第六章 流化床反应器
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4 0.9 0.1 umb 4.125 10 g g umf ( s g ) gd p
d 式中： p 为颗粒的调和平均直径；
上式中，各物性参数的单位是kg、m、s制
3、颗粒带出速度（终端速度）：
颗粒带出速度是流化床中流体速度的上限，当 流体速度大于固体颗粒在流体中的沉降速度时， 颗粒粒子将被气流带出床层，这个速度叫做带出 速度ut，或称终端速度。近似地等于粒子的自由 沉降速度。 当气速达到某一定值时，流体对粒子的曳力 与粒子重力相等，则粒子会被带走。这一带出速 度等于粒子的自由沉降速度。
• 节涌流化床：气泡在上升过程中不断聚并增大，当气泡直径 大到与床径相等，将床层分为几段，变成一段气泡和一段颗 粒的相互间隔状态。此时颗粒层被气泡像活塞一样向上推动， 达到一定高度后气泡破裂，引起部分颗粒的分散下落。 这种现象在实验室或中试流化床中，当床高与床径比较 大时，可能出现，在工业规模的大床中，一般不会出现。 • 湍动流态化：随着气速的加大，流化床中湍动程度也跟着加 剧，压力脉动的幅值减小，此时的流化床叫湍动床。 • 快速流态化：在湍动流态化下继续提高气速，颗粒从连续的 床层变为分散的颗粒，而气体则从分散的气泡转变为连续的 气流，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。此时的流态化称为快速流态化。此种情 况下，如果有新的颗粒不断补充进入床层底部，操作就可以 不断维持下去，相应的流化床称为快速流化床或循环流化床。 有的也叫过渡流化床。
流化床反应器结构 反应器主体
扩大段 分离段（气泡相或稀相）
浓相段（乳相或密相）
锥底
流化床反应器的优点
与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是： ①可以实现固体物料的连续输入和输出； ②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床 层内部温度均匀，可在最佳温度点操作,而且易于控 制，特别适用于强放热反应； ③颗粒比较细小，有效系数高，可减少催化剂用量； ④压降恒定，不易受异物堵塞； ⑤便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化 剂失活速率高的过程的进行，石油馏分催化流化床 裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。
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
△P-u关系图的应用：
• 观察流化床的压力降变化可以判断流化质量。 • 如：正常操作时，压力降的波动幅度一般较小， 波动幅度随流速的增加而有所增加。在一定的流 速下，如果发现压降突然增加，而后又突然下降， 表明床层产生了节涌（腾涌）现象。形成气栓时 压降直线上升，气栓达到表面时料面崩裂，压降 突然下降，如此循环下去。这种大幅度的压降波 动破坏了床层的均匀性，使气固接触显著恶化， 严重影响系统的产量和质量。有时压降比正常操 作时低，说明气体形成短路，床层产生了沟流现 象。
流化床反应器有两种主要形式： ①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工 过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如 催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活， 须用上述装置不断予以分离后进行再生。 ②无固体物料连续进料和出料装置，用于固体颗粒 性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生 明显变化的反应过程。
•
• • •
三、流化床反应器的流型及基本特征
