流化床反应器描述
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2 s
14,
1 mf
3 mf
11
d p umf
[33.7 0.0408
2
d3 p ( p )g
2
]
1
2
• 对小粒子 • 对大粒子
umf
d2 p ( p ) 1650
g,
Re p 20
u
2 mf
d p ( p ) 24.5
气泡中的粒子含量
（粒子体积与气泡体积之比） –气泡中
rb 全部气泡中粒子体积 0.001 ~ 0.01 全部气泡的总体积
• 可忽略不计
–气泡晕中
rc (1 mf ) [
3umf 0.711( g d b )
mf
1 2
umf
–乳相中：
• 粒子体积与气泡体积之比re满足：
–起始流化速度计算公式
1.75
3 s mf
Fra Baidu bibliotek
(
d p umf
3 150 ( 1 ) d u d mf p mf p( p )g 2 ) ( ) 2 3 2
s mf
• 对小粒子，左侧第一项可忽略
umf
3 ( s d p )2 p mf g , 150 1 mf
Geldart颗粒分类法
以颗粒密度、粒径划分； – A、B：适用于流化，A类颗粒流化性能最好。
• A：100~500μ m，0.2~0.4g/cm3 • B：200~2000μ m，0.5~5g/cm3
– C：颗粒过细，粒间有粘附性，易沟流，不适用于 流化；
• dp <50μ m，ρ p<2 g/cm3
七、颗粒的带出和扬析
扬析
–气流连续通过床层时，床层内那些带出速 度小于操作气速的颗粒将不断被带出去的现 象
扬析速度 扬析常数
1 dw w Ke At dt W
Ke u ,
n 0
n4~7
扬析常数
–实验关联式
( Ked p
)
gdp (u0 ut )
2
数学模型
– 常见模型
• 两相模型：气相-乳相；上流相（气+固）-下流相（气+ 固）； 气泡相-乳相； • 三相模型：气泡相-上流相（气+固）-下流相（气+固）； 气泡相-气泡云-乳相； • 四区模型：气泡区-泡晕区-乳相上流区-乳相下流区
–流动模式
• 气相：平推流 • 乳相：平推流、全混流、部分返混流、环流、或对其流动 模式不加考虑等
– D：颗粒过大，适用于喷动床；
• dp >1000μ m，ρ
p
>0.5 g/cm3
三、特征流速
起始流化速度（最小流化速度）
–指刚刚能够使粒子流化起来的气体空床流 速 –采用测定床层压降变化的方法来确定
起始流化速度（最小流化速度）
–流化床的压降计算公式
P W Lmf (1 mf )( p ) g At
re rb rc 1 f (1 mf )(1 b )
mf
Vw ] Vb
b
b
五、分布板与内部构件
分布板
–分布板设计的好坏对于流化床的操作有很大的影响 –型式
• 单层的筛板、凹形筛板、多层筛板、夹层填料、管式分布 器、泡帽、侧缝锥帽
–分布板影响区
• 气体从分布板上的气孔中流出来时，由于气速很高，可能 形成一股喷射流，使得在近分布板区，气-固接触剧烈， 传热、传质速率高，因此，反应转化快 • 一般认为，其影响范围大致在250mm的高度左右
操作气速
–一般而言，流化床的操作气速范围为：
umf u0 ut
–对细粒子
Re p 0.4, , p 1000 ut 91.6 umf ut 8.72 umf
–对大粒子 Re
–可见，
ut 10 ~ 90 umf u0 1.5 ~ 10 umf
–一般，取流化数
• 可取
u0 0.15 ~ 0.5m / s
• 用于催化裂化
–粒子细，可消除内扩散阻力，充分发挥催 化剂的效能
流化床反应器的缺点
–气流状况不均，有大量气泡产生，气-固两 相接触不够有效，达到高转化率较困难 –粒子运动全混式，停留时间不均一，以粒 子为加工对象时，产品质量不一 –粒子磨损，带出造成粒子损失，需加旋风 分离器等粒子回收系统
二、颗粒的流化特性
0.0015 (
d p ut g
) 0.01(
0.6
d p ut g
)1.2
沉降分离高度（T.D.H.）
–流化床内，扬析的粒子浓度随床层高度的 位置变化而变化，当达到某一高度后，能够 被重力分离下来的颗粒都已沉析下来，只有 带出速度小于操作气速的颗粒才会一直被带 走，因此，以上区域颗粒的含量接近于恒定， 这一高度称为(沉降)分离高度(T.D.H.) –这一高度就是旋风分离器的第一级入口位 置
uor C (
' d
2Pd
N or u0
