re= dP f ut/；
dp——颗粒当量直径，m； ρf—流体密度，kg/m3； ρS—颗粒密度，kg/m3； µ—流体粘度，kg ⋅m−1⋅s−1； ut—最大流化速度，m/s； umf—临界流化速度，m/s。 最大流化速度除了可用经验式计算外，也可通过实验直接测定。由图2可知，如果再加大流速
2
——方差或散度。
2
2
ˆt 2
2 Pe
2 1 2 Pe
1 e Pe
（19）
通过实验测得
c（τ）与
τ
的关系数据，然后由式（17）求得
tˆ
，由式（18）求得
2
，通过式
（19）求出模型参数 Pe 的值。
三、实验装置与流程
实验四 流化床基本特性的测定
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，并使 固体颗粒具有某些流体特征的一种床型，它是流态化现象的具体应用，已在化工、能源、冶金、轻 工、环保、核工业等部门得到广泛应用。化工领域中，加氢、烯烃氧化、丙烯氨氧化、费-托合成 及石油的催化裂化等均采用了该技术。因此，它是极为重要的一种操作过程。
气固流体化床的工作原理与传质特性
气固流体化床的工作原理与传质特性气固流体化床是一种常见的化工设备，广泛应用于化工、冶金、能源等领域。
其工作原理和传质特性对于提高设备运行效率和优化工艺设计具有重要意义。
本文将介绍气固流体化床的工作原理和传质特性，帮助读者更好地理解和应用该技术。
一、工作原理气固流体化床通过将气体和固体颗粒同时通入床层，使颗粒悬浮在气流中，形成类似于流体的状态。
其工作原理主要包括两个方面：床层气化和颗粒运动。
1. 床层气化床层气化是指气体在颗粒床层中与固体颗粒发生接触和反应的过程。
在气固流体化床中，气体通过入口与床层中的固体颗粒接触，发生质量和能量的交换。
气体在颗粒床层中可以进行物理吸附、化学反应、干燥等过程，同时固体颗粒也会发生固相反应、颗粒间的热量和质量传递等。
2. 颗粒运动颗粒运动是指床层中的固体颗粒在气体流动作用下的运动状态。
在气体的冲刷和流动作用下，颗粒床层会表现出不同的流态，包括床层膨胀、床层沉降和床层剧烈搅拌等。
颗粒床层的流态对气固流体化床的传质和反应过程具有重要影响，因此对于床层内颗粒的运动状态和特性的研究十分关键。
二、传质特性气固流体化床的传质特性主要包括质量传递和热量传递两个方面。
了解和控制传质特性是优化气固流体化床操作的关键，可以提高反应效率、降低能耗，并能够满足工艺要求。
1. 质量传递质量传递是指组分之间的传质过程，包括物理吸附、化学反应、溶解和扩散等。
在气固流体化床中，气相和固相之间通过质量传递实现物质的转移和转化。
传质过程受到气体速度、固体颗粒性质、反应温度等因素的影响。
合理调节这些参数，可以改善质量传递效果，提高反应速率和转化率。
2. 热量传递热量传递是指在气固流体化床中，气相和固相之间的热量交换过程。
热量传递对于控制床层温度、维持反应的热平衡非常重要。
热量传递与气体速度、颗粒床层的热阻、颗粒尺寸和形状等因素密切相关。
通过调节这些参数和合理设计换热结构，可以提高热量传递效率，减少热耗，提高生产效益。
气-液-固自然循环流化床中的流动特性和压降
气-液-固自然循环流化床中的流动特性和压降齐国鹏;姜峰;赵燕禹;赵国华;周震;李修伦【摘要】A fluidized-bed evaporator for gas-liquid-solid natural circulation was set up to research the flow and distribution of solid particles and pressure drop of liquid-solid two-phase flow in a heating pipe bundle. With CCD image collecting and processing system,the influences of the particle kinds,particle holdup and additive air amount were studied. The experimental results show that air inlet positions have much effect on the distribution of solid particles in the heating pipe bundle. The form of moving and fluidization of solid particles in up-channel is different from that in down-channel. In up-channel,solid particles make circulating movement with the central part rising and perimeter dropping. As the density decreases,the distribution of solid particles in up-channel gradually becomes uniform. In down-channel,solid particles form two big whirls at both sides of the central axis. As additive air amount increases,the rotation rate of whirls increases. When the air is input from the up-channel,the pressure drop of liquid-solid two-phase flow in the heating pipe bundle increases with the increase of particles holdup and air amount. The pressure drop model of liquid-solid two-phase flow in the heating pipe bundle has been set up,and the calculated data agree well with the experimental results.%建立了气-液-固冷模多管自然循环流化床蒸发器,利用CCD图像采集和处理系统,研究了固体颗粒的种类、含率和通气量等操作参数对于固体颗粒的流化和运动形态、分布以及加热管束中液-固两相流压降的影响.结果表明:通气位置对于固体颗粒在加热管束中的分布影响较大.在上、下管箱中,固体颗粒的运动和流化形态不同.在上管箱中,固体颗粒形成中心上升、四周下降的循环运动,并且随着其密度的降低,固体颗粒在上管箱中的分布逐渐趋向均匀;在下管箱中,固体颗粒在中心轴的两侧形成两个大的旋涡,旋涡的旋转速度随着通气量的增加而增大.当气体从上管箱加入时,加热管束中液.固两相流的压降随着固体颗粒加入量和通气量的增加而增大.利用实验数据建立了加热管束中液.固两相流的压降模型,模型结果与实验数据吻合较好.【期刊名称】《天津大学学报》【年(卷),期】2009(042)010【总页数】7页(P901-907)【关键词】气-液-固;自然循环;循环流化床;压降【作者】齐国鹏;姜峰;赵燕禹;赵国华;周震;李修伦【作者单位】天津大学化工学院,天津,300072;天津大学化工学院,天津,300072;天津职业大学环境生物工程学院,天津,300402;天津职业大学环境生物工程学院,天津,300402;天津大学化工学院,天津,300072;天津大学化工学院,天津,300072【正文语种】中文【中图分类】TQ021.1;TQ021.3气-液-固三相流防、除垢和强化传热技术的研究已开展多年，在实验室研究[1-9]和工业化应用[10-11]方面都已经取得了一定的成果，积累了一定的经验．但是由于技术本身的复杂性和工业化过程中存在着较多的问题，使得该技术还有许多可待研究和完善之处，其中包括多管循环流化床内相的流动、分布和压降；自然循环操作时循环速度的计算和颗粒合理用量的确定；载气的加入方法和用量以及一些突发性的问题等．针对上述问题，建立了一套冷模透明多管循环流化床蒸发装置，通过较为系统的可视化研究，分析自然循环条件下，固体颗粒的种类和加入量以及通气量等因素对颗粒的流动、分布和多相流压降的影响，定性和定量地分析颗粒的流动和分布规律，为建立三相循环流化床蒸发器中压降的合理计算模型以及三相流防、除垢技术的工业化应用奠定基础．1.1 实验装置与流程实验装置为冷模透明多管循环流化床蒸发器，装置流程如图1所示．首先向装置中加入液相流体到指定液位，然后加入一定量的固体颗粒．空气由压缩机输入后，经气体分布器，进入上管箱上方的循环管内，造成装置左侧上升管和右侧下降管内多相流体的密度差，使装置内形成气-液-固三相流自然循环．气-液-固三相流到达分离器后，气相和液、固两相分开．气相由分离器顶部排出，液-固两相流经循环管进入加热室，进行装置内的循环流动．为便于可视化研究，整套装置由有机玻璃制成．加热室采用“薄片模型”，即 9根加热管呈“一”字形排列在管箱中，如图2所示．加热管长0.6,m，内径34,mm，壁厚为3,mm，管间距为管外径的 1.25倍．矩形管箱长 460,mm，宽50,mm．在上、下箱上开有测压口，与 U管压差计相连．此外，上管箱和下管箱底部的循环管上各装有气体加入口．以加入的固体颗粒体积占蒸发器中液相体积的百分数来计算，固体颗粒的加入量分别为 0.5%、1.0%、1.5%、2.0%．1.3 参数测量及数据处理方法(1)空气加入量采用转子流量计进行测量，型号为LZB-40，量程为4～40,m3/h，精度为1.5%．(2)流体循环速度采用均速管进行测量，公称压力为1.0,MPa．(3)加热管束中液-固两相流的压降采用 U管压差计来进行测量，指示液为CCl4．(4)固体颗粒的运动和分布采用 CCD图像采集和处理系统进行测量．对采集的图像数据采用相应软件进行处理后，最终得到固体颗粒的含率，数据处理步骤如图3所示．2.1 颗粒流动形态的观测与分析2.1.1 通气位置对颗粒流动和分布的影响实验结果表明，由上管箱通气时，在不同的气量、颗粒种类和用量下，加热管束中颗粒的分布均较为均匀，如图 4(a)和(b)所示；然而，由下管箱通气时，空气在管束中的分布极不均匀，绝大部分空气由管束右侧(靠近下行床的一侧)的加热管进入上管箱，如图4(c)所示．空气分布不均造成了不同加热管中颗粒含率和速度的不均．在有大量空气通过的加热管中，颗粒随高速气流迅速向上运动到达上管箱．在上管箱中，颗粒在气流的扰动下做杂乱无章的运动，大部分颗粒被携带到上管箱上方的循环管中，少量颗粒经由几乎没有空气通过的左侧加热管向下运动返回下管箱．这样，部分颗粒就在加热室内形成内循环．由此可见，通气位置对于加热管束中颗粒分布的影响很大，而这种影响主要是由下管箱中的流场造成的．因此当由下管箱通气时，应设计和安装适当的分布板，以调整流场，达到颗粒在管束中的均匀分布．2.1.2 水平管两相流中颗粒的运动形态循环流化床底部水平管中为液-固两相流，如图5所示，对于此部分，当颗粒加入量一定，且颗粒已在整个床中形成正常循环时，若通气量较小，则颗粒一部分悬浮在流体中，随流体循环；另一部分则沉积在水平管的底部，贴着壁面向前运动．随着气量增大，颗粒运动速度加快，沉积在底部的颗粒量越来越少，逐渐从壁面转移到流体中．当气量达到一定程度时，颗粒完全悬浮起来．颗粒流化形态的改变，源于循环速度的变化．气量增大，循环速度和流体的湍流程度增加，流体对颗粒的曳力和搅动增大，使颗粒逐渐脱离壁面，随流体悬浮流动．了解底部水平管中固体颗粒的流化形态随操作参数的变化，对于确定三相循环流化床蒸发装置中颗粒的合理用量非常重要．对于水平管中不同颗粒在不同条件下的完全流化速度，将进一步进行研究．图5中颗粒为聚甲醛，其加入量为1.5%．2.1.3 加热室下管箱中颗粒的流动形态当由上管箱通气时，在下管箱的液-固两相流中，颗粒的集团运动呈现出两个大的旋涡，如图 6所示．两个旋涡分别位于下管箱的左、右两侧(其中靠近下行床一侧为右)，大小尺度相当，但是所含颗粒量不同，右侧旋涡所含的颗粒量要明显高于左侧旋涡．两个旋涡的旋转方向相反，其中夹带了下管箱中绝大部分的颗粒．旋涡中的颗粒在靠近管箱壁面处向下运动，在靠近管箱中心处向上运动．旋涡中向上运动的颗粒，在惯性的作用下，部分被旋涡带入到加热管束中．左侧的旋涡虽然含颗粒较少，但旋转速度快于右侧旋涡，因此，单位时间由两个旋涡带到各加热管中的颗粒量基本相当，使管束中颗粒的分布较为均匀．通气量增加时，旋涡转速加快；颗粒量增加时，旋涡的面积增大，两个旋涡逐渐向管箱中心汇聚．颗粒旋涡的形成，反映了下管箱中的流场，即中心处流速较高，颗粒向上运动，壁面处流速较低，颗粒向下运动，进而形成旋涡．