• 起始流态化：固体开始流化时流体空床线速度为起始流化速度， umf一 般很小。 • 散式流态化：当流速高于最小流化速度时，随着流速的增加，得到的是 平稳的、逐渐膨胀的床层，固体颗粒均匀地分布于床层各处，床面清晰 可辨，略有波动，但相当稳定，床层压降的波动也很小且基本保持不变。 既使在流速较大时，也看不到鼓泡或不均匀的现象。称为散式流态化。 这种床层称为散式流化床，或膨胀床、均匀流化床。 特别是液固系统，常表现为散式流化床，故又称液体流化床。 • 聚式流态化：当流速进一步提高到起始鼓泡速度Umb时，床层从低部出 现鼓泡，整个床层中气泡不断产生和破裂，床层压降的波动明显增加， 颗粒不是均匀地分散于床层中，而是程度不同的一团一团聚集在一起作 不规则的运动。这种现象称为聚式流态化。这种床层称为聚式流化床或 鼓泡床。床面以下的部分为密相床（又称乳相）（密相床中形如水沸， 故又称沸腾床），床面上的部分为稀相床（又称气泡相）。 说明：对于固体颗粒粒度及密度都比较大的B类颗粒，床层不经历散 式流态化阶段，umf 即Umb
对球形粒子作力平衡：
6
d s g
3 p
6
d f g CD S
3 p
4
2 dp(
f ut2
2
)
C 式中： DS 为单颗粒的曳力系数
Rep d p u t /
当：Rep 0.4时 CDS 24 / Rep
1/ 当： Rep 500时 CDS 10 / Rep 2 0.4
工业生产中常见流化床反应器形式
循环流化床烟气脱硫装置
鼓泡流化床反应器
第一节 固体流态化的基本特征
一、固体流态化现象
流态化——固体粒子象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粒子运 动的。 流态化的形成：
流体自下而上流过催化剂床层时，根据流体流速的不同，床层经历三 个阶段： 当流体流速很小时,固体颗粒在床层中固定不动,此时为固定床阶段。 当气速进一步加大时，床层高度逐渐增加，固体颗粒悬浮在气体中并 随气体运动而上下翻滚，此时为流化床阶段，称为流态化现象。开始流化
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。
影响临界流化速度的因素：颗粒直径、颗粒密度、流体粘度等。 常用的经验公式： u 0.695 mf
d 1.82 ( p g )0.94 p
0 0.88 g .06
ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度
μ为流体粘度
2、起始鼓泡速度Umb
（1）对 B类和D类颗粒（大颗粒），当气体空床线速度 （即表观气速）超过临界流化速度时，床层即已进入鼓 泡流化床。 此时：Umf ＝ Umb （2）对A类颗粒（较小和较轻颗粒），当气体空床线速度 （即表观气速）超过临界流化速度Umf时，还会经历一个 散式流态化阶段，然后进入鼓泡流化床。此时流化床的 Umb可按Geldart提出的计算式计算，即下式：
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。
第三节
的最小气速称为临界流化速度 umf
当流体速度更高时，固体颗粒就不能沉降下来，正常的流化状态被 破坏，整个床层的粒子被气流带走,床层上界面消失,床层处于气流输送阶 段。此时的速度称为带出速度，也称最大流化速度ut 或终端速度。
流化床反应器 fluidized reactor
ΔP 500 固定床 300 200 斜率=1 夹带开始 Δ P=W/At 流化床
流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉 煤气化的温克勒炉，但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催 化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工 业等部门得到广泛应用。
流化床反应器类型
按固体颗粒是否在系统内循环分 （1）单器流化床 （2）双器流化床 按反应器的外型分 (1)圆筒形 (2)圆锥形 按床层中是否置有内部构件分 (1)自由床 (2)限制床 按反应器内层数的多少分 (1)单层 (2)多层
流化床压降的计算
在UO<Umf 时，（流速较低），压降与气速 成正比关系。床层内的颗粒处于静止状态。
当流速增大，床层内流体的压力降增大到与 静床压力 相等时，按理粒子应开始流动起来 了，但由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动 开来，需要稍大一点的压降。等到粒子一旦已经 松动，压降又恢复到 之值。随后流速进一步 增加。则△P不变。其计算公式为：
第六章
概述
流化床反应器