4
u0
)
1
2
2 d dr uor
( N or : 单 位 面 积 上 的 开 孔 数 ）
uor
:开孔率
内部构件
–垂直管、水平管、多孔板、水平挡网、斜 片百叶窗挡板等
六、乳相动态
颗粒
–全混式
气流
–气泡区、泡晕区、上流区、回流区
四、气泡及其行为
气泡结构
–气泡
• 气泡相
–（气泡+气泡云+尾涡）或（气泡+气泡晕）
–气泡以外的密相床
• 乳（浊）相
气泡速度和大小
–单个 –气泡群
ubr 0.711 ( g d b )
1 2
ub u0 umf 0.711 ( g d b )
1
2
–床径、分布板对ub有影响 –气泡大小
Re p 0.05 2 103 Re p 2 105 0.05 Re p 2 103
Re p d p umf
0.065 C D 5.31 1.88 s ,
CD 教 材 中 p 220, 表7 1 1,
–上述各式中，计算结果需用 验
来检
d b 0.853 1 0.272(U U mf )
13
(1 0.0684 l )1.21
0.7
U U mf At 4 7 1.5 g d b 1.28 ( ) 1 0.3 2 7 g (U U mf ) n0
17
气泡云与尾涡
ubr u f umf
扩大段
–在流化床顶部安装一个扩大段，使气速降 低，让更多的粒子沉析下来，从而减轻了旋 风分离器的负荷
旋风分离器
7.2 流化床中的传热和传质
床层与外壁间的给热 床层与浸没于床内的换热面之间的给热
–垂直管 –水平管
颗粒与流体间的传质 气泡与乳相间的传质
7.3 流化床反应器的模拟和放大
Re p 20
• 对大粒子，左侧第二项可忽略
u
2 mf
sd p p 3 g mf , 1.75
Re p 1000
起始流化速度（最小流化速度）
–起始流化速度计算公式
• 床层空隙率ε
mf和颗粒形状系数φ s
–查表或查图得到 –近似地取：
1
3 mf
s • 由此，前面的三个方程式可写为
分布板
–分布板的设计
• 为了保证流化均匀而稳定，分布板需有足够高的 压降，一般取
Pd 10 ~ 20%, Pb 且Pd 35cmH2O
–通常分布板开孔率取：~1%；
• 设计过程
Ret
d t u0
材p 224图7 1 8 ' 教 小 孔 阻 力 系 数 Cd
g,
Re p 1000
Re p d p umf
• 上述各式中，计算结果需用
来检验
带出速度
–当气速增大到某一定值时，流体对粒子的 曳力与粒子的重力相等，则粒子就会被气流 带走。这一速度称为带出速度（或称终端速 度），与粒子的自由沉降速度 –粒子的力平衡
1 d p 2 d3 ( ) C ( )ut p p D 6 2 g 4
第七章 流化床反应器
流化床中的两相运动
流化床中的传热和传质
流化床反应器的模拟和放大
7.1 流化床中的两相运动
概述 颗粒的流化特性 特征流速 气泡及其行为 分布板与内部构件 乳相动态 颗粒的带出和扬析
一、概述
床层颗粒运动形态
–流体自下而上流过床层，改变流体流速， 床层颗粒的运动形态的变化会有如下几种情 形
2 2 4 ( p ) g 13 ut [ ] dp, 0.4 Re p 500 225 3.1d p ( p ) g 1 2 ut [ ] , 500 Re p 200000
–而对非球形粒子：
CD 24 0.8431g
s
, Re p
流化床反应器的开发与放大
–催化剂性能 –操作条件 –床层结构
mf
Rc 2 ubr u f ( ) Rb ubr u f Rb ubr u f
–气泡云相对厚度
• 二维床
• 三维床 ( Rc )3 ubr 2u f
–式中，Rc、Rb分别为气泡云和气泡的半径。
–尾涡体积
Vm 1 3 Vb
–全部气泡占床层的体积分率
b
L f Lmf Lf u0 umf ub umf (1 ) u0 umf ub
• 固定床 • 起始流化 • 散式流化（膨胀床） • 聚式流化（鼓泡床） • 节涌床 • 湍流床 • 气流输送
床层的划分
–依据颗粒浓度，分为上下两部分
• 上部：稀相床 • 下部：密相床 /浓相床
流化床反应器的优点
–传热效能高，床内温度易控制
• 用于氧化、裂解、焙烧、干燥等过程
–大量固体颗粒可方便地往来运输
2
CD称为曳力系数 对球形粒子
C D 24 Re p Re p
1
,
2
Re p 0.4 , 0.4 Re p 500 500 Re p 200000
C D 10
C D 0.43,
带出速度