由于旋涡的流速及其中颗粒含量的分布，可以满足管束中颗粒的均匀分布，因此在一定的操作条件下，无需在下管箱中设置分布板，这样有利于降低循环阻力．图 6中颗粒为聚甲醛，其加入量为1.0%，通气量为8.6,m3/h．2.1.4 加热室上管箱中颗粒的流动形态由上管箱通气时，颗粒在随流体流出加热管束后，在上管箱中形成循环流动．靠近上管箱前、后两个壁面，流体速度较低，颗粒向下运动，靠近管箱中心流速较高处的颗粒则向上运动．在颗粒加入量和通气量一定的条件下，随着颗粒密度的增大，颗粒在上管箱中分布的不均匀程度逐渐增加．即颗粒密度较低时，颗粒较为均匀地分布在整个管箱中，随着密度的增大，颗粒则大部分集中在上管箱的中部，如图 7所示．图7中颗粒分别为树脂、聚甲醛和陶瓷球1．由于上管箱中流动截面较大，流速较低，因此颗粒含率较高．若设备突然停车，则大量颗粒将回落到加热管束．若加热管中附着有一定的垢层，由于密度较大的颗粒主要集中在管箱中部，则其更容易造成管路堵塞．2.2 操作参数对加热管束压降的影响2.2.1 通气量对管束压降的影响在颗粒加入量一定的条件下，随着通气量的增加，加热管束中液-固两相流压降增大，但对于不同的颗粒，压降增加的幅度不同，如图 8所示．树脂颗粒压降增加的幅度较大，而陶瓷球和玻璃球压降增加的幅度较小．上述压降变化规律其原因如下：通气量的增加，将增加自然循环的推动力，使加热管束中流体流速增加，同时也加大了颗粒与加热管壁面的碰撞和摩擦，这些因素将导致加热管束中液-固两相流的压降增大；但另一方面，加热管束中的压降随着颗粒含量的增加而增大，而循环流速的提高，降低了颗粒的含量，这将导致管束压降降低．由于两种因素中，升高压降的因素起了主导作用，因此，管束中液-固两相流的压降随着通气量的增加而增大．气量增加时，密度较大的陶瓷球颗粒和玻璃球颗粒的流化程度进一步增加，管束中颗粒含量降低，因此压降增加幅度较小；而密度较低的树脂颗粒在较低的气量下就可以实现很好的流化，因此气量增大时，管束中的颗粒含量变化不大，所以压降增加的幅度较大．2.2.2 颗粒加入量对管束压降的影响在通气量一定的条件下，增加颗粒加入量，对于管束中液-固两相流的压降有两方面的影响．一方面，颗粒加入量增加，使加热管中颗粒含率增加，这将增大管束中液-固两相流的压降；但另一方面，颗粒加入量的增加，又会增加循环阻力，降低流体循环速度，这又将导致管束压降的降低．在这两方面因素的共同作用下，管束压降随着颗粒加入量的增加而增大，但是增加的幅度不大，如图9所示．2.2.3 颗粒种类对管束压降的影响图 10比较了在相同的颗粒加入量下，不同的颗粒对管束中液-固两相流压降的影响．不同颗粒正常流化所需的最小通气量不同，沉降速度较小的聚甲醛和树脂需要的最小通气量较小，而沉降速度较大的陶瓷球和玻璃球需要的最小通气量较大．另外，从图中还可以看到，在相同的颗粒加入量下，随着通气量的变化，不同颗粒的压降数值互相交错．这是因为，管束压降随着管束中颗粒含率和循环速度的增加而增大．通气量相同时，由于沉降速度较小的颗粒较易流化，管束中颗粒含率较低，而循环速度较高；沉降速度高的颗粒不易流化，管束中颗粒含率较高，而循环速度较低．因此，两相流压降随着颗粒种类的变化没有明确的趋势．2.3 压降模型的建立在实验研究的基础上，分析了影响加热管束压降的主要因素，包括管长 l、管路当量直径ed、管壁粗糙度ε′、液相密度ρ、液相黏度μ、液体循环速度u、颗粒当量直径pd、颗粒密度sρ和颗粒含率ε等，并采用无量纲数群的方法建立了加热管束中液-固两相流的压降模型，即模型的平均绝对回归偏差为 8.6%，适用范围为1.1× 104 ＜ Re ＜3.8× 104，模型计算值与实验值比较如图11所示．(1)通气位置对固体颗粒在加热管束中的分布影响显著．空气由下管箱加入时，有必要设计和安装适宜的分布板．(2)随着通气量和流体循环速度的增加，流化床下部水平管中颗粒的流化程度增加．(3)上、下管箱中颗粒的运动和流化形态不同：在上管箱中，颗粒形成中心上升、四周下降的循环运动，并且随着其密度的降低，颗粒在上管箱中的分布逐渐趋向均匀；在下管箱中，颗粒在管箱中心轴的两侧形成两个大的旋涡，且靠近下行床的一侧的旋涡中所含颗粒较多，旋涡的旋转速度随着气体加入量的增加而增大．(4)加热管束中液-固两相流的压降随着通气量的增加而增大，且密度较小的颗粒，压降增加的幅度较大；随着颗粒加入量的增加，加热管束的压降增大，但幅度较小．(5)建立了加热管束中液-固两相流的无量纲压降模型，模型的平均绝对回归偏差为8.6%．符号说明：【相关文献】［1］ Schmidthe H，Klaus G. Circulating particles in a forced-circulation evaporator：A process for avoiding fouling[J]. Chemical Ingenieur Technic，1990，62(10)：840-842. ［2］陈健生，李修伦，刘姝虹. 气-液-固三相流动沸腾传热计算与实验研究[J]. 化工学报，2002，53(2)：139-143. Chen Jiansheng，Li Xiulun，Liu Shuhong. Study on flow boiling heat transfer correlation of vapor-liquid-solid three-phase flow[J]. Journal of Chemical Industry and Engineering，2002，53(2)：139-143(in Chinese).［3］张少峰，刘燕. 换热设备防除垢技术[M]. 北京：化学工业出版社，2003. Zhang Shaofeng，Liu Yan. Preventing and Cleaning Fouling Technique for Heat Transfer Equipment [M]. Beijing：Chemical Industry Press，2003(in Chinese).［4］ Wen J P，Zhou H，Li X L，et al. Performance of a new vapor-liquid-solid three-phase circulating fluidized bed evaporator[J]. Chemical Engineering and Processing，2004，43(1)：49-56.［5］姜峰，贾丽云，刘明言，等. 液固两相流动系统中固体颗粒浓度和速度的 CCD测量[J]. 天津大学学报，2004，37(1)：1-5. Jiang Feng，Jia Liyun，Liu Mingyan，et al. CCD measurement of the concentration and velocity of the particle in liquid-solid two-phase flow system [J]. Journal of Tianjin University，2004，37(1)：1-5(in Chinese).［6］ Wen J P，Jia X Q，Wang C Y，et al. Heat transfer and pressure drop of vapor-liquid-solid three-phase boiling flow of binary mixtures[J]. Chemical Engineering Communications，2005，192(7/8/9)：956-971.［7］ Liu M Y，Tang X P，Jiang F. Studies on the hydrodynamic and heat transfer in a vapor-liquid-solid flow boiling system with a CCD measuring technique[J]. Chemical Engineering Science，2004，59(4)：889-899.［8］ Liu M Y，Yang Y，Li X L，et al. Concentration of Gengnian'an extract with a vapor-liquid-solid evaporator[J]. AIChE Journal，2005，51(3)：759-765.［9］ Michael A I，Sefiane K，Duursma G，et al. Investigation of flow boiling incirculating three-phase fluidized bed. (Part I)：Experiments and results[J]. Chemical Engineering Science，2008，63(4)：881-895.［10］李修伦，林瑞泰，张利斌. 具有强化传热、防结垢性能的沸腾蒸发装置及操作方法：中国，ZL96120008. 1[P]. 2000-08-01. Li Xiulun，Lin Ruitai，Zhang Libin. Boiling Evaporation Equipment and Operation Methods with Properties of Heat Transfer Enhancing and Preventing Fouling：China，ZL96120008.1[P]. 2000-08-01(in Chinese).［11］李修伦，刘振军，林瑞泰. “九五”国家重点科技攻关项目《盐化工业中万吨级新型卤水蒸发装置及设备研究》[R]. 天津：天津大学，2000. Li Xiulun，Liu Zhenjun，Lin Ruitai. National Key Scientific and Technological Project in the 9th Five-Year Plan“Research on New Type of Brine Evaporation Equipme nt in Ten Thousand ton Class in Salinization Industry”[R]. Tianjin：Tianjin University，2000(in Chinese).。
循环流化床中颗粒聚团特性的模拟
循环流化床中颗粒聚团特性的模拟王帅;刘国栋;赵飞翔;张清红;陆慧林【摘要】Considering the multi-scale structure of the dense phase in the form of clusters and the dilute phase in the form of dispersed particles in the circulating fluidized bed, the relationship between accelerations and local structure parameters in the dense phase and dilute phase was established and the stability condition of the minimum energy dissipation by multi-scale drag force was proposed. Based on the bivariate extreme value theory, a cluster structure dependent (CSD) drag coefficient model was developed. Gas-solids flow behavior and cluster characteristics in risers were simulated using a two-fluid model. The concentrations of particles obtained by the CSD model showed better agreement with experimental results. Cluster diameter increased, reached a maximum and fell down to single particle diameter with increasing solids concentrations. In the simulation, the influence of accelerations of gas and particles could not be ignored because it appeared to be on the same order of magnitude as acceleration of gravity.%考虑到循环流化床中分散颗粒和颗粒聚团同时存在的多尺度结构，确定了密相和稀相加速度与计算网格局部参数之间的关系，建立了多尺度曳力消耗能量最小的稳定性条件，基于双变量极值理论，构建了考虑颗粒团聚效应的多尺度气固相间曳力模型。