流化床反应器 （fluidized bed reactor） 是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，并进行气固相反应过程或液固相反应 过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器 流化床反应器通常为一直立的圆筒型容器，容器下部 一般设有分布板，细颗粒状的固体物料装填在容器内，流 体向上通过颗粒层，当流速足够大时，颗粒浮起，呈现流 化状态。由于气固流化床内通常出现气泡相和乳化相，状 似液体沸腾，因而流化床反应器亦称为沸腾床反应器。
1/ 2
3.1dp( s f ) g 当Rep 500时，ut f
1/ 2
实际流化床气速的选取：
实际生产中，操作气速是根据具体情况 确定的。流化数u/umf一般在1.5～10的范围 内，也有高达几十甚至几百的。另外也有按 u/ut=0.1～0.4左右来选取的。通常采用的气 速在0.15～0.5m/s。对热效应不大、反应速 率慢、催化剂粒度小、筛分宽、床内无内部 构件和要求催化剂带出量少的情况，宜选用 较低气速。反之，则宜用较高的气速。
第二节 流化床的特征速度
一、流化床的压降与流速的关系
ΔP 500 固定床 300 200 斜率=1 夹带开始 Δ P=W/At 流化床
100 50 1
2
umf
10 空床流速 u0 ㎝/s
50
100
流化床压降—流速关系（△P-u关Байду номын сангаас图）
固定床阶段，压力降△P随着流速u的增加而增加。 流化床阶段，床层的压力降保持不变。 流体输送阶段，流体的压力降与流体在空管道中相似。
流态化现象
100 50 1
2
umf
10 空床流速 u0
50 ㎝/s
100
固 定 床
L0
L
起 始 流 化
L
（膨 散胀 式床 ）
Lf
L
（鼓 聚泡 式床 ）
Lf
节 涌
气 流 输 送
Lmf
流体
流体
流体
流体
流体
流体
二、流化床反应器中颗粒的分类
颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。 Geldart提出：对于气固流态化，根据不同的颗粒密度和粒 度，颗粒可分为A、B、C、D四类。 A类颗粒，称为细颗粒。粒度较小，在30～100μm之间， 密度ρP<1400kg/m3。适于流化，A类（细）颗粒形成鼓泡 床后，密相中气、固返混较严重，床层中生成的气泡小， 特别适于催化过程。 B类颗粒，称为粗颗粒。粒度较大，在100～600μm之间， 密度ρP＝1400kg/m3 ～4000kg/m3 。适于流化，密相中气、 固返混较小 。砂粒是典型的B类颗粒。 C类为超细颗粒，粒间有粘附性，颗粒间易团聚，气体容 易产生沟流，不适用于流化床。 D类为过粗颗粒，流化时，易产生大气泡和节涌，操作难 以稳定，只在喷动床中才能较好流化。
d 式中： p 为颗粒的调和平均直径；
上式中，各物性参数的单位是kg、m、s制
3、颗粒带出速度（终端速度）：
颗粒带出速度是流化床中流体速度的上限，当 流体速度大于固体颗粒在流体中的沉降速度时， 颗粒粒子将被气流带出床层，这个速度叫做带出 速度ut，或称终端速度。近似地等于粒子的自由 沉降速度。 当气速达到某一定值时，流体对粒子的曳力 与粒子重力相等，则粒子会被带走。这一带出速 度等于粒子的自由沉降速度。
• 节涌流化床：气泡在上升过程中不断聚并增大，当气泡直径 大到与床径相等，将床层分为几段，变成一段气泡和一段颗 粒的相互间隔状态。此时颗粒层被气泡像活塞一样向上推动， 达到一定高度后气泡破裂，引起部分颗粒的分散下落。 这种现象在实验室或中试流化床中，当床高与床径比较 大时，可能出现，在工业规模的大床中，一般不会出现。 • 湍动流态化：随着气速的加大，流化床中湍动程度也跟着加 剧，压力脉动的幅值减小，此时的流化床叫湍动床。 • 快速流态化：在湍动流态化下继续提高气速，颗粒从连续的 床层变为分散的颗粒，而气体则从分散的气泡转变为连续的 气流，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。此时的流态化称为快速流态化。此种情 况下，如果有新的颗粒不断补充进入床层底部，操作就可以 不断维持下去，相应的流化床称为快速流化床或循环流化床。 有的也叫过渡流化床。
流化床反应器结构 反应器主体
扩大段 分离段（气泡相或稀相）
浓相段（乳相或密相）
锥底
流化床反应器的优点