–对球形粒子
ut d2 p ( p )g 18 , Re p 0.4
14,
1 mf
3 mf
11
d p umf
[33.7 0.0408
2
d3 p ( p )g
2
]
1
2
• 对小粒子 • 对大粒子
umf
d2 p ( p ) 1650
g,
Re p 20
u
2 mf
d p ( p ) 24.5
气泡中的粒子含量
（粒子体积与气泡体积之比） –气泡中
rb 全部气泡中粒子体积 0.001 ~ 0.01 全部气泡的总体积
• 可忽略不计
–气泡晕中
rc (1 mf ) [
3umf 0.711( g d b )
mf
1 2
umf
–乳相中：
• 粒子体积与气泡体积之比re满足：
–起始流化速度计算公式
1.75
3 s mf
Fra Baidu bibliotek
(
d p umf
3 150 ( 1 ) d u d mf p mf p( p )g 2 ) ( ) 2 3 2
s mf
• 对小粒子，左侧第一项可忽略
umf
3 ( s d p )2 p mf g , 150 1 mf
Geldart颗粒分类法
以颗粒密度、粒径划分； – A、B：适用于流化，A类颗粒流化性能最好。
• A：100~500μ m，0.2~0.4g/cm3 • B：200~2000μ m，0.5~5g/cm3
– C：颗粒过细，粒间有粘附性，易沟流，不适用于 流化；
• dp <50μ m，ρ p<2 g/cm3
七、颗粒的带出和扬析
扬析
–气流连续通过床层时，床层内那些带出速 度小于操作气速的颗粒将不断被带出去的现 象
扬析速度 扬析常数
1 dw w Ke At dt W
Ke u ,
n 0
n4~7
扬析常数
–实验关联式
( Ked p
)
gdp (u0 ut )
2
数学模型
– 常见模型
• 两相模型：气相-乳相；上流相（气+固）-下流相（气+ 固）； 气泡相-乳相； • 三相模型：气泡相-上流相（气+固）-下流相（气+固）； 气泡相-气泡云-乳相； • 四区模型：气泡区-泡晕区-乳相上流区-乳相下流区
–流动模式
• 气相：平推流 • 乳相：平推流、全混流、部分返混流、环流、或对其流动 模式不加考虑等
– D：颗粒过大，适用于喷动床；
• dp >1000μ m，ρ
p
>0.5 g/cm3
三、特征流速
起始流化速度（最小流化速度）
–指刚刚能够使粒子流化起来的气体空床流 速 –采用测定床层压降变化的方法来确定
起始流化速度（最小流化速度）
–流化床的压降计算公式
P W Lmf (1 mf )( p ) g At
re rb rc 1 f (1 mf )(1 b )
mf
Vw ] Vb
b
b
五、分布板与内部构件
分布板
–分布板设计的好坏对于流化床的操作有很大的影响 –型式
• 单层的筛板、凹形筛板、多层筛板、夹层填料、管式分布 器、泡帽、侧缝锥帽
–分布板影响区
• 气体从分布板上的气孔中流出来时，由于气速很高，可能 形成一股喷射流，使得在近分布板区，气-固接触剧烈， 传热、传质速率高，因此，反应转化快 • 一般认为，其影响范围大致在250mm的高度左右
操作气速
–一般而言，流化床的操作气速范围为：
umf u0 ut
–对细粒子
Re p 0.4, , p 1000 ut 91.6 umf ut 8.72 umf
–对大粒子 Re
–可见，
ut 10 ~ 90 umf u0 1.5 ~ 10 umf
–一般，取流化数
• 可取
u0 0.15 ~ 0.5m / s
• 用于催化裂化
–粒子细，可消除内扩散阻力，充分发挥催 化剂的效能
流化床反应器的缺点
–气流状况不均，有大量气泡产生，气-固两 相接触不够有效，达到高转化率较困难 –粒子运动全混式，停留时间不均一，以粒 子为加工对象时，产品质量不一 –粒子磨损，带出造成粒子损失，需加旋风 分离器等粒子回收系统
二、颗粒的流化特性
0.0015 (
d p ut g
) 0.01(
0.6
d p ut g
)1.2
沉降分离高度（T.D.H.）
–流化床内，扬析的粒子浓度随床层高度的 位置变化而变化，当达到某一高度后，能够 被重力分离下来的颗粒都已沉析下来，只有 带出速度小于操作气速的颗粒才会一直被带 走，因此，以上区域颗粒的含量接近于恒定， 这一高度称为(沉降)分离高度(T.D.H.) –这一高度就是旋风分离器的第一级入口位 置
uor C (
' d
2Pd
N or u0
4
u0
)
1
2
2 d dr uor