流化床反应器流型
在流化床反应器中，流体化床可以呈现多种不同的流型，取决于气体和固体颗粒的运动方式和分布。
以下是几种常见的流态：
平床流态（Bubbling Bed）：在平床流态中，气体通过床层时会形成气泡。
气泡在床层内上升和破裂，同时固体颗粒也会随之动态流动。
这种流态适用于低气体速度和较大的颗粒。
膨胀床流态（Fluidized Bed）：膨胀床是最常见的流态，其中固体颗粒在气体流量的作用下悬浮并呈现类似流体的行为。
床层的固体颗粒均匀悬浮并呈现连续的液化状态，床层的高度会比平床流态更高。
膨胀床流态有利于气固传质和热交换，常用于催化反应、燃烧和干燥等应用。
流化床流态（Transport Bed）：在流化床流态中，床层内的固体颗粒在气流的冲击下向上流动，表现出像流体一样的运动。
流化床流态通常发生在较高的气体速度和较小的颗粒上。
混合床流态（Circulating Bed）：混合床流态是一种具有循环气固流动的流态。
在混合床中，一部分固体颗粒经过床层上升后从床顶进入固体循环器，然后再次注入床层。
这种流态通常适用于需要高固体循环速率和更强的气固分离的反应器。
这些流态的选择和控制取决于反应器的设计要求、反应物性质以及所需的传质和传热特性。
流态的变化对反应器的性能和效率有重要影响，因此在流化床反应器的设计和操作中需要进行合理的流态控制。
气固相催化反应流化床反应器完整版PPT
一台高13米，截面积12平方米的煤气发生 炉开始运转。 目前最重要的工业应用： SOD(Standard Oil Development Company) IV 型催化裂化。
7
散式流化和聚式流化
（1）散式流态化 稀 根相据段标床 准高 筛可 的由 规化 格工 ，原 目理数中 与非 直均 径相 关分 系离 如过 下程 ：计算而得，也可由下述经验方程估算。
12
床 高
稀 相 段
浓 相 段
颗粒含量 浓相段和稀相段
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流态化的不正常现象
沟流：由于流体分布板设计或安装上存在 问题，使流体通过分布板进入浓相段形成 的不是气泡而是气流，称沟流。沟流造成 气体与乳化相之间接触减少，传质与反应 效果明显变差。
节流（腾涌）
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流化床的工艺计算
1 初始流化速度： －－颗粒开始流化时的气流速度 （气体向上运动时产生的曳力）＝（床层
已知催化剂粒度分布如下：
目数
>120 100-120 80-100 60-80 40-60 <40
重量% 12
10
13
35
25
5
催化剂颗粒密度ρP=1120kg.m-3 气体密度ρ-3
气体粘度μ=0.0302mPa·s
25
解
1．计算颗粒平均粒径
根据标准筛的规格，目数与直径关系如 下：
目数
1.1
1.3
2
假设Rem<2合理。 由Re=1.3，Re<10可得F=1
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浓相段高度的计算
催化剂在床层中堆积高度称静床层高度 (L0)。在通入气体到起始流化时 ，床高 Lmf≈L0。若继续加大气量，床层内产生 一定量的气泡，浓相段床高(Lf)远大于静 床层高度。
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式：动量方程1．2 曳力系数模型颗粒在流场中受到的作用力包括曳力、重力、浮力和其他作用力(如Basset力、Magnus力和Saff．man力等)．若忽略其他力的作用，则可认为气固间作用主要为曳力作[1]．Syamla1．0BriencAmstoopour~。
气固流化床中颗粒聚团的流动特性
2016年6月 The Chinese Journal of Process Engineering June 2016收稿日期：2015−12−28，修回日期：2016−02−16基金项目：国家重点基础研究发展规划(973)基金资助项目(编号：2012CB215000)作者简介：黄亚航(1991−)，男，湖北省武汉市人，硕士研究生，化工过程机械专业；刘梦溪，通讯联系人，E-mail: mengxiliu@.气固流化床中颗粒聚团的流动特性黄亚航， 刘梦溪， 胡 娟[中国石油大学(北京)重质油国家重点实验室，北京 102249]摘 要：在一套流化床冷模实验装置中研究了A 类颗粒在鼓泡床和湍流床内的微观两相流动结构，测量了床层内不同轴、径向位置的瞬时固含率脉动信号，通过MATLAB 软件进行解耦并统计分析求解出稠密相与稀疏相的平均固含率，以此为基础拟合了瞬时固含率信号的概率密度曲线，最后从信号中提取出颗粒聚团的有关信息. 结果表明，瞬时固含率为0.05∼0.72，乳化相中颗粒聚团平均固含率为0.552∼0.562. 颗粒聚团的体积分率和出现频率随表观气速增加而降低，分别为0.01∼0.5和0.02∼1.6 Hz ，持续时间小于0.12 s. 关键词：颗粒聚团；固含率；体积分率；频率；持续时间中图分类号：TQ051.11 文献标识码：A 文章编号：1009−606X(2016)03−0374−061 前 言气固流化床反应器由于传热和传质效率高、可流化的固体颗粒尺寸分布范围广、结构简单等优点被广泛应用于石油、化工等行业[1]. 流化床内气体和固体粒子的微观流动结构对流化床的性能有显著影响，但由于两相流动的多流域、非线性的复杂特性，目前还难以深入认识固体颗粒的动态行为和流动结构.目前，对于气固流化床内微观流动结构的研究大多局限于循环流化床[2,3]等表观气速较高的流化床，而对鼓泡床和湍动床的研究较少. 经典两相流模型[4]将气固流化床的复杂流动简化为由恒定固含率的乳化相和几乎不含固相颗粒的气泡的稀疏相构成. 但实验结果[5]表明，乳化相的固含率随时间波动，因此这种假设与实验并不完全相符.乳化相中固体浓度的波动可能是由悬浮颗粒、气泡空穴或尾涡、颗粒聚团引起的. Lettieri 等[6]在FCC 流化床中发现，基于单颗粒计算的终端速度与实验值相差很大，表明流化床中的部分颗粒可能以团聚物形式存在. Mostoufi 等[7]发现在相同条件下，乳化相中颗粒的平均速度低于单颗粒和孤立颗粒，示踪颗粒的运动并不像单颗粒那样为布朗运动，而是沿直线上下往复运动，表明有颗粒聚团存在[8]. Cocco 等[9]用高速摄像机拍摄到了临近气泡处的颗粒聚团. 颗粒聚团存在会导致乳化相局部固含率增加，如Sharma 等[10]发现在快速流化床中，颗粒聚团的固含率是乳化相固含率的2.4倍. 认为颗粒聚团会随其合并或在床中循环运动而变大. 乳化相中颗粒聚团的体积分率、平均固含率、频率和持续时间对流化床的性能起关键作用.本工作建立了一套气固流化床冷模实验装置，研究了流化床不同区域内的固含率信号，通过对信号进一步处理得到了颗粒聚团的体积分率、频率和持续时间的变化规律.2 实 验2.1 实验物料固体颗粒为主要用于重油催化裂化装置中的催化裂化催化剂(FCC)，为A 类颗粒，平均粒径79 μm ，堆积密度958 kg/m 3，颗粒密度1598 kg/m 3，其粒度分布见表1. 气体介质为常温空气.表1 FCC 催化剂的粒度分布Table 1 Particle size distribution of FCCParticle diameter, d p (μm) <40 40∼50 50∼70 70∼90 90∼110110∼140140∼200 >200 V olume distribution (%)1.45 6.08 24.15 23.83 22.4514.837.170.042.2 实验装置及流程为保证加工精度及便于观察内部气固流动状态，实验装置筒体由有机玻璃材料(PMMA)制造，如图1所示，总高5460 mm ，床体直径300 mm ，壁厚7 mm ，高2900 mm. 底座、底锥和旋风分离器由碳钢制造.空气由鼓风机压缩后先进入气体缓冲罐，再经转子流量计定量输送到实验装置中，气体预分配由板式分布器完成. 为保证气体分配的均匀性，分布器下方设置一个气体预混腔，气体通过气体分布板进入流化床层后会携带部分颗粒到床层外. 为保证整个床层内颗粒质量和粒径分布不随时间变化，设置了两级PV 型旋风分离器回收被带出的较细FCC 颗粒. 为避免影响床内的气固流动，料腿出口设置在靠近床层表面的稀相段. 两级旋风分离器的总捕集效率大于99.99%. 旋风分离器未能捕集的剩余颗粒由布袋过滤器收集，定期返回床层中.(a) General view (b) Internal dimensions (mm)图1 实验装置示意图Fig.1 Schematic diagram of the experimental apparatus实验操作条件：流化床内表观气速为0.04∼0.55 m/s ，流化床环隙区底部设置一个板式气体分布器，开孔率为0.465%. 2.3 实验方法 2.3.1 测试方法床层轴向、径向固含率采用PV-6D 型颗粒速度测量仪(中国科学院过程工程研究所)测量，以两束平行的光导纤维为测量探头，每束光纤直径0.8 mm ，包含发射光线和接受的反射光两部分. 当颗粒通过探头时，照射在颗粒上的光线反射到接收端，经过A/D 转换器转换成电压信号传送到计算机. 颗粒顺光纤束排列方向运动时，同一颗粒(群)产生的反射信号是形状相似而时间上有一定延迟的两路信号(图2). 仪器不能直接测得床层中的固含率，只能得到与固含率对应的电压信号，故需对仪器进行标定，将电压值转换为固含率. 标定时，选择床层较稳定的一个截面，截面的平均床层浓度由上、下两个等距测压值计算得到. 床体半径R =143 mm ，沿截面径向r 取8个测量点，每个点取5个样本值. 沿截面积分求得平均电压V . 最终得到标定的瞬时固含率为0.62s 0.043e ,V ε= (1)其最大相对误差不超过5%，表明所得数据可信.光纤探头置于流化床不同轴向、径向位置，见图1(b). 光纤探针采样频率为5 kHz.图2 光纤测量示意图Fig.2 Schematic diagram of the measurementwith the optical fiber probe2.3.2 数据处理通过大量的试算，得到了能准确描述稀疏、稠密相固含率时间序列的概率密度分布函数，如图3所示. 根据实验数据拟合出稀疏相对应的概率密度函数为对数正态分布函数：2s ()).f ε⎤⎥⎦(2)图3 微观两相结构示意图Fig.3 Schematic diagram of microscale two-phase flow structure拟合的稠密相的概率密度函数为高斯分布函数：2s ().f ε⎤⎥⎥⎦(3) 反应器局部稀疏、稠密相共存，由局部质量衡算得s 1sb 1sd (1),f f εεε=+− (4)P r o b a b i l i t y d e n s i t yd i s t r i b u t i o n5101520250.00.20.40.60.8 Optical fiber signalT r a n s i t e n t s o l i d h o l d u p , εsTime,t (s)1. Air blower 2. Surge tank3. Rotary flowmeter4. Gas distributor5. Fluidized bed6. Bag filter 7, 8. Cyclone 9. Diplegssd s1sd sb ,f εεεε−=− (5)局部稀疏相的相分率为f l ，稠密相的相分率为1−f l .由式(2)∼(4)得描述局部瞬态固含率的概率密度分布函数为s 121())).f f f ε=+⎤⎥⎦(6)Bi 等[11]提出可通过固含率信号的偏斜度S (三阶中心距)和标准差σ分别求出颗粒稀相与密相的平均固含率[式(7), (8)]，两种固含率的平均值εs,dm 可由式(9)求得.sb sd s ,2S σεε⎤=+⎦(7)sb sb s ,2S σεε⎤=−⎦(8)s,dm sb sd ()/2.εεε=+ (9)本研究将εs,dm 作为稀疏、稠密相的分界值. 在同一操作条件、同一空间位置，瞬时固含率<εs,dm 认为是稀疏相固含率，瞬时固含率≥εs,dm 则为稠密相固含率. 拟合不同位置的固含率概率密度曲线，相对误差在10%以内.实验中通过绘制床层压降曲线得到起始流化时的固含率为0.54. 