流态化

第五章 流态化及气力输送
流态化技术的应用
物理过程：干燥、移热、气力输送、包涂、吸附
合成反应：苯酐、醋酸乙烯、丁稀氧化脱氢制丁二烯 、顺丁烯二
酸酐（马来酸酐）、乙烯氧氯化制二氯乙烷
矿石焙烧：硫铁矿焙烧、铁矿石的预还原、贫铁矿磁化焙烧、氧
化铝煅烧、石灰石煅烧
能源化工（石油、煤和生物质）：催化裂化、重油裂化、
聚式与散式流态化的判断 气-固流态化与液-固流态化并不是区分聚式与散式流态化的 唯一依据，在一定的条件下气-固床可以呈现散式流态化(密 度小的颗粒在高压气体中流化)或者液-固床呈现聚式流态化 (重金属颗粒在水中流化)行为。 根据流-固两相的性质及流化床稳定性理论，B.Bomero 和 I.N.Johanson 提出了如下的准数群判据：
3 v 3 u c CDmp CDmp Fd 4 p dp 4 p dp
D
u, c — 气相与颗粒相在管内的平均流速 mg , mp— 气相和颗粒相在控制体内的质量
若微元管段内的空隙率为，则 流体相
m g V
z
d2
4
L
颗粒相
m p 1 p 1 p
d2
4
L
L

两相模型 气相对颗粒相的曳力 Fd ：对粒径为 dp 的颗粒
临界流化条件下的弗鲁德数，D为床径
流化床床层高度及分离高度
流化数
实际操作流速与临界流化速度之比 u/umf
床层的流化状态和流化质量与流化数有很大关系
膨胀比 R 流化床的膨胀高度 L 与临界流化高度之比
R L L mf 1 mf 1
散式流化具有空隙率随流化数均匀变化的规律 聚式流化乳化相的空隙率几乎不变，床层膨胀主要由气泡相 的膨胀所引起。聚式流化床膨胀比是一个较难确定的参数。
“沉寂”速度
气体表观流速 u
水平“拴塞”
水平气力输送流型图
垂直气力输送管内流型
气力输送颗粒-流体两相流流动特性与流型图 气力输送装置的压降包括输送段压降、除尘装置压降和系统 内各管件、阀件压降。 直管输送段压降 p
p p f p a p r p i
pf —— 气体与管壁的摩擦损失
pb L mf 1 mf p g
因该状态下床层压降也符合欧根方程，将其与上式联立 并用（AdeV）代替 dea，可得
1 mf 1.75 1 mf 2 1 150 u mf u mf mf p g 2 3 3 mf Ad ev mf Ad ev
0.843lg 0.065
流化数
流化数F=u/umf：操作气速与起始流化速度
之比。 一般流化床的流化数F在10～100之间，但 对于细颗粒，由于床层中粒团的存在，流 化数可高达1000以上仍能正常操作。如催 化裂化装置的再生器 u=0.8～1.2m/s
流化床主要特性及流化类型 充分流态化的床层表现出类似于液体的性质：
Fr mf Re p mf p L mf D 100 Fr mf Re p mf p L mf D 100
散式流态化 聚式流态化
Fr mf u 2 g d p mf
1.75
p g

注意：计算 umf 的准确程度及可靠范围取决于关联式本身。 应充分估计 umf 计算值的误差。最好以实验测定为准。 颗粒几何性质及床层 mf 可用经验式估算
A
3 mf
1 14
2 A 3 mf
1 mf

1 11
临界流化速度
对于球形颗粒， Rep<2 时
L
p
u
(a)
u
(b) (c)
u
u
(d)
u
(e)
u
密度比床层平均密度 m 小的物体可以浮在床面上 床面保持水平 服从流体静力学，即高差为 L 的两截面的压差ΔP =mgL 颗粒具有与液体类似的流动性，可以从器壁的小孔喷出 联通的流化床能自行调整床层上表面使之在同一水平面上
不正常的流化现象
pa—— 颗粒加速所需的惯性压降 pr—— 使颗粒悬浮并上升的重力压降 pi—— 颗粒自身及与管壁的碰撞与摩擦压降
两相模型 把流体和颗粒看作具有相互作用的两相，在微元长度 L 内， 分别以流体相和颗粒相为控制体进行动量衡算，得到 流体相 颗粒相
du mg Fd Fw, g Ff , g Fp , g dt mp dc Fd Fw, p Ff , p Fp , p dt
聚式与散式流态化的判断 散式流态化（Particulate fluidization）： 特征：颗粒分散均匀，随着流速增加床层均匀膨胀，床内空 隙率均匀增加，床层上界面平稳，压降稳定、波动很小。
散式流态化是较理想的流化状态。一般流-固两相密度差较 小的体系呈现散式流态化特征，如液-固流化床。
聚式流态化（Aggregative fluidization）： 特征：颗粒分布不均匀，床层呈现两相结构。即颗粒浓度与 空隙率分布较均匀且接近初始流化状态的连续相(乳化相)和 以气泡形式夹带着少量颗粒穿过床层向上运动的不连续相 (气泡相)。又称鼓泡流态化。 一般出现在流-固两相密度差较大的体系，如气-固流化床。
垂直气力输送
密相区
G1
稀相输送与密相输送
压降最低曲线
G2
G3
G 4 G5
压降梯度 p/L
e e d d
e d
e
b a c b a d c b a c b a d b
e
B
c c A
稀相区
G 5 G 4 G 3 G 2 G1
G0
均相
“哽噎”速度气体表观流速 u
轻微 团聚
聚团
节涌
垂直气力输送流型图
裂解产物 反应器内的 旋风分离器 烟道器 吹出用 水蒸气
再生器
提升管 反应器
预热器
主风机
进料油
气力输送 (Pneumatic transport)
气力输送：在密闭的管道中借用气体(最常用的是空气)动 力使固体颗粒悬浮并进行输送。 输送对象：从微米量级的粉体到数毫米大小的颗粒。 优点：效率高；全密闭式的输送既可保证产品质量、又可 避免粉体对环境的污染；容易实现管网化和自动化； 可在输送过程中同步进行气固两相的物理和化学加 工(颗粒干燥、表面包裹、气固反应等)。 缺点：能耗高，设计和操作不当易使颗粒过度碰撞而磨蚀、 破碎，同时造成管道和设备的磨损。
PB Lmf (1 mf )( P ) g

