化学反应工程(第三版)陈甘棠主编

三、流化床反应器的重要应用
石油催化裂化 丙烯-氨氧化制丙烯腈 萘氧化制邻苯二甲酸酐
煤燃烧与转化 金属提取和加工
7.2 流化床中的气、固运动
7.2.1 流化床的流体力学 二个特征速度：临界流化速度、带出速度 （1）临界流化速度 （umf） 刚刚能使粒子流化起来的气体空床流速。 确定umf的方法 a. 实验测定
c (1 mf )
Vc Vw Vb
（7-49）
因为气泡晕中的情况与乳相相同，即相当于临界流化状态，将 式（7-40）关系引入，可导得：
3umf / mf Vw c (1 mf ) 1/ 2 ( gdb ) umf / mf Vb 0.711
由带出速度的校正系数图，查得F0=1，故不需校正。
7.2.2 气泡及其行为 流化床层由固体颗粒密集区域（乳化相）和固体颗粒很少
的区域（气泡相）组成，气泡的结构和行为是分析流化床特性
和建立数学模型的基础。 （1）气泡的结构 气泡
{ 气泡晕
气泡云
（气泡云+尾涡）
气泡晕中粒子浓度与乳化相相同，包 在气泡周围，伴随着气泡一起上升。 （2）气泡的速度 气泡上升速度是影响气泡相与乳化相 之间传质和传热的重要因素。根据不同
3 2
(二维床）
（7-39）
(三维床）
（7-40）
式中， u f umf / mf 为乳相中真实气速。 注意：气泡云的实际厚度为RC－Rb。 （ii） 气泡中气体的穿流量
q 4umf Rb 4u f mf Rb
2 q 3umf Rb2 3u f mf Rb
(二维床）
（v）气泡占床层的体积分率 假设：进入床层的气流分为两个部分，一部分是以ub流动 的气泡，另一部分则以umf在乳相中流动。床层达到临界流态化 以后，床层高度增加的部分完全是气泡所作的贡献。 对气流进行物料衡算 （7-45）
u0 ubb umf (1 b ab )
故 或
（7-46） （7-47）
（ii）细颗粒床层中，气体操作流速的范围更宽。 （iii）实用操作气速的确定 a. 流化数 b.
u0 1.5 ~ 10 umf
u0 0.1 ~ 0.4 ut
（3）流化床的膨胀比 流化床的体积与起始流化时床层体积之比。
R Lf Lmf
mf 1 f f
1 mf
（7-20）
图 7-14 分布器的若干形式
（2）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。
35cmH2O pd 10% ~ 20%pB
二、内部构件 （1）种类 垂直管、水平管、多孔板、水平挡网、斜片百叶窗挡板，等。 （2）作用 传热，控制气泡聚并，改变气-固相流动和接触状况，减少颗 粒带出。
0.36
（7-61）
该式是由大量实验数据关联得到的，适用面较广，误差小于 ±50%。
（ii）关联图计算

(hwd p / ) /[(1 f )c ps p /(c p )]
1 7.5 exp[0.44( Lh / dt )(c p / c ps )
p
W Lmf (1 mf )( p ) g At
（7-1）
b. 经验关联式计算 临界流态化时，对床层受力平衡分析得
p W Lmf (1 mf )( p ) g At p (1 mf )( p ) g Lmf
2
p2
Vmf (1 ) g
d pumf

3 d p ( p )g 2 33.7 0.0408 2
1/ 2
33.7
（7-6）
小颗粒，ReP<20时，欧根公式中第一项可忽略，式（7-2）简化为：
umf
2 dP ( p )g
1650
（7-7）
大颗粒，ReP>1000时，欧根公式中第二项可忽略，式（7-2）简化为： d p ( p ) g 2 （7-8） umf 24.5 应用以上各式计算时要注意：
子沉降会互相干扰，按单个粒子计
算的带出速度需校正。
ut校正 F0 ut
式中，校正系数F0可由右图查取。
讨论：流化床的操作气速 （i）流化床中，气体操作流速的下限是umf，上限是ut。 小颗粒 大颗粒
ut 式（7 14 ） 91.6 umf 式（7 7）
ut 式（7 16 ） 8.72 umf 式（7 8）
流化床反应器
7.1 概述
流态化：固体粒子像流体一样进行流动的现象。
一、流态化的形式
气泡
图 7-1 流态化的各种形式
二、流化床反应器的特点
结构简单 传热效能高，床层温度均匀
气固相间传质速率较高
催化剂粒子小，效能高 有助于催化剂循环再生 催化剂和设备磨损大
气流不均时气固相接触效率降低
返混大，影响产品质量均一性
整理得
（7-2）
mf 是临 式中， S 是颗粒的形状系数，部分颗粒的 S 值可由手册查取。
界空隙率，其值与颗粒直径和形状等有关，也可由手册查取。若查不
到，可由以下二式估算。
1