但由图3可看出，有部分组分的固含率大于起始流化固含率，定义其为颗粒聚团.Liu 等[12]给出了密相流化床中颗粒聚团的判定标准：(1)固含率必须大于最小流化状态下的固含率；(2)颗粒聚团引起的局部固含率变化幅度必须大于乳化相固含率的随机波动幅度；(3)在一个特征长度小于预期聚团尺寸但又比单颗粒尺寸大数个数量级的采样空间内，能测量到固体分率增加.聚团相的体积分率可通过对固含率概率密度曲线积分得到：s,dm1ag s s ()d .f f εεε=∫(10)颗粒聚团频率F ag 可由下式计算：F ag =n /t T . (11)本研究使用MATLAB R2013a GUI 界面编写信号处理程序，采用Liu 等[12]提出的颗粒聚团判定标准对聚团进行识别. 2.3.3 流态化实验实验前先将PV-6D 型颗粒速度测量仪预热5 min ，校准其空床与满床时的电压. 装入FCC 催化剂至850 mm ，启动风机，根据转子流量计示数调节阀门的开度，调节进气量使床层表观气速为0.1∼0.5 m/s. 待气速稳定后，采集床内固含率信号，单次时长为26 s. 采集的数据实时传递到计算机供后续分析.3 结果与分析3.1 瞬态固含率信号的特征图4为操作气速u g =0.3 m/s 、静床高h =850 mm 时，分布器影响区、过渡区和顶部区内不同径向位置的固含率. 可看出，气固流化床不同区域各径向位置的瞬时固含率均随时间变化，波动范围为0.05∼0.72. 低固含率部分代表稀疏相，高固含率部分代表稠密相. 随径向位置越来越靠近边壁，固含率波动强度越来越弱，表明流动逐渐由稠密相主导；而在近中心处，固含率波动强度较强，表明流动由稀疏相和稠密相共同作用.图4 瞬态固含率信号Fig.4 Transient solid holdup signals3.2 固含率信号概率密度分布Cui 等[13]发现瞬态固含率信号的概率密度分布呈双峰分布. 为定量研究不同操作条件下反应器各流动区域稀疏、稠密相出现的概率及在不同轴、径向位置的比例，5101520250.00.20.40.60.00.20.40.60.00.20.40.60.8Time, t (s)T r a n s i e n t s o l i d h o l d u p , εs(a) Distributor affect region, z /h =0.14r /R =0.839r /R =0.420εs =0.365εs =0.303εs =0.330r /R =05101520250.00.20.40.60.00.20.40.60.00.20.40.60.8r /R =0.839εs =0.384(b) Transition region, z /h =0.38Time, t (s)r /R =0.420εs =0.364r /R =0εs =0.2815101520250.00.20.40.60.00.20.40.60.00.20.40.6εs =0.322εs =0.360εs =0.300r /R =0r /R =0.420r /R =0.839(c) Top region, z /h =0.85Time, t (s)对固含率的概率密度分布进行分析，如图5所示. 从图5(a), 5(b)可看出，固含率概率密度曲线在床体中心附近呈双峰分布，每个峰所占比例沿径向位置逐渐变化. 稀疏相的概率密度峰对应的面积从中心到边壁逐渐减小并于边壁处消失，呈单峰分布，如图5(c)所示；乳化相的概率密度峰对应的面积从中心到边壁逐渐增大，表明近壁区域流动结构由稠密相主导；除导流筒边壁和反应器边壁处，稀疏、乳化两相结构共同存在，只是各相所占比例沿径向位置不同. 此时，流动结构由稀疏相和稠密相共同作用.图5 概率密度分布Fig.5 Probability density distribution3.3 聚团相平均固含率颗粒聚团的平均固含率是指乳化相中固含率超过起始流化固含率部分(聚团物)的固含率，反应了聚团物的密集程度. 图6为不同气速下、不同径向位置处颗粒聚团的平均固含率. 如图所示，颗粒聚团平均固含率波动范围为0.552∼0.562，表明表观气速和径向位置对颗粒聚团固含率影响很小，这与Bai 等[14]的研究结果相同. 随表观气速增加，相同径向位置的固含率略有增加，这是由于表观气速增加导致气泡合并和破碎程度加剧，气泡内颗粒释放形成聚团. 在相同气速下，随径向向外壁扩展，聚团的固含率有逐渐降低的趋势，在边壁处由于边壁效应导致颗粒流动速度减缓，气泡数减少，聚团形成速率增加，其平均固含率略有增加.图6 颗粒聚团平均固含率沿径向的分布Fig.6 Radial distributions of average solid holdupof particle agglomerates3.4 聚团相体积分率聚团相的体积分率f ag 反映了两相结构对流动的影响，其变化范围为0.01∼0.5，如图7所示. 随气速增加，流化床床层形态由鼓泡床变为湍动床，相同位置聚团相的体积分率逐渐降低. 随径向位置越来越靠近边壁，不同气速下聚团相的体积分数均呈先降低后升高的趋势. 这是由于流化床中心气泡合并和破碎程度剧烈，气泡内或周围颗粒易形成聚团，而在边壁处由于边壁效应，气泡破碎时其周围颗粒受到气泡的张力增强，颗粒被挤压而更易形成聚团. 在分布器影响区，气泡运动以合并为主且分布均匀，颗粒聚团体积分率较低且径向分布均匀.图7 颗粒聚团体积分率的径向分布Fig.7 Radial distributions of volume fractionof particle agglomerates通过关联颗粒聚团的相分率f ag 与时均固含率s ε得0.00.10.20.30.40.50.60.7Transient solid holdup, εsP r o b a b i l i t y d e n s i t y d i s t r i bu t i o n0.00.10.20.30.40.50.60.7Transient solid holdup, εs0.00.10.20.30.40.50.60.7Transient solid holdup, εs0.00.20.40.60.8 1.00.5520.5560.560A v e r a g e s o l i d h o l d u p o f p a r t i c l ea g g l o m e r a t e s , εa gRadial position, r /R0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.9 1.00.00.20.40.00.20.40.00.20.40.6Radial position, r /RV o l u m e f r a c t i o n o fp a r t i c l e a g g l o m e r a t e s , f a gag s 0.630.05.f ε=− (12)通过大量实验数据验证关联曲线，结果如图8所示，其相对误差小于12%.图8 颗粒聚团体积分率实验值与估计值对比Fig.8 Comparison of particle agglomerates volume fractionbetween experimental data and prediction3.5 颗粒聚团产生频率与持续时间F ag 反映了颗粒聚团的生成频率. 随操作条件和径向位置改变，颗粒聚团产生频率变化，变化范围为0.02∼1.6 Hz ，如图9所示. 流化床内颗粒聚团不断合并、破碎，操作条件变化会影响聚团合并和破碎的速率. 总体来看，随气速增加，颗粒聚团的产生频率逐渐降低，这是由于气速增加使流化床中颗粒形成环−核结构，在中心处有大量气泡破碎，颗粒受到气泡的张力易产生聚团，且颗粒聚团的产生频率趋于稳定. 在边壁处聚团产生频率急剧下降，这是由于边壁效应导致边壁处气泡较少，因此聚团数减少. 但从图7可看出边壁处颗粒聚团的体积分率增加，表明边壁处颗粒聚团尺寸变大，Liu 等[12]在环流反应器的研究中也有类似发现.图9 颗粒聚团频率沿径向的分布Fig.9 Radial distribution of frequency of particle agglomerates通过关联颗粒聚团产生频率F ag 与时均固含率s ε得2ag s s 19.67.03 1.19.F εε=−++ (13)通过大量实验数据验证关联曲线，结果如图10所示，其相对误差小于10%.图10 颗粒聚团频率实验值与估计值对比Fig.10 Comparison of particle agglomerates frequencybetween experimental data and prediction颗粒聚团持续时间τag 取决于颗粒聚团的大小和运动速度，其变化范围为0.005∼0.12 s ，如图11所示. 随表观气速增加，颗粒聚团持续时间减小，这是由于表观气速增加使气泡破碎加剧，更多气泡进入乳化相破碎聚团，使颗粒聚团数量和尺寸减少. 边壁处由于边壁效应使颗粒聚团运动速率降低，颗粒聚团的持续时间增加，进一步证实了颗粒聚团尺寸增大. 顶部区域颗粒聚团的持续时间长于底部区域，Cocco 等[9]认为是颗粒聚团在上升过程中不断合并变大所致. 在分布器影响区和过渡区，颗粒聚团持续时间随表观气速增加变化较小，且沿径向分布均匀，表明颗粒聚团在这两个区域尺寸较均匀.图11 颗粒聚团持续时间沿径向的分布Fig.11 Radial distributions of duration time of particle agglomerates4 结 论在气固流化床冷模实验装置中，采用光纤探针测量了不同气速下流化床不同轴、径向位置的固含率信号.0.250.300.350.400.100.150.20V o l u m e f r a c t i o n o f p a r t i c l e a g g l o m e r a t e s , f a gLocal time-averaged solid holdup, εs0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.9 1.00.00.51.00120.00.51.01.5Radial position, r /RF r e q u e n c y o f p a r t i c l ea g g l o m e r a t e s , F a g (H z )0.200.250.300.350.400.45F r e q u e n c y o f p a r t i c l e a g g l o m e r a t e s , F a g (H z )Local time-averaged solid holdup, εs0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.9 1.00.000.040.000.040.000.040.080.12Radial position, r /RD u r i n g t i m e o fp a r t i c l e a g g l o m e r a t e s , τa g(s )通过对信号进行分析，考察了流化床中聚团相的体积分率和产生频率，得到以下结论：(1)流化床内FCC固含率时间序列信号的概率密度曲线在床层中心附近呈双峰分布，其中，稀疏相固含率的概率密度分布呈对数正态分布；稠密相固含率的概率密度分布近似呈高斯分布.(2)表观气速和径向位置对颗粒聚团固含率影响很小，可视为定值.(3)颗粒聚团的体积分率随表观气速增加呈先降低后升高的趋势，变化范围为0.01∼0.5.(4)颗粒聚团的产生频率变化范围为0.02∼1.6 Hz，并随表观气速增加而降低. 持续时间变化范围为0.005∼0.12 s，边壁处颗粒聚团持续时间略增加，颗粒聚团尺寸变大.符号表：d 两根光纤探头的间距 (mm)d p 颗粒粒度(μm)f1稀疏相相分率f ag聚团相的体积分率 (%)F ag颗粒聚团频率 (Hz)h 静床高度 (mm)n颗粒聚团数r 径向位置 (mm)R 床体半径 (mm)r/R 无量纲径向位置S 固含率信号的斜度t 时间序列 (s)t1 气泡到达下探头的时刻 (s)t2 气泡到达上探头的时刻 (s)t T 采样时间 (s)u g表观气速 (m/s)V 光纤探针瞬时电压 (V)z 轴向高度 (mm)εag 颗粒聚团平均固含率εs 瞬时固含率sε平均固含率sbε稀疏相平均固含率sdε稠密相平均固含率εs,dm稀疏、稠密相的分界值sbμ稀疏相固含率的数学期望sdμ稠密相固含率的数学期望sbσ稀疏相固含率的标准偏差sdσ稠密相固含率的标准偏差τag 颗粒聚团的持续时间参考文献：[1] 郭慕孙，李洪钟. 流态化手册 [M]. 北京：化学工业出版社, 2008.897−898.[2] Wei F, Jin Y, Yu Z Q. 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The volume fraction of the particle agglomerates decreased first and then increased with increasing superficial gas velocity, varying over a range of 0.01∼0.5 with flow regimes. Agglomerate frequency varied over the range of 0.02∼1.6 Hz and the duration time was less than 0.12 s in most cases.Key words: particle agglomerates; solid holdup; volume fraction; frequency; duration time。
