流化床反应器的设计

d umf 0.00923
1.82 p
( p f )
0.88 f
0.94


0.06 f
m/s
式中只适用于Re<10,即较细颗粒。 由上式看出，影响临界流化速度的因素有： ①颗粒直径 ②颗粒密度 ③流体黏度

②气泡上升速度是气泡的重要参数之一。流化床单个气泡的 上升速度 br 可取：
（2）传热的三种基本形式：
①固体颗粒与固体颗粒之间的传热 ②固体颗粒与流体间的传热 ③床层与器壁或换热器表面的传热 这三种传热的基本形式中，前两种传热速 度比后一种要大得多，所以要提高整个流化 床的传热速度，关键就在于提高后一种传热 速度。
返回
（四）流化床反应器的参数及其工艺计算

理想流体的流化床压降与流速
散式流化 床
聚式流化 床
以气泡形式夹带少 量颗粒穿过床层向 上运动的不连续的 气泡称为气泡相
图1-2流化床的类型 返回
颗粒浓度与空 隙率分布较为 均匀且接近初 始流态化状态 的连续相，称 为乳化相。
3.两种流化态的判别

①一般情况两种流化床的判别：
液固流化为 散式流化
散式流化床
颗粒与流体之间的密度差是它们主要区别
颗粒与流体间的传质 流化床反应器中的传质 气泡与乳化相间的传质
（1）颗粒与流体间的传质
①气体进入床层后，部分通过乳化相流动，其余则以 气泡形式通过床层。 ② 乳化相中的气体与颗粒接触良好，而气泡中的气 体与颗粒接触较差。 原因是气泡中几乎不含颗粒，气体与颗粒接触的主 要区域集中在气泡与气泡晕的相界面和尾涡处。
实际流化床与理想流化床差异的原
因：
形成的原因是固定床阶段，颗粒之 间由于相互接触，部分颗粒可能有架桥、
嵌接等情况，造成开始流化时需要大于 理论值的推动力才能使床层松动，即形 成较大的压力降。


计算临界流化速度的经验或半经验关联式很多，下面 再介绍一种便于应用而有准确的介绍公式：
图1-3流化床压降-流速关系
固定床阶段：如图AB段压力降△P随着流速u的增加而增加 。 流化床阶段：如图DE段所示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。

实际流化床的压降与流速：
图1-4实际流化床的△P-u关系图
①临界流化速度（起始流化速度，也称最低流化速度）： 颗粒层由固定床转化为流化床时流体的表现速度，用u mf 表示。 对于小颗粒：
4 d p ( p f )g ut f D 3
1 2
式中 D
阻力系数，是
Ret
d put f uf
的函数。对球形粒子：
D 24 Re
D 10
t
(Ret 0.4)
(0.4 Ret 500)
Re1 2 t
D 0.43
（2）气泡与乳化相间的传质
由于流化床反器中的反应实际上是在乳化相中进 行的，所以气泡与乳化相间的气体交换作用非常重要。
相间传质速率与表面反应速率的快慢，对于选择合理 的床型和操作参数都相关。 返回
（三）流化床反应器中的传热
（1）流化床反应器内的传热
流化床反应器具有温度分布均匀和传热 速率高的特点，特别适于产生大量反应 热的化学反应，同时换热器的传热面积 可以减小，结构更紧凑。

CD


分布板的临界压力降
临界压降是指分布板能起到均匀布气并具有良好稳定性的最小压降， 它与分布板下面的气体引入及分布板上床层有关。 分布板的压力降分为布气临界压降和稳定性临界压降。

(PD ) dc 18000
fu
2g
开孔率小于 1%径向流速 趋于均匀。
2
五 流化床的数学模型
建立数学模型的目的是要定量地分析影响流化床 性能的各个参数之间的数学关系，解决反应器放大和 控制以及相关的最优化问题。 7.4.1 模型的类别 （1）简单均相模型
{
全混流模型 活塞流模型
（2）两相模型
{ {
气泡相（活塞流）— 乳化相（活塞流）
气泡相（活塞流）— 乳化相（全混流）
（3）三相模型
气泡相—上流相（气+固）— 下流相（气+ 固） 气泡相— 气泡云—乳化相
以上各种模型，大多数以气泡直径作为模型参数， 根据气泡直径是否可变分为以下几种情况： （1）各参数为常数，不随床高变化，也与气泡 状况无关； （2）各参数为常数，不随床高变化，用一恒定 不变的当量气泡直径作为模型的可调参数。 （3）各参数与气泡大小有关，气泡大小随床高 变化。 迄今为止，已提出很多流化床数学模型，也有 一些应用的实例与实际情况比较符合，但尚无一个 被公认为可普遍使用的数学模型。下面以两种比较 典型的两相模型和鼓泡床模型为例，介绍建立数学 模型的思路。 返回
4WF 2 DR P (1 mf )
m
(2)流化床高
Lf
（根据床层膨胀比R可求出）
为临界状态和实际操作条 件下床层的平均密度。
L f RLmf mf 和 m
(3)稳定段高度 D
L
3.流化床反应器压力降计算
气体分布板压力降