3 S mf
14 ,
1 mf

2 S
3 mf
11
（7-5）
式（7-5）代入式（7-2）可导出
a. 对具有一定筛分的颗粒要用调和平均直径 。
dp 1 xi / d pi
式中, xi——颗粒各筛分的重量百分数； dPi——颗粒各筛分的平均直径；
dPi d1 d2 或 dPi (d1 d2 ) / 2
d1，d2 ——上、下筛目的尺寸。 b. 雷诺数中特性尺寸是颗粒的直径，密度和粘度是气体的物性。 d Pumf ρ Re P μ c.计算所得到的 u mf 要代入到雷诺数中，检验选用的公式是否符合规
（7-41） （7-42）
(三维床）
（iii）尾涡的体积分率
Vw aw fw Vw Vb aw 1
式中，
（7-43）
aw Vw / Vb
由图7-11可见，fw与颗粒的 粒径、形状等因素有关。
图 7-11 尾涡体积与粒径的关系
（iv）气泡云、气泡晕与气泡的体积比
ac Vc / Vb a (Vc Vw ) / Vb ac aw
流区域。
向上流区域：以umf速度向上流动的气体； 回流区域：被大于umf速度向下回流的颗粒所吸附和裹夹的气体。
定常态操作时床层截面上平均上流与回流量大致恒定。当气速增
大时，回流量相应增大。当流化数u0/umf>6~11时，乳化相中气体回流 量将超过上流量，净流量成为向下流动的了。
7.2.4 分布板与内部构件 一、分布板 （1）分布板的类型
b
u0 umf ub umf (1 a)
b
L f Lmf Lf

u0 umf ub
（4）床层中各部分的颗粒含量与气泡体积之比 （i）气泡中的颗粒含量
b
全部气泡中颗粒的体积 全部气泡的总体积
（7-48）
b 0.001~ 0.01, 通常可忽略。
（ii）气泡晕中的颗粒含量
定的范围。
（2）带出速度 当气速增大到一定值时，流体对粒子的曳力与粒子的重力相等， 则粒子将会被气流带走，此时气体的空床速度即带出速度，或称终 端速度。 颗粒的带出速度等于其自由沉降速度，对球形固体颗粒，可用以 下公式计算：
ut
2 dp ( p ) g
18
2 2 1 3
Rep 0.4
（iii）乳相中的颗粒含量
（7-50）
e
(1 f )
b
c b
(1 mf )(1 b )
b
c b
（7-51）
7.2.3 乳相的动态 乳相是指床层中气泡相之外的区域。该区域内颗粒密集， 是发生化学反应的主要场所。 （1）床层中颗粒的流动 在上升气泡作用下，乳相中的颗粒形成上下循环和杂乱 无章的随机运动。这种运动促使颗粒快速混合均匀。 注意：颗粒运动规律与床层结构有关。 浅床层：中心下降，外围上升。 深床层：中心上升，外围下降。
hw d P c 0.16 P
0.4

d P u0
0.76
cPS p c P
0.4
u gd P
2 0
0.2
u0 umf Lmf u Lf 0
在按装挡板或挡网等内部构件的床
层中，颗粒的自由运动受到阻碍，其行 程变得更加复杂。
图7-12 颗粒运动示意图
（2）粒度及粒度分布的影响 根据颗粒粒度大小对床层流化性的能影响，将颗粒分为4类。 A类：细颗粒，粒度范围20~100μm。 B类：较粗颗粒，粒度范围40~500μm。 C类：易黏结颗粒，粒度范围<30μm。 D类：粗颗粒，粒度范围>600μm。
（7-29）
事实上床层内气泡大小是不均匀的，且是不断长大的，有人提 出一些不同的经验式。由于气泡行为的复杂性，现有的经验公式都 存在一定的局限性。
cHale Waihona Puke 气泡中气体的穿流量q 3umf Rb2
式中，Rb——气泡半径，cm。
cm3 / s
（3）气泡云与尾涡 （i）气泡云相对厚度
RC R b RC R b ubr u f u u br f ubr 2u f u u br f
7.3 流化床中的传递过程
7.3.1 床层与外壁间的传热 床层内传热主要包括：固体颗粒之间、颗粒与流体之间、床层与 换热面之间的传热。因床内温度均一，前二项可忽略。