流化床干燥设备中颗粒流动性的研究进展
流化床干燥设备中颗粒流动性的研究进展流化床干燥设备是一种广泛应用于化工、制药、食品等行业的干燥设备，它具有干燥速度快、热效率高、易于控制等优点。
而颗粒流动性是流化床干燥设备中一个重要的参数，对干燥效果和设备运行稳定性有着重要影响。
在这篇文章中，我们将探讨流化床干燥设备中颗粒流动性的研究进展。
首先，我们需要了解什么是颗粒流动性。
颗粒流动性是指颗粒物料在流化床干燥设备中的流动特性，包括颗粒与气固两相的相互作用、颗粒之间的相互作用以及颗粒与床层之间的相互作用。
颗粒流动性的好坏直接影响颗粒的流动性能和干燥效果。
近年来，研究者们在颗粒流动性方面进行了大量的研究工作。
首先是对颗粒流动特性的实验测量和分析。
通过实验测量，可以获得颗粒在流化床干燥设备中的流动参数，如颗粒的平均速度、颗粒的流化度、颗粒的流化状态等。
同时，通过分析颗粒流动的力学特性，可以揭示颗粒流动性的内在规律。
其次，研究者们还利用模拟软件对颗粒流动性进行模拟和预测。
模拟软件可以模拟颗粒在流化床干燥设备中流动的过程，通过数值模拟，可以得到颗粒流动的速度分布、流化床底部径迹、颗粒与床层之间的相互作用等重要参数。
这些参数对于优化流化床干燥设备的结构和操作参数具有重要的指导意义。
此外，研究者们还进行了颗粒流动性的改进和优化。
在流化床干燥设备中，颗粒流动性的改进可以通过多种途径实现。
例如改变床层的结构，增加颗粒之间的接触面积，从而提高颗粒的流动性能；调整干燥介质的速度和温度，改变颗粒在流化床中的流动状态，提高颗粒的流化度；改变颗粒的形状和颗粒粒径分布，调整颗粒之间的相互作用，改善颗粒的流动性能等。
在实际应用中，研究者们还发现了一些问题和挑战。
例如，在实际干燥过程中，颗粒可能会发生堵塞和积聚的现象，降低了干燥效果；颗粒流动性的不稳定性会导致设备运行不稳定，增加了运行成本和维护难度。
因此，研究者们亟需解决这些问题，改善颗粒流动性，提高干燥效果和设备的稳定性。
综上所述，颗粒流动性在流化床干燥设备中具有重要的研究价值和应用前景。
第二章 循环流化床锅炉流体动力特性
第二章循环流化床锅炉流体动力特性循环流化床气-固两相流体动力特性是CFB锅炉性能设计、炉内传热研究及锅炉运行调试的基础。
循环流化床的流体动力特性不仅取决于流化风速、固体颗粒循环流率、气固物性，而且受设备的结构尺寸，包括床径、床高、进出口结构以及运行参数(如温度、压力)的影响，因此在锅炉设计和运行调试前有必要对CFB锅炉的流体动力学有所熟悉和研究。
2.1 气固流态化形式流态化用来描述固体颗粒与流体接触的一种运行形态，是一种使微粒固体通过与气体接触而转变为类似流体状态的操作模式。
气固流态化大致可分为固定床、鼓泡床、湍流床、快速床到气力输送几种形式，见图2-1。
图2-1 流态化过渡形式提高鼓泡床的运行风速，床层流动就转到湍流流化床流型，此时密相床层和悬浮段间的界面变得不很明显，颗粒的向上夹带量明显增加，如再进一步增加风速将会形成快速流态化状态。
由于流态化转变是一个相当复杂的过程，不仅与装置本身有关，而且在很大程度上取决于运行工况的组织、流化颗粒物性等因素。
即使对同一流化床装置，在所有运行工况及颗粒物性稳定的情况下，床层的不同区域亦会呈现出不同的流动型态。
如传统的鼓泡流化床虽属低速流态化范畴，当燃用宽筛分煤粒时，呈现出底部布风板以上的密相鼓泡区和悬浮段的稀相气力输送区域。
燃煤循环流化床虽属高速流态化范畴，但由于底部床料的加速效应和大颗粒从底部循环回送，因而仍然存在着底部的密相区和二次风口以上的相对稀相区，并且在布风板和二次风口之间的区域基本上处于鼓泡流化床和湍流流化床状态，而在二次风口以上才逐步过渡到快速流化床状态。
快速流化床是流态化的一种形式，循环流化床锅炉所具有的许多优点，例如燃料适应性广、NO x排放量低、燃烧效率高、脱硫时石灰石利用率高和给料点较少等，其原因均是由于气固处于快速流态化运动状态。
习惯上人们总是用风速来判别流化状态。
当流化风速超过临界流化风速后，整个床层由固定床过渡到鼓泡床，再继续提高风速就过渡到湍流床和快速循环流化床。
工业聚乙烯流化床的气固流动特性数值模拟
文章编号：1006-3080(2022)06-0736-08DOI: 10.14135/ki.1006-3080.20210731001工业聚乙烯流化床的气固流动特性数值模拟刘信瑀， 张海涛， 马宏方， 李 涛（华东理工大学大型工业反应器工程教育部工程研究中心, 上海 200237）摘要：采用计算颗粒流体力学（CPFD ）的数值模拟方法，对工业级聚乙烯流化床内的气固流动特性进行了冷态模拟，并利用Matlab 的图像处理功能将图像的像素点与模拟网格进行对应来计算流化床内的气泡大小。
从流化床流动结构、颗粒、气泡3个角度，研究了不同气速、不同初始物料量对工业级聚乙烯流化床的气固流动特性的影响。
结果表明：从颗粒的轴径向分布情况可以看出，工业流化床内部的边壁效应明显较弱，密相区整体呈现较为均匀的颗粒分布；气速对于流化床气固流动的影响较大，当气速为0.46 m/s 时，流化床内密相区的颗粒分布最为均匀，整体的流动较好；初始床层高度主要影响流化后密相区的高度，对于床层膨胀率的影响较小。
关键词：两相流；流化床；数值模拟；CPFD ；图像处理中图分类号：TQ021.1文献标志码：A聚乙烯由于其优异的性能，在聚烯烃中占据着相当重要的地位[1-4]。
气相聚合法[5]因其温和的条件、简化的工艺、可生产全密度聚乙烯产品等特点，成为目前应用最为广泛的聚乙烯生产方法[6]。
流化床良好的热量和质量传递、较大的生产能力、易连续化使得其在聚乙烯生产工艺中得到较大范围的使用[7]。
然而气固流化床中两相流动复杂且难以测量，导致流化床设备的设计与放大存在诸多困难[8]。
针对颗粒相的处理方式不同，基于计算流体力学（CFD ）的数学模型可以分为Euler -Euler [9]和Euler -Lagrange [10-11]两种。
曾佳等[12]基于离散颗粒模型（DPM ）构建了颗粒生长模型，成功地预测了颗粒增长速度及空间分布。
文献[9]则采用计算流体力学-离散单元法耦合（CFD -DEM ）方法探究了操作参数对颗粒温度分布的影响。
加压循环流化床气固流动特性实验研究Ⅱ:气固滑移特性
加压循环流化床气固流动特性实验研究Ⅱ：气固滑移特性殷上轶;金保昇;钟文琪;陆勇;邵应娟;刘浩【摘要】According to the development requirement of pressurized coal combustion, gasification and chemical looping combustion, a cold-model experimental facility of a pressurized circulating fluidized bed with the riser diameter of 0.068 m and the height of 5.2 m is built. The slip behaviors of Geldart group B particles with the mean diameter of 137 μm and the density of 2 490 kg/m3 are investigated under different operating pressure (0.1 to 0. 5 Mpa). The experimental results show that both the average slip velocity and the slip factor decrease with the increase of the operating pressure under the same pressurized state apparent gas velocity and solid mass flux. The elevating operating pressure does not essentially influence the gas-solid slip behaviors in the riser. At the elevated pressure, the significant correlation exists among the average slip velocity, the pressurized state superficial gas velocity and the apparent solid holdup, which is similar to the relativity at the atmospheric condition. The dimensionless slip velocity increases with the increase of the apparent solid holdup following the power function. In addition, the average slip factor increases exponentially with the increase of the dimensionless slip velocity.%针对加压煤燃烧、气化和化学链燃烧的发展需求,建立了一种上升管内径为0.068 m、高5.2m的加压循环流化床冷态实验装置,研究了不同操作压力(0.1 ～0.5 MPa)下,平均粒径为137 μm、密度为2 490 kg/m3的Geldart B类颗粒的气固滑移特性.实验结果表明,在固体通量和状态表观气速一定的情况下,随操作压力的增加,上升管内颗粒的表观滑移速度和表观滑移因子逐渐减小,但并未对上升管内的气固滑移特性造成本质影响.与常压情况类似,加压下表观滑移速度、状态表观气速和表观颗粒体积分数之间存在显著的相关性.无量纲滑移速度随表观颗粒体积分数的增加呈幂函数型增加,表观滑移因子随无量纲滑移速度的增加呈指数型增加.【期刊名称】《东南大学学报（自然科学版）》【年(卷),期】2012(042)003【总页数】6页(P441-446)【关键词】气固两相流;循环流化床;加压;流动特性;气固滑移【作者】殷上轶;金保昇;钟文琪;陆勇;邵应娟;刘浩【作者单位】东南大学能源热转换及其过程测控教育部重点实验室,南京210096;东南大学能源热转换及其过程测控教育部重点实验室,南京210096;东南大学能源热转换及其过程测控教育部重点实验室,南京210096;东南大学能源热转换及其过程测控教育部重点实验室,南京210096;诺丁汉大学能源技术研究所,英国诺丁汉NG7 2RD;诺丁汉大学能源技术研究所,英国诺丁汉NG7 2RD【正文语种】中文【中图分类】TK222循环流化床(CFB)具有高效的气固接触效率、优良的传热/传质性能、灵活的颗粒停留时间和高处理能力等优点，因而被广泛应用于气固接触反应的各个领域中，如煤的燃烧［1］和气化［2］、催化裂化［3］和合成［4］等.与常压循环流化床相比，加压循环流化床具有气固混合均匀、流化质量好、化学反应速率快、污染物排放低等优点，有利于工业过程的大型化发展，已被广泛应用于气固接触反应的实际工业生产中.其中，最为成功的工业实例是加压循环流化床气固反应器在气相法制备聚烯烃中的应用.在煤燃烧利用方面，瑞典ABB公司推出的发电功率为360 MW的燃煤增压流化床联合循环(PFBC-CC)发电机组已经投入商业运行.在煤气化利用方面，针对整体煤气化联合循环(IGCC)电站对气化技术的要求，美国南方公司基于KBR公司的催化裂化技术，建立了发电功率为285 MW的加压密相输运床煤气化炉，其典型运行操作压力为1.378 MPa.