与固定床反应器相比，流化床反应器的优点是： ①可以实现固体物料的连续输入和输出； ②流体和颗粒的运动使床层具有良好的传热性能，床 层内部温度均匀，可在最佳温度点操作,而且易于控 制，特别适用于强放热反应； ③颗粒比较细小，有效系数高，可减少催化剂用量； ④压降恒定，不易受异物堵塞； ⑤便于进行催化剂的连续再生和循环操作，适于催化 剂失活速率高的过程的进行，石油馏分催化流化床 裂化的迅速发展就是这一方面的典型例子。
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
△P-u关系图的应用：
• 观察流化床的压力降变化可以判断流化质量。 • 如：正常操作时，压力降的波动幅度一般较小， 波动幅度随流速的增加而有所增加。在一定的流 速下，如果发现压降突然增加，而后又突然下降， 表明床层产生了节涌（腾涌）现象。形成气栓时 压降直线上升，气栓达到表面时料面崩裂，压降 突然下降，如此循环下去。这种大幅度的压降波 动破坏了床层的均匀性，使气固接触显著恶化， 严重影响系统的产量和质量。有时压降比正常操 作时低，说明气体形成短路，床层产生了沟流现 象。
流化床反应器有两种主要形式： ①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工 过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如 催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活， 须用上述装置不断予以分离后进行再生。 ②无固体物料连续进料和出料装置，用于固体颗粒 性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生 明显变化的反应过程。
•
• • •
三、流化床反应器的流型及基本特征
• 起始流态化：固体开始流化时流体空床线速度为起始流化速度， umf一 般很小。 • 散式流态化：当流速高于最小流化速度时，随着流速的增加，得到的是 平稳的、逐渐膨胀的床层，固体颗粒均匀地分布于床层各处，床面清晰 可辨，略有波动，但相当稳定，床层压降的波动也很小且基本保持不变。 既使在流速较大时，也看不到鼓泡或不均匀的现象。称为散式流态化。 这种床层称为散式流化床，或膨胀床、均匀流化床。 特别是液固系统，常表现为散式流化床，故又称液体流化床。 • 聚式流态化：当流速进一步提高到起始鼓泡速度Umb时，床层从低部出 现鼓泡，整个床层中气泡不断产生和破裂，床层压降的波动明显增加， 颗粒不是均匀地分散于床层中，而是程度不同的一团一团聚集在一起作 不规则的运动。这种现象称为聚式流态化。这种床层称为聚式流化床或 鼓泡床。床面以下的部分为密相床（又称乳相）（密相床中形如水沸， 故又称沸腾床），床面上的部分为稀相床（又称气泡相）。 说明：对于固体颗粒粒度及密度都比较大的B类颗粒，床层不经历散 式流态化阶段，umf 即Umb
对球形粒子作力平衡：
6
d s g
3 p
6
d f g CD S
3 p
4
2 dp(
f ut2
2
)
C 式中： DS 为单颗粒的曳力系数
Rep d p u t /
当：Rep 0.4时 CDS 24 / Rep
1/ 当： Rep 500时 CDS 10 / Rep 2 0.4
工业生产中常见流化床反应器形式
循环流化床烟气脱硫装置
鼓泡流化床反应器
第一节 固体流态化的基本特征
一、固体流态化现象
流态化——固体粒子象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粒子运 动的。 流态化的形成：
流体自下而上流过催化剂床层时，根据流体流速的不同，床层经历三 个阶段： 当流体流速很小时,固体颗粒在床层中固定不动,此时为固定床阶段。 当气速进一步加大时，床层高度逐渐增加，固体颗粒悬浮在气体中并 随气体运动而上下翻滚，此时为流化床阶段，称为流态化现象。开始流化
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。
影响临界流化速度的因素：颗粒直径、颗粒密度、流体粘度等。 常用的经验公式： u 0.695 mf
d 1.82 ( p g )0.94 p
0 0.88 g .06
ρp和ρg—分别为颗粒及流体的密度
μ为流体粘度
2、起始鼓泡速度Umb
（1）对 B类和D类颗粒（大颗粒），当气体空床线速度 （即表观气速）超过临界流化速度时，床层即已进入鼓 泡流化床。 此时：Umf ＝ Umb （2）对A类颗粒（较小和较轻颗粒），当气体空床线速度 （即表观气速）超过临界流化速度Umf时，还会经历一个 散式流态化阶段，然后进入鼓泡流化床。此时流化床的 Umb可按Geldart提出的计算式计算，即下式：