( N or : 单 位 面 积 上 的 开 孔 数 ）
uor
:开孔率
内部构件
–垂直管、水平管、多孔板、水平挡网、斜 片百叶窗挡板等
六、乳相动态
颗粒
–全混式
气流
–气泡区、泡晕区、上流区、回流区
四、气泡及其行为
气泡结构
–气泡
• 气泡相
–（气泡+气泡云+尾涡）或（气泡+气泡晕）
–气泡以外的密相床
• 乳（浊）相
气泡速度和大小
–单个 –气泡群
ubr 0.711 ( g d b )
1 2
ub u0 umf 0.711 ( g d b )
1
2
–床径、分布板对ub有影响 –气泡大小
Re p 0.05 2 103 Re p 2 105 0.05 Re p 2 103
Re p d p umf
0.065 C D 5.31 1.88 s ,
CD 教 材 中 p 220, 表7 1 1,
–上述各式中，计算结果需用 验
来检
d b 0.853 1 0.272(U U mf )
13
(1 0.0684 l )1.21
0.7
U U mf At 4 7 1.5 g d b 1.28 ( ) 1 0.3 2 7 g (U U mf ) n0
17
气泡云与尾涡
ubr u f umf
扩大段
–在流化床顶部安装一个扩大段，使气速降 低，让更多的粒子沉析下来，从而减轻了旋 风分离器的负荷
旋风分离器
7.2 流化床中的传热和传质
床层与外壁间的给热 床层与浸没于床内的换热面之间的给热
–垂直管 –水平管
颗粒与流体间的传质 气泡与乳相间的传质
7.3 流化床反应器的模拟和放大
Re p 20
• 对大粒子，左侧第二项可忽略
u
2 mf
sd p p 3 g mf , 1.75
Re p 1000
起始流化速度（最小流化速度）
–起始流化速度计算公式
• 床层空隙率ε
mf和颗粒形状系数φ s
–查表或查图得到 –近似地取：
1
3 mf
s • 由此，前面的三个方程式可写为
分布板
–分布板的设计
• 为了保证流化均匀而稳定，分布板需有足够高的 压降，一般取
Pd 10 ~ 20%, Pb 且Pd 35cmH2O
–通常分布板开孔率取：~1%；
• 设计过程
Ret
d t u0
材p 224图7 1 8 ' 教 小 孔 阻 力 系 数 Cd
g,
Re p 1000
Re p d p umf
• 上述各式中，计算结果需用
来检验
带出速度
–当气速增大到某一定值时，流体对粒子的 曳力与粒子的重力相等，则粒子就会被气流 带走。这一速度称为带出速度（或称终端速 度），与粒子的自由沉降速度 –粒子的力平衡
1 d p 2 d3 ( ) C ( )ut p p D 6 2 g 4
第七章 流化床反应器
流化床中的两相运动
流化床中的传热和传质
流化床反应器的模拟和放大
7.1 流化床中的两相运动
概述 颗粒的流化特性 特征流速 气泡及其行为 分布板与内部构件 乳相动态 颗粒的带出和扬析
一、概述
床层颗粒运动形态
–流体自下而上流过床层，改变流体流速， 床层颗粒的运动形态的变化会有如下几种情 形
2 2 4 ( p ) g 13 ut [ ] dp, 0.4 Re p 500 225 3.1d p ( p ) g 1 2 ut [ ] , 500 Re p 200000
–而对非球形粒子：
CD 24 0.8431g
s
, Re p
流化床反应器的开发与放大
–催化剂性能 –操作条件 –床层结构
mf
Rc 2 ubr u f ( ) Rb ubr u f Rb ubr u f
–气泡云相对厚度
• 二维床
• 三维床 ( Rc )3 ubr 2u f
–式中，Rc、Rb分别为气泡云和气泡的半径。
–尾涡体积
Vm 1 3 Vb
–全部气泡占床层的体积分率
b
L f Lmf Lf u0 umf ub umf (1 ) u0 umf ub
• 固定床 • 起始流化 • 散式流化（膨胀床） • 聚式流化（鼓泡床） • 节涌床 • 湍流床 • 气流输送
床层的划分
–依据颗粒浓度，分为上下两部分
• 上部：稀相床 • 下部：密相床 /浓相床
流化床反应器的优点
–传热效能高，床内温度易控制
• 用于氧化、裂解、焙烧、干燥等过程
–大量固体颗粒可方便地往来运输
2
CD称为曳力系数 对球形粒子
C D 24 Re p Re p
1
,
2
Re p 0.4 , 0.4 Re p 500 500 Re p 200000
C D 10
C D 0.43,
带出速度
–对球形粒子
ut d2 p ( p )g 18 , Re p 0.4