目前，PFBC-CC 和 IGCC 已成为国际公认的燃煤联合循环发电的两大主流技术.此外，在化学链燃烧方面，东南大学采用加压高密度循环流化床作为煤与载氧体燃烧的燃料反应器，以解决煤燃烧反应与载氧体载氧反应之间速率的匹配问题.对气固流动特性的全面认识是成功设计、运行和放大循环流化床系统的前提条件.上升管内的颗粒分布决定了上升管的压降分布、颗粒在上升管中的停留时间以及气固悬浮体与壁面间的传热特性;上升管内的气固滑移特性则对气固间动量及热量的传递效率产生重要影响.文献［5］对加压循环流化床上升管内颗粒体积分数分布进行了较为详细的研究.目前，国内外研究者已对加压流化床的气固流动进行了较为深入的研究［6-12］.这些研究主要针对的是压力对流动结构转变［7］和流化床内传热特性的影响［8］.对于加压流化床内气固流动特性的研究普遍采用量纲分析方法［6］，直接的实验研究较少.有限的针对循环流化床上升管内气固滑移特性的研究大多在常压下进行［9-12］;针对加压循环流化床上升管内气固滑移特性的实验研究则鲜有报道，其复杂的气固滑移特性未被揭示，亟待开展系统的研究工作. 针对加压循环流化床煤气化和煤化学链燃烧的发展需求，本文建立了一种加压循环流化床的冷态实验装置.在加压条件下，研究了Geldart B类颗粒在上升管中的气固流动特性，考察了不同操作压力对表观滑移速度和表观滑移因子的影响及气固滑移特性随表观颗粒体积分数的变化规律，得到滑移特性与操作参数间的内在关系式，为加压循环流化床煤气化和煤化学链燃烧热态系统的结构设计、运行和优化提供参考.1 实验系统加压循环流化床冷态实验系统如图1所示.实验系统主体由碳钢制成，其内部可以承受0.5 MPa以上的绝对压力，主要包括上升管、两级下降管、两级J形返料器、惯性分离器、旋风分离器以及布袋除尘器.其中，上升管内径为68 mm，高5.2 m;一级下降管内径为150 mm，高4.0 m;二级下降管内径为50 mm，高4.7 m.为便于观察气固流动现象并满足固体通量测量的要求，在上升管和两级下降管上分别开有3个高度为200～300 mm的有机玻璃制成的可视窗口.图1 加压循环流化床实验系统图在实验过程中，来自空气压缩机的压缩空气经由布风板进入上升管，将上升管中的颗粒流化后携带至上升管顶部，通过C形平滑弯头进入惯性分离器;大部分颗粒在惯性分离器中被分离进入一级下降管，并经由返料装置返回至上升管底部，其余未被分离的细颗粒由气体携带至旋风分离器进行二次分离，分离出的颗粒由二级J形返料器送回上升管底部，气体则经过背压阀截流和布袋除尘器净化后排入大气中.布袋除尘器中的细颗粒也定期加入上升管中进行循环.实验系统内部的操作压力Pabs可通过调节旋风分离器出口的背压阀开度来控制，操作压力大小由安装在背压阀上游的压力表读取并换算为绝对压力.表观气速由进入上升管的总风量除以床层截面积获得，其中总风量为上升管流化风量(Q1)、返料器松动/流化风量(Q2～Q5)和加料罐加料风量(Q6)的总和.气体流量由转子流量计读取，并进行压力校核.操作压力状态下的表观气速被称为状态表观气速(Ug，pre);将不同操作压力下的总风量转化为一个标准大气压的总风量，对应的表观气速被称为标态表观气速(Ug，sta).固体通量由安装在下降管观察口上方的蝶阀测量，蝶阀的蝶片上钻有小孔并覆盖了筛网，由此可以降低阀门关闭时对系统压力分布造成的影响，并保证没有颗粒穿过蝶片.系统运行稳定后，迅速关闭阀门，记录物料在观察口中下降20 cm所用的时间，换算为上升管中的固体通量(Gs).为保证测量准确，采用多次测量取平均值的方法.上升管壁面上每相隔0.5 m留有一个测压孔，用于测量上升管截面间的静压差，差压信号由差压变送器获取，输出信号经A/D转换后由计算机采集.表观颗粒体积分数由上升管相邻截面间的压差通过下式获得，即式中，ΔP为两测压点间的压差;Δz为两测压点间的垂直距离;ρp 为表观颗粒密度;ρg，pre为操作压力状态下的气体密度;εs为表观颗粒体积分数;g为重力加速度. 实验物料为石英砂，其平均粒径为137 μm，颗粒密度为2 490 kg/m3.实验采用的操作压力为0.1～0.5 MPa，固体通量为 122 ～952 kg/(m2·s)，标态表观气速为6～25 m/s.2 实验结果与讨论表观滑移速度和表观滑移因子是表征气固流动系统滑移特性的重要参数.它们分别为表观平均气速与表观平均颗粒速度的差值和比值，即式中，Vslip为表观滑移速度;Φ为表观滑移因子;Vg和Vp分别为表观平均气速与表观平均颗粒速度.2.1 操作压力对气固滑移特性的影响图2为操作压力对上升管不同截面处表观颗粒体积分数及气固滑移特性的影响，相应的实验条件为 Ug，pre=8 m/s，Gs=(600 ± 5)kg/(m2·s).由于滑移速度和滑移因子分别为气速和颗粒速度的差值和比值，因此从表观平均气速和表观平均颗粒速度随操作压力变化的角度来讨论操作压力对表观滑移速度/因子的影响.由图2(a)和(b)可知，保持状态表观气速和固体通量不变，表观颗粒体积分数和表观平均气速随操作压力的变化趋势相似，即随操作压力的增加而减小，且两者在上升管底部的变化速率均明显大于顶部.这是由于在上升管顶部颗粒体积分数较小，且随操作压力的变化也较小，因此在这个区域内的表观平均气速受截面高度和表观气速的影响不如上升管底部显著.此外，由于颗粒在上升管底部不断被加速，表观平均颗粒速度随上升管高度的增加而增大.如图2(c)所示，表观平均颗粒速度随操作压力的增加而增加，且在上升管顶部随操作压力的变化较底部更加明显.上升管各截面的表观平均气速与表观平均颗粒速度的差值随操作压力的增加而逐渐减小，这种趋势在上升管顶部尤为明显.这是由于操作压力的增加导致气体密度增加，气固之间的相互作用加强，此时尽管表观平均气速略有减小，但表观平均颗粒速度仍显著增加.由此可见，表观滑移速度和表观滑移因子均随操作压力的增大而减小(见图2(d)和(e)).Patience等［10］提出常压下充分发展段的气固表观滑移因子约等于2.如图2(d)所示，常压下上升管顶部的表观滑移因子为3.2，大于 Patience等［10］报道的估计值.其原因在于，受到上升管高度的限制，流体在上升管出口附近没有完全进入充分发展段.随着操作压力的增加，气体对颗粒的曳力作用加强，使上升管底部颗粒加速段的长度缩小，上升管顶部流体进入充分发展段.随着操作压力的增加，上升管顶部滑移因子减小到2左右.Pärssinen等［9］通过常压气固流动实验，得到不同上升管高度处FCC颗粒的表观滑移速度.将相同操作条件下文献［9］中的表观滑移速度和本文图2(d)中常压下的表观滑移速度进行比较可知，相同高度处两者大小接近，但后者略低.其原因在于，本实验中采用较为粗重的Geldart B类颗粒，颗粒间的黏附力不如FCC强，不易聚集.综上所述，当操作参数一定时，表观滑移速度主要随床层截面高度的变化而变化，上升管总高度和颗粒的物性参数对表观滑移速度的影响相对较小.图2 操作压力对上升管不同截面处气固滑移特性的影响2.2 表观滑移速度的影响因素图3为表观滑移速度与表观颗粒体积分数的关系，相应的实验条件为Gs=291～773 kg/(m2·s)，Pabs=0.1 ～0.4 MPa，Ug，pre=5.5，9.0，12.0，16.5 m/s.如图所示，表观滑移速度远大于单颗粒的终端沉降速度Vt(本实验中，由于受到操作压力变化的影响，Vt的范围为 0.917 ～1.570 m/s)，其原因可能是由于颗粒间的相互作用导致团聚的形成以及上升管流动结构径向分布的不均匀性.保持状态表观气速不变，表观滑移速度随表观颗粒体积分数的增大而增大，这是由于上升管内颗粒体积分数的增加促使颗粒发生团聚，气体对颗粒的曳力作用减弱，从而形成较大的滑移速度.图3 表观滑移速度与表观颗粒体积分数的关系由图3可知，在状态表观气速一定的情况下，表观滑移速度随表观颗粒体积分数的增加而增大，且这种变化几乎不受操作压力和固体通量变化的影响.Yerushalmi 等［13］通过实验指出，稀相的气固悬浮流体动力学特性主要由气体和颗粒团絮间的相互作用主导，即表观滑移速度同时受到表观气速和固体通量的影响.然而，在本实验中，表观滑移速度只受状态表观气速和表观颗粒体积分数的影响，与固体通量无关.因此，在本实验的操作参数下，颗粒团聚行为并非上升管内气固流动特性的唯一决定因素.当表观颗粒体积分数较小(εs＜0.06)时，表观滑移速度随表观颗粒体积分数的增加而迅速增大，这与文献［12］的结论不同，其原因可能是本实验主要在高固体通量下进行，低表观颗粒体积分数的数据比较有限;当表观颗粒体积分数较大(εs＞0.06)时，表观滑移速度仍随表观颗粒体积分数的增加而增大，但增大的速率较为缓慢，这与文献［11-12］的结论基本一致.此外，随状态表观气速的增加，表观滑移速度随颗粒体积分数变化的速率也相应增大.当表观颗粒体积分数一定时，表观滑移速度随状态表观气速的增加而增大.表观滑移速度、状态表观气速及表观颗粒体积分数之间存在显著的相关性.Matsen ［14］指出，无量纲滑移速度仅是表观颗粒体积分数的函数.为了进一步研究加压条件下表观滑移速度、状态表观气速和表观颗粒体积分数三者之间的关系，图4给出了无量纲滑移速度(Vslip/Ug，pre)与表观颗粒体积分数之间的变化关系，相应的实验条件为Pabs=0.1～0.5 MPa，Gs＞200 kg/(m2·s)，Ug，pre=4.1 ～16.5 m/s.通过对图4中的数据进行拟合，可得无量纲滑移速度和表观颗粒体积分数之间的关系，即图4 无量纲滑移速度与表观颗粒体积分数的变化关系此前，文献［11-12］分别通过对常压下Geldart A类颗粒和Geldart B类颗粒进行实验研究，提出了类似的关系式，即加压下无量纲滑移速度与表观颗粒体积分数的0.42次方成正比，较常压情况下大.由此可知，除表观颗粒体积分数较低的区域外，加压下无量纲滑移速度随表观颗粒体积分数变化的速率较常压情况下大.但是，加压和常压下无量纲滑移速度均随表观颗粒体积分数的增加呈幂函数型增加.因此，操作压力的增加并未对无量纲滑移速度和表观颗粒体积分数之间的变化关系造成本质的影响.2.3 气固滑移特性与操作参数的内在关系图5为表观滑移因子和表观滑移速度的关系，相应的实验条件为 Pabs=0.1 ～0.5 MPa，Gs＞200 kg/(m2·s)，Ug，pre=4.1 ～ 9.1 m/s.如图所示，在不同的状态表观气速下，表观滑移因子随表观滑移速度的变化趋势类似，且这种变化几乎不受固体通量和操作压力的影响.但在低气速和高气速2种不同操作条件下，表观滑移因子随表观滑移速度变化的速率存在较大的差异.在低气速(Ug，pre＜6.1 m/s)下，随着表观滑移速度的增加，表观滑移因子增加的速率较快，表明此时表观平均气速和表观平均颗粒速度均相对较小，且相差不大;在高气速(Ug，pre＞7.7 m/s)下，随表观滑移速度的增加，表观滑移因子增加的速率较为缓慢，表明此时表观平均气速和表观平均颗粒速度均较大，且差别也较大.图5 表观滑移因子与表观滑移速度的变化关系表观滑移因子和表观滑移速度之间的变化关系主要受状态表观气速的影响.将图5中的表观滑移速度用状态表观气速无因次化，得到表观滑移因子和无量纲滑移速度之间的变化关系(见图6).经数据拟合，得到如下的关系式:文献［11-12］分别通过对常压下Geldart A类颗粒和Geldart B类颗粒进行实验研究，提出了类似的关联式:文献［12］利用公式定性地指出，表观滑移因子、表观滑移速度及状态表观气速三者之间的关系受颗粒物性影响.如图6所示，Gledart A类颗粒的表观滑移因子随无量纲滑移速度变化的速率较Geldart B类颗粒慢.但是，随着操作压力的增加，Geldart B类颗粒的表观滑移因子随无量纲滑移速度的变化规律越来越接近于Geldart A类颗粒.比较式(7)～(9)可知，在不同操作压力下，Geldart A类颗粒和Geldart B类颗粒的表观滑移因子均随无量纲滑移速度的增加呈指数型增加.因此，操作压力和颗粒物性的变化对Φ，Vslip，Ug，pre之间的变化关系没有造成本质的影响.图6 表观滑移因子与无量纲滑移速度的关系3 结论1)保持状态表观气速和固体通量不变时，表观滑移速度和表观滑移因子随操作压力的增加而逐渐减小.2)保持操作参数不变，表观滑移速度主要受测量高度的影响，上升管总高度和颗粒物性对表观滑移速度的影响相对较小.3)与常压情况类似，加压下表观滑移速度、状态表观气速和表观颗粒体积分数之间存在显著的相关性.在状态表观气速一定时，表观滑移速度随表观颗粒体积分数的增大而增大;在表观颗粒体积分数一定时，表观滑移速度随状态表观气速的增大而增大.无量纲滑移速度不受状态表观气速的影响，随表观颗粒体积分数的增加呈幂函数型增加.4)加压下，表观滑移因子随无量纲滑移速度的增加呈指数型增加.在低表观气速下，表观滑移因子随表观滑移速度的增加而迅速增大;在高表观气速下，表观滑移因子随滑移速度的增加而缓慢增大.参考文献(References)［1］Anthony E J.Fluidized bed combustion of alternative solid fuels;status，successes and problems of the technology［J］.Progress in Energy and Combustion Science，1995，21(3):239-268.［2］Xu G，Murakami T，Suda T，Matsuzawa Y，et al.The superior technical choice for dual fluidized bed gasification ［J］. 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电场作用对气固流化床颗粒流化特性的影响研究