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。
第三节
的最小气速称为临界流化速度 umf
当流体速度更高时，固体颗粒就不能沉降下来，正常的流化状态被 破坏，整个床层的粒子被气流带走,床层上界面消失,床层处于气流输送阶 段。此时的速度称为带出速度，也称最大流化速度ut 或终端速度。
流化床反应器 fluidized reactor
ΔP 500 固定床 300 200 斜率=1 夹带开始 Δ P=W/At 流化床
流化床反应器在现代工业中的早期应用为20世纪20年代出现的粉 煤气化的温克勒炉，但现代流化反应技术的开拓，是以40年代石油催 化裂化为代表的。目前，流化床反应器已在化工、石油、冶金、核工 业等部门得到广泛应用。
流化床反应器类型
按固体颗粒是否在系统内循环分 （1）单器流化床 （2）双器流化床 按反应器的外型分 (1)圆筒形 (2)圆锥形 按床层中是否置有内部构件分 (1)自由床 (2)限制床 按反应器内层数的多少分 (1)单层 (2)多层
流化床压降的计算
在UO<Umf 时，（流速较低），压降与气速 成正比关系。床层内的颗粒处于静止状态。
当流速增大，床层内流体的压力降增大到与 静床压力 相等时，按理粒子应开始流动起来 了，但由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动 开来，需要稍大一点的压降。等到粒子一旦已经 松动，压降又恢复到 之值。随后流速进一步 增加。则△P不变。其计算公式为：
第六章
概述
流化床反应器
流化床反应器 （fluidized bed reactor） 是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，并进行气固相反应过程或液固相反应 过程的反应器。在用于气固系统时，又称沸腾床反应器 流化床反应器通常为一直立的圆筒型容器，容器下部 一般设有分布板，细颗粒状的固体物料装填在容器内，流 体向上通过颗粒层，当流速足够大时，颗粒浮起，呈现流 化状态。由于气固流化床内通常出现气泡相和乳化相，状 似液体沸腾，因而流化床反应器亦称为沸腾床反应器。
1/ 2
3.1dp( s f ) g 当Rep 500时，ut f
1/ 2
实际流化床气速的选取：
实际生产中，操作气速是根据具体情况 确定的。流化数u/umf一般在1.5～10的范围 内，也有高达几十甚至几百的。另外也有按 u/ut=0.1～0.4左右来选取的。通常采用的气 速在0.15～0.5m/s。对热效应不大、反应速 率慢、催化剂粒度小、筛分宽、床内无内部 构件和要求催化剂带出量少的情况，宜选用 较低气速。反之，则宜用较高的气速。
第二节 流化床的特征速度
一、流化床的压降与流速的关系
ΔP 500 固定床 300 200 斜率=1 夹带开始 Δ P=W/At 流化床
100 50 1
2
umf
10 空床流速 u0 ㎝/s
50
100
流化床压降—流速关系（△P-u关Байду номын сангаас图）
固定床阶段，压力降△P随着流速u的增加而增加。 流化床阶段，床层的压力降保持不变。 流体输送阶段，流体的压力降与流体在空管道中相似。
流态化现象
100 50 1
2
umf
10 空床流速 u0
50 ㎝/s
100
固 定 床
L0
L
起 始 流 化
L
（膨 散胀 式床 ）
Lf
L
（鼓 聚泡 式床 ）
Lf
节 涌
气 流 输 送
Lmf
流体
流体
流体
流体
流体
流体
二、流化床反应器中颗粒的分类
颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。 Geldart提出：对于气固流态化，根据不同的颗粒密度和粒 度，颗粒可分为A、B、C、D四类。 A类颗粒，称为细颗粒。粒度较小，在30～100μm之间， 密度ρP<1400kg/m3。适于流化，A类（细）颗粒形成鼓泡 床后，密相中气、固返混较严重，床层中生成的气泡小， 特别适于催化过程。 B类颗粒，称为粗颗粒。粒度较大，在100～600μm之间， 密度ρP＝1400kg/m3 ～4000kg/m3 。适于流化，密相中气、 固返混较小 。砂粒是典型的B类颗粒。 C类为超细颗粒，粒间有粘附性，颗粒间易团聚，气体容 易产生沟流，不适用于流化床。 D类为过粗颗粒，流化时，易产生大气泡和节涌，操作难 以稳定，只在喷动床中才能较好流化。