流化床反应器压力降
Байду номын сангаас
流化床压力降
分离设备压力降
气体分布板的类型与作用

作用：
①具有均匀分布气流的作用，同时其压降要 小。


②能使流化床有一个良好的起始流态化状态。

③操作过程中不易被堵塞和磨蚀。
分布板的压力降计算

流体通过分布板的压降可用床内表观速度的速度头倍数来表示：
pD 9.807CD
u2 f 2 2 g
pD
分布板压降，Pa； 开孔率； 阻率系数，其值在1.5-2.5
首先选型
再确定床高床径，内部构件
最后计算压力降
①选型：主要应根据工艺过程特点来考虑，即化学反应 特点、颗粒或催化剂的特性、对产品的要求即生成规模。
②流化床的直径：
1 2 273 p Q DR u 3600 4 T 1.013 10 5
DR 4 1.013 10 5 TQ 273 3600 up 4.132TQ 982800 up
聚式流化床
气固流化为聚式 流化

②特殊（压力较高的气固系统或者用较轻的液体流化较重的颗 粒）情况下两种流化床判别：
wilhelm和郭慕孙首先先用弗劳德数来区分两种流化态：
Fr
mf

2 umf
dpg
研究表明：
Fr 1.3 为散式流化 mf
Frmf 0.13
为聚式流化
（二）流化床反应器中的传质
Q —气体的体积流量, DR —反映器直径,
m /h
3
m
T, p —放映器的绝对温度(K)和绝对压力(Pa)
u—以T、p计的表观气流, m / s
③流化床的床高：
（1）临界流化床高 Lmf 床层膨胀比的定义: R L f Lmf (1 mf 1 f ) mf m
Lmf
目录
（一）流态化基本概念 （二）流化床反应器中的传质
（三）流化床反应器中的传热
（四）流化床反应器的主要参数及工艺
计算 （五）流化床反应器的数学模型
（一）流态化的基本概念


1.固体流态化现象
将固体颗粒悬浮于运动的流体中，使颗粒具有类似于 流体的某些宏观特性，这种流固接触状态称为固体流态 化。 固体流态化分为几种形式如下： （a)固定床 (b)临界流化床 (c)流化床 (d)气流输送床
(500 Ret 2 *10 )
5
分别代入式，得：
ut d 2 ( p f ) g 18 f
2 2 1/ 3
(Ret 0.4)
4 ( p f ) g ut dp f f 225
(0.4 Ret 500)
1/ 2
3.1d p ( p f ) g ut f

umf
2 d p ( p f ) g
1650 f
( Re 20)
对于大颗粒：
u
2 mf
d p ( p f ) g 24.5 f
( Re 1000 )
f
用上述各式计算时,应将所得 u mf 值代入Re d pumf f 中，检验其是否符合规定范围。如不符合，应重新 选公式计算。
C'
B'
△
lg∑
p
C
B
A'
A
uf
lg µ
图 1 低压降和高压降分布特性
固定 床
临界流态化 总压降
浓相不稳定
稀相不 稳定
定稳
B
p
C
lg∑
▽
分解流 动总压 降 最低总 压降
A
u u
1
/ 1

u
u
lg u-
/ 2
u
2
u u3
3
/
图 2 低压降分布板的流速分解示意图
恳请提出宝贵意见！
THANKS



图1-1不同流速时床层的变化
2.散式流化床和聚式流化床

（1）散式流化床: ①颗粒均匀地分布在整个流化床。 ②随着流速增加床层均匀膨胀。
③床内孔隙率均匀增加。 ④床层上界面平稳，压降稳定、波动 (2) 聚式流化床: 聚式流态化出现在流-固密度差较大的体系 。
(500 Ret 2 *10 )
5
对于非球形粒子， D 可用非对应的经验公式计算，或 者查阅相应的图表
对于上面的公式还可以考察对于大,小颗粒流化范围的影响
对细粒子，当 Re 0.4
ut u mf 9 1.6
对大颗粒， 当 Re 1000
ut u mf 8.7 2
2.流化床床反应器的工艺计算
u
ubr 0.711 gde ) (
12
在实际床层中，出现成群上升的气泡时，上升速度 一般用下式计算：
ubr u umf 0.711 gde ) (
de
为气泡的当量直径是与球形顶盖气 泡体积相等的球形直径单位为m。
12

③颗粒带出速度，也称终端速度。用“u t
”表示
对于球形颗粒等速沉降时，可得出下式：