摘要电场在流化床中的存在形式有内电场和外电场，施加外电场可以改变颗粒间的受力状态，影响流化床内气泡、聚团等非均匀结构的生成和演化，实现对流化床流动形态的调控，使其朝着有利于实际生产的方向改变。
在颗粒-颗粒、颗粒-壁面间的摩擦和碰撞过程中发生了电荷转移，导致这些在空间分布的电荷激发形成内电场，也称为静电场。
研究表明静电的存在一方面可以减小气固流化床内气泡的大小，改善颗粒的流动特性，强化传热、传质过程，另一方面也有可能引起颗粒结块、反应环境恶化等现象。
因此，深入研究外电场以及静电场对气-固流化床内颗粒流动的作用规律，对于生产实际具有重要指导意义。
现有的一些数值模拟采用了双流体模型（TFM），它将原本离散分布的颗粒视为连续介质，并且以与气相相同的方式建立颗粒相控制方程，虽然计算量较小，经常用于模拟计算工业流化床等大型设备，但是并不能得到单个颗粒的详细运动信息；而离散单元模型（DEM）可以追踪颗粒的碰撞过程并从颗粒层面得到每个颗粒的详细信息，适合于颗粒运动机理研究。
本文基于CFD-DEM方法，建立气-固流化床耦合电场作用的二维计算模型并且开展相应的模拟研究工作，研究了外加直流电场强度、外加交流电场频率、单极荷电体系和双极荷电体系静电流化床中的颗粒荷电量等一系列特征参数对颗粒流化特性的影响。
研究结果表明，当直流电场强度增大时，颗粒间相互作用形成的链状结构长度增加，颗粒链之间相互吸引形成的团簇状组织结构数量增多，抑制了颗粒的涡旋运动，气泡生成变得困难。
交流电场频率的改变并不能影响颗粒流动特性，仅对颗粒受力特性有微弱影响。
气-固流化床内的颗粒流化特性受颗粒荷电量分布的影响。
颗粒受到的库仑力随颗粒荷电量的增加而增大，且小颗粒所受库仑力要高于大颗粒。
对于单极荷电体系，当颗粒荷电量增加时，气泡的数量以及尺寸逐渐减小直至消失，流化床床层高度明显增加且沿高度方向颗粒分布数量逐渐减少，颗粒间的接触力增大，而颗粒受到的曳力则会减小。
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2016年6月 The Chinese Journal of Process Engineering June 2016收稿日期：2015−12−28，修回日期：2016−02−16基金项目：国家重点基础研究发展规划(973)基金资助项目(编号：2012CB215000)作者简介：黄亚航(1991−)，男，湖北省武汉市人，硕士研究生，化工过程机械专业；刘梦溪，通讯联系人，E-mail: mengxiliu@.气固流化床中颗粒聚团的流动特性黄亚航， 刘梦溪， 胡 娟[中国石油大学(北京)重质油国家重点实验室，北京 102249]摘 要：在一套流化床冷模实验装置中研究了A 类颗粒在鼓泡床和湍流床内的微观两相流动结构，测量了床层内不同轴、径向位置的瞬时固含率脉动信号，通过MATLAB 软件进行解耦并统计分析求解出稠密相与稀疏相的平均固含率，以此为基础拟合了瞬时固含率信号的概率密度曲线，最后从信号中提取出颗粒聚团的有关信息. 结果表明，瞬时固含率为0.05∼0.72，乳化相中颗粒聚团平均固含率为0.552∼0.562. 颗粒聚团的体积分率和出现频率随表观气速增加而降低，分别为0.01∼0.5和0.02∼1.6 Hz ，持续时间小于0.12 s. 关键词：颗粒聚团；固含率；体积分率；频率；持续时间中图分类号：TQ051.11 文献标识码：A 文章编号：1009−606X(2016)03−0374−061 前 言气固流化床反应器由于传热和传质效率高、可流化的固体颗粒尺寸分布范围广、结构简单等优点被广泛应用于石油、化工等行业[1]. 流化床内气体和固体粒子的微观流动结构对流化床的性能有显著影响，但由于两相流动的多流域、非线性的复杂特性，目前还难以深入认识固体颗粒的动态行为和流动结构.目前，对于气固流化床内微观流动结构的研究大多局限于循环流化床[2,3]等表观气速较高的流化床，而对鼓泡床和湍动床的研究较少. 经典两相流模型[4]将气固流化床的复杂流动简化为由恒定固含率的乳化相和几乎不含固相颗粒的气泡的稀疏相构成. 但实验结果[5]表明，乳化相的固含率随时间波动，因此这种假设与实验并不完全相符.乳化相中固体浓度的波动可能是由悬浮颗粒、气泡空穴或尾涡、颗粒聚团引起的. Lettieri 等[6]在FCC 流化床中发现，基于单颗粒计算的终端速度与实验值相差很大，表明流化床中的部分颗粒可能以团聚物形式存在. Mostoufi 等[7]发现在相同条件下，乳化相中颗粒的平均速度低于单颗粒和孤立颗粒，示踪颗粒的运动并不像单颗粒那样为布朗运动，而是沿直线上下往复运动，表明有颗粒聚团存在[8]. Cocco 等[9]用高速摄像机拍摄到了临近气泡处的颗粒聚团. 颗粒聚团存在会导致乳化相局部固含率增加，如Sharma 等[10]发现在快速流化床中，颗粒聚团的固含率是乳化相固含率的2.4倍. 认为颗粒聚团会随其合并或在床中循环运动而变大. 乳化相中颗粒聚团的体积分率、平均固含率、频率和持续时间对流化床的性能起关键作用.本工作建立了一套气固流化床冷模实验装置，研究了流化床不同区域内的固含率信号，通过对信号进一步处理得到了颗粒聚团的体积分率、频率和持续时间的变化规律.2 实 验2.1 实验物料固体颗粒为主要用于重油催化裂化装置中的催化裂化催化剂(FCC)，为A 类颗粒，平均粒径79 μm ，堆积密度958 kg/m 3，颗粒密度1598 kg/m 3，其粒度分布见表1. 气体介质为常温空气.表1 FCC 催化剂的粒度分布Table 1 Particle size distribution of FCCParticle diameter, d p (μm) <40 40∼50 50∼70 70∼90 90∼110110∼140140∼200 >200 V olume distribution (%)1.45 6.08 24.15 23.83 22.4514.837.170.042.2 实验装置及流程为保证加工精度及便于观察内部气固流动状态，实验装置筒体由有机玻璃材料(PMMA)制造，如图1所示，总高5460 mm ，床体直径300 mm ，壁厚7 mm ，高2900 mm. 底座、底锥和旋风分离器由碳钢制造.空气由鼓风机压缩后先进入气体缓冲罐，再经转子流量计定量输送到实验装置中，气体预分配由板式分布器完成. 为保证气体分配的均匀性，分布器下方设置一个气体预混腔，气体通过气体分布板进入流化床层后会携带部分颗粒到床层外. 为保证整个床层内颗粒质量和粒径分布不随时间变化，设置了两级PV 型旋风分离器回收被带出的较细FCC 颗粒. 为避免影响床内的气固流动，料腿出口设置在靠近床层表面的稀相段. 两级旋风分离器的总捕集效率大于99.99%. 旋风分离器未能捕集的剩余颗粒由布袋过滤器收集，定期返回床层中.(a) General view (b) Internal dimensions (mm)图1 实验装置示意图Fig.1 Schematic diagram of the experimental apparatus实验操作条件：流化床内表观气速为0.04∼0.55 m/s ，流化床环隙区底部设置一个板式气体分布器，开孔率为0.465%. 2.3 实验方法 2.3.1 测试方法床层轴向、径向固含率采用PV-6D 型颗粒速度测量仪(中国科学院过程工程研究所)测量，以两束平行的光导纤维为测量探头，每束光纤直径0.8 mm ，包含发射光线和接受的反射光两部分. 当颗粒通过探头时，照射在颗粒上的光线反射到接收端，经过A/D 转换器转换成电压信号传送到计算机. 颗粒顺光纤束排列方向运动时，同一颗粒(群)产生的反射信号是形状相似而时间上有一定延迟的两路信号(图2). 仪器不能直接测得床层中的固含率，只能得到与固含率对应的电压信号，故需对仪器进行标定，将电压值转换为固含率. 标定时，选择床层较稳定的一个截面，截面的平均床层浓度由上、下两个等距测压值计算得到. 床体半径R =143 mm ，沿截面径向r 取8个测量点，每个点取5个样本值. 沿截面积分求得平均电压V . 最终得到标定的瞬时固含率为0.62s 0.043e ,V ε= (1)其最大相对误差不超过5%，表明所得数据可信.光纤探头置于流化床不同轴向、径向位置，见图1(b). 光纤探针采样频率为5 kHz.图2 光纤测量示意图Fig.2 Schematic diagram of the measurementwith the optical fiber probe2.3.2 数据处理通过大量的试算，得到了能准确描述稀疏、稠密相固含率时间序列的概率密度分布函数，如图3所示. 根据实验数据拟合出稀疏相对应的概率密度函数为对数正态分布函数：2s ()).f ε⎤⎥⎦(2)图3 微观两相结构示意图Fig.3 Schematic diagram of microscale two-phase flow structure拟合的稠密相的概率密度函数为高斯分布函数：2s ().f ε⎤⎥⎥⎦(3) 反应器局部稀疏、稠密相共存，由局部质量衡算得s 1sb 1sd (1),f f εεε=+− (4)P r o b a b i l i t y d e n s i t yd i s t r i b u t i o n5101520250.00.20.40.60.8 Optical fiber signalT r a n s i t e n t s o l i d h o l d u p , εsTime,t (s)1. Air blower 2. Surge tank3. Rotary flowmeter4. Gas distributor5. Fluidized bed6. Bag filter 7, 8. Cyclone 9. Diplegssd s1sd sb ,f εεεε−=− (5)局部稀疏相的相分率为f l ，稠密相的相分率为1−f l .由式(2)∼(4)得描述局部瞬态固含率的概率密度分布函数为s 121())).f f f ε=+⎤⎥⎦(6)Bi 等[11]提出可通过固含率信号的偏斜度S (三阶中心距)和标准差σ分别求出颗粒稀相与密相的平均固含率[式(7), (8)]，两种固含率的平均值εs,dm 可由式(9)求得.sb sd s ,2S σεε⎤=+⎦(7)sb sb s ,2S σεε⎤=−⎦(8)s,dm sb sd ()/2.εεε=+ (9)本研究将εs,dm 作为稀疏、稠密相的分界值. 在同一操作条件、同一空间位置，瞬时固含率<εs,dm 认为是稀疏相固含率，瞬时固含率≥εs,dm 则为稠密相固含率. 拟合不同位置的固含率概率密度曲线，相对误差在10%以内.实验中通过绘制床层压降曲线得到起始流化时的固含率为0.54. 但由图3可看出，有部分组分的固含率大于起始流化固含率，定义其为颗粒聚团.Liu 等[12]给出了密相流化床中颗粒聚团的判定标准：(1)固含率必须大于最小流化状态下的固含率；(2)颗粒聚团引起的局部固含率变化幅度必须大于乳化相固含率的随机波动幅度；(3)在一个特征长度小于预期聚团尺寸但又比单颗粒尺寸大数个数量级的采样空间内，能测量到固体分率增加.聚团相的体积分率可通过对固含率概率密度曲线积分得到：s,dm1ag s s ()d .f f εεε=∫(10)颗粒聚团频率F ag 可由下式计算：F ag =n /t T . (11)本研究使用MATLAB R2013a GUI 界面编写信号处理程序，采用Liu 等[12]提出的颗粒聚团判定标准对聚团进行识别. 2.3.3 流态化实验实验前先将PV-6D 型颗粒速度测量仪预热5 min ，校准其空床与满床时的电压. 装入FCC 催化剂至850 mm ，启动风机，根据转子流量计示数调节阀门的开度，调节进气量使床层表观气速为0.1∼0.5 m/s. 待气速稳定后，采集床内固含率信号，单次时长为26 s. 采集的数据实时传递到计算机供后续分析.3 结果与分析3.1 瞬态固含率信号的特征图4为操作气速u g =0.3 m/s 、静床高h =850 mm 时，分布器影响区、过渡区和顶部区内不同径向位置的固含率. 可看出，气固流化床不同区域各径向位置的瞬时固含率均随时间变化，波动范围为0.05∼0.72. 低固含率部分代表稀疏相，高固含率部分代表稠密相. 随径向位置越来越靠近边壁，固含率波动强度越来越弱，表明流动逐渐由稠密相主导；而在近中心处，固含率波动强度较强，表明流动由稀疏相和稠密相共同作用.图4 瞬态固含率信号Fig.4 Transient solid holdup signals3.2 固含率信号概率密度分布Cui 等[13]发现瞬态固含率信号的概率密度分布呈双峰分布. 为定量研究不同操作条件下反应器各流动区域稀疏、稠密相出现的概率及在不同轴、径向位置的比例，5101520250.00.20.40.60.00.20.40.60.00.20.40.60.8Time, t (s)T r a n s i e n t s o l i d h o l d u p , εs(a) Distributor affect region, z /h =0.14r /R =0.839r /R =0.420εs =0.365εs =0.303εs =0.330r /R =05101520250.00.20.40.60.00.20.40.60.00.20.40.60.8r /R =0.839εs =0.384(b) Transition region, z /h =0.38Time, t (s)r /R =0.420εs =0.364r /R =0εs =0.2815101520250.00.20.40.60.00.20.40.60.00.20.40.6εs =0.322εs =0.360εs =0.300r /R =0r /R =0.420r /R =0.839(c) Top region, z /h =0.85Time, t (s)对固含率的概率密度分布进行分析，如图5所示. 从图5(a), 5(b)可看出，固含率概率密度曲线在床体中心附近呈双峰分布，每个峰所占比例沿径向位置逐渐变化. 稀疏相的概率密度峰对应的面积从中心到边壁逐渐减小并于边壁处消失，呈单峰分布，如图5(c)所示；乳化相的概率密度峰对应的面积从中心到边壁逐渐增大，表明近壁区域流动结构由稠密相主导；除导流筒边壁和反应器边壁处，稀疏、乳化两相结构共同存在，只是各相所占比例沿径向位置不同. 此时，流动结构由稀疏相和稠密相共同作用.图5 概率密度分布Fig.5 Probability density distribution3.3 聚团相平均固含率颗粒聚团的平均固含率是指乳化相中固含率超过起始流化固含率部分(聚团物)的固含率，反应了聚团物的密集程度. 图6为不同气速下、不同径向位置处颗粒聚团的平均固含率. 如图所示，颗粒聚团平均固含率波动范围为0.552∼0.562，表明表观气速和径向位置对颗粒聚团固含率影响很小，这与Bai 等[14]的研究结果相同. 随表观气速增加，相同径向位置的固含率略有增加，这是由于表观气速增加导致气泡合并和破碎程度加剧，气泡内颗粒释放形成聚团. 在相同气速下，随径向向外壁扩展，聚团的固含率有逐渐降低的趋势，在边壁处由于边壁效应导致颗粒流动速度减缓，气泡数减少，聚团形成速率增加，其平均固含率略有增加.图6 颗粒聚团平均固含率沿径向的分布Fig.6 Radial distributions of average solid holdupof particle agglomerates3.4 聚团相体积分率聚团相的体积分率f ag 反映了两相结构对流动的影响，其变化范围为0.01∼0.5，如图7所示. 随气速增加，流化床床层形态由鼓泡床变为湍动床，相同位置聚团相的体积分率逐渐降低. 随径向位置越来越靠近边壁，不同气速下聚团相的体积分数均呈先降低后升高的趋势. 这是由于流化床中心气泡合并和破碎程度剧烈，气泡内或周围颗粒易形成聚团，而在边壁处由于边壁效应，气泡破碎时其周围颗粒受到气泡的张力增强，颗粒被挤压而更易形成聚团. 在分布器影响区，气泡运动以合并为主且分布均匀，颗粒聚团体积分率较低且径向分布均匀.图7 颗粒聚团体积分率的径向分布Fig.7 Radial distributions of volume fractionof particle agglomerates通过关联颗粒聚团的相分率f ag 与时均固含率s ε得0.00.10.20.30.40.50.60.7Transient solid holdup, εsP r o b a b i l i t y d e n s i t y d i s t r i bu t i o n0.00.10.20.30.40.50.60.7Transient solid holdup, εs0.00.10.20.30.40.50.60.7Transient solid holdup, εs0.00.20.40.60.8 1.00.5520.5560.560A v e r a g e s o l i d h o l d u p o f p a r t i c l ea g g l o m e r a t e s , εa gRadial position, r /R0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.9 1.00.00.20.40.00.20.40.00.20.40.6Radial position, r /RV o l u m e f r a c t i o n o fp a r t i c l e a g g l o m e r a t e s , f a gag s 0.630.05.f ε=− (12)通过大量实验数据验证关联曲线，结果如图8所示，其相对误差小于12%.图8 颗粒聚团体积分率实验值与估计值对比Fig.8 Comparison of particle agglomerates volume fractionbetween experimental data and prediction3.5 颗粒聚团产生频率与持续时间F ag 反映了颗粒聚团的生成频率. 随操作条件和径向位置改变，颗粒聚团产生频率变化，变化范围为0.02∼1.6 Hz ，如图9所示. 流化床内颗粒聚团不断合并、破碎，操作条件变化会影响聚团合并和破碎的速率. 总体来看，随气速增加，颗粒聚团的产生频率逐渐降低，这是由于气速增加使流化床中颗粒形成环−核结构，在中心处有大量气泡破碎，颗粒受到气泡的张力易产生聚团，且颗粒聚团的产生频率趋于稳定. 在边壁处聚团产生频率急剧下降，这是由于边壁效应导致边壁处气泡较少，因此聚团数减少. 但从图7可看出边壁处颗粒聚团的体积分率增加，表明边壁处颗粒聚团尺寸变大，Liu 等[12]在环流反应器的研究中也有类似发现.图9 颗粒聚团频率沿径向的分布Fig.9 Radial distribution of frequency of particle agglomerates通过关联颗粒聚团产生频率F ag 与时均固含率s ε得2ag s s 19.67.03 1.19.F εε=−++ (13)通过大量实验数据验证关联曲线，结果如图10所示，其相对误差小于10%.图10 颗粒聚团频率实验值与估计值对比Fig.10 Comparison of particle agglomerates frequencybetween experimental data and prediction颗粒聚团持续时间τag 取决于颗粒聚团的大小和运动速度，其变化范围为0.005∼0.12 s ，如图11所示. 随表观气速增加，颗粒聚团持续时间减小，这是由于表观气速增加使气泡破碎加剧，更多气泡进入乳化相破碎聚团，使颗粒聚团数量和尺寸减少. 边壁处由于边壁效应使颗粒聚团运动速率降低，颗粒聚团的持续时间增加，进一步证实了颗粒聚团尺寸增大. 顶部区域颗粒聚团的持续时间长于底部区域，Cocco 等[9]认为是颗粒聚团在上升过程中不断合并变大所致. 在分布器影响区和过渡区，颗粒聚团持续时间随表观气速增加变化较小，且沿径向分布均匀，表明颗粒聚团在这两个区域尺寸较均匀.图11 颗粒聚团持续时间沿径向的分布Fig.11 Radial distributions of duration time of particle agglomerates4 结 论在气固流化床冷模实验装置中，采用光纤探针测量了不同气速下流化床不同轴、径向位置的固含率信号.0.250.300.350.400.100.150.20V o l u m e f r a c t i o n o f p a r t i c l e a g g l o m e r a t e s , f a gLocal time-averaged solid holdup, εs0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.9 1.00.00.51.00120.00.51.01.5Radial position, r /RF r e q u e n c y o f p a r t i c l ea g g l o m e r a t e s , F a g (H z )0.200.250.300.350.400.45F r e q u e n c y o f p a r t i c l e a g g l o m e r a t e s , F a g (H z )Local time-averaged solid holdup, εs0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.9 1.00.000.040.000.040.000.040.080.12Radial position, r /RD u r i n g t i m e o fp a r t i c l e a g g l o m e r a t e s , τa g(s )通过对信号进行分析，考察了流化床中聚团相的体积分率和产生频率，得到以下结论：(1)流化床内FCC固含率时间序列信号的概率密度曲线在床层中心附近呈双峰分布，其中，稀疏相固含率的概率密度分布呈对数正态分布；稠密相固含率的概率密度分布近似呈高斯分布.(2)表观气速和径向位置对颗粒聚团固含率影响很小，可视为定值.(3)颗粒聚团的体积分率随表观气速增加呈先降低后升高的趋势，变化范围为0.01∼0.5.(4)颗粒聚团的产生频率变化范围为0.02∼1.6 Hz，并随表观气速增加而降低. 持续时间变化范围为0.005∼0.12 s，边壁处颗粒聚团持续时间略增加，颗粒聚团尺寸变大.符号表：d 两根光纤探头的间距 (mm)d p 颗粒粒度(μm)f1稀疏相相分率f ag聚团相的体积分率 (%)F ag颗粒聚团频率 (Hz)h 静床高度 (mm)n颗粒聚团数r 径向位置 (mm)R 床体半径 (mm)r/R 无量纲径向位置S 固含率信号的斜度t 时间序列 (s)t1 气泡到达下探头的时刻 (s)t2 气泡到达上探头的时刻 (s)t T 采样时间 (s)u g表观气速 (m/s)V 光纤探针瞬时电压 (V)z 轴向高度 (mm)εag 颗粒聚团平均固含率εs 瞬时固含率sε平均固含率sbε稀疏相平均固含率sdε稠密相平均固含率εs,dm稀疏、稠密相的分界值sbμ稀疏相固含率的数学期望sdμ稠密相固含率的数学期望sbσ稀疏相固含率的标准偏差sdσ稠密相固含率的标准偏差τag 颗粒聚团的持续时间参考文献：[1] 郭慕孙，李洪钟. 流态化手册 [M]. 北京：化学工业出版社, 2008.897−898.[2] Wei F, Jin Y, Yu Z Q. 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The volume fraction of the particle agglomerates decreased first and then increased with increasing superficial gas velocity, varying over a range of 0.01∼0.5 with flow regimes. Agglomerate frequency varied over the range of 0.02∼1.6 Hz and the duration time was less than 0.12 s in most cases.Key words: particle agglomerates; solid holdup; volume fraction; frequency; duration time。