u>umf时，由于颗粒床层的重量不变，即
L(1 ) A p Lmf (1 mf ) A p
因此，

L(1 )
等于定值，故 PB 不变
PB L(1 )( P ) g
在气—固系统，ρp＞＞ρ， 可忽略
颗粒被气流带出： 带出速度 u（=ut）
logp b
logu
流态化过程床层压降及床高变化曲线
流化床操作范围：临界流化速度 umf 与带出速度之间
流化床的形成及流化相图
流体通过颗粒层的三个阶段
流化床
当流体速度介于上述两者之间，成为流化床。
流化床阶段
床层受力情况为： 重力（向下）= Lmf A(1 mf ) P g （SI） 浮力（向上）= Lmf A(1 mf ) g （SI） 阻力= APB 当几种力平衡时，即开始流化，即 重力=浮力+阻力 Lmf A(1 mf ) P g = Lmf A(1 mf ) g APB 整理后得：
流态化(流化床)：颗粒在流体中悬浮或随其一起流动。 强化颗粒与流体间的传热、传质与化学反应特性。 流态化过程及流化床操作范围
膨胀床(散式)
E
u 床高
D
L mf
A
L 0
B
C
鼓泡床(聚式) 气 泡 相
初始流态化： 临界流化速度 umf 临界空隙率mf
乳 化 相
B
C
D E
p b
u
A
F
u mf u t
umf 0.00059
2 d p ( p )g

对于非球形颗粒，当Rep＜5时
umf 0.00923
d 1.82 [ ( p )]0.94 p
0.88 0.6
带出速度ut
球形颗粒（当Rep＜2时）
ut d ( p )g
2 p
18
对非球形颗粒，可对球形颗粒的ut加以修正 修正系数
垂直气力输送管内流型
气力输送颗粒-流体两相流流动特性与流型图 水平气力输送 输送中重力的作用方向与流动方向垂直， 使颗粒保持悬浮的不再是曳力、而是水平流动的气流对颗粒 产生的升力，因此管内流型（主要是密相）也有所不同。
最低压降曲线
均匀稀相 颗粒堆积
压降梯度 p/L
5 4 2 3 1
“沉寂”速度 “沙丘”流
S
起伏 正常值
log p B
大高径比床层
log u
log p b
pb W A
大直径床层
log u
腾涌(Slugging)：颗粒层被气泡分成几段并像活塞一样被推 动上升，在顶部破裂后颗粒回落。腾涌时床层高度起伏很大， 器壁被颗粒磨损加剧，引起设备震动，损伤床内构件。 沟流：大量气体经过局部截面通过床层，其余部分仍为固定 床而未流化(“死床”)。
L(1 ) P gA W PB A A
临界流化速度
umf是流化床的特性，是固定床变为流化床的一个转折点。 可由实验测定的Δpb～ u 曲线得到较准确的值。
初始流化时，床层内颗粒群（注意不是单颗粒）所受的 曳力、浮力与重力相平衡，即流体通过床层的阻力 Δpb 等 于单位床层面积上颗粒所受的重力与浮力之差
气力输送 (Pneumatic transport)
气源
风机
料仓
颗粒进离 膨胀段 密相 稀相 高磨损区
稳定输送段 气固分离装置
气力输送颗粒-流体两相流流动特性与流型图
颗粒-流体两相的流体动力学特征常表现为流型转变
影响参数：气体流速 敏感参数：输送管内的压降 系统动力消耗评价指标 用来表征流型
费托合成、煤（生物质）燃烧或气化
核化工、生物化工、环境化工等
•
干燥
移 热
能 源 （ 石 油 、 煤 炭 和 生 物 质 ） 加 工
裂解产物 反应器内的 旋风分离器
流 化 催 化 裂 化 过 程 FCC
烟道器 吹出用 水蒸气
再生器
提升管 反应器
预热器
主风机
进料油
煤（和生物质）的燃烧
固体颗粒流态化 (Fluidization)
流化床床层高度及分离高度 分离高度 H 或 TDH（Transport Disengaging Height）： 流化床膨胀高度以上颗粒可以依靠重力沉降回落的高度。超 过这一高度后颗粒将被带出。TDH 的确定对流化床气体出口 位置的设计具有重要意义。
床高
TDH
L 气体中颗粒的浓度
TDH D 0.346 p g 0.393 0.535 5.385[( ) ( ) Rep 0.443] 104 dp dp g
广义流态化体系 对高流化数(数百)下的操作，可在床顶设置旋风分离器将随 气流带出的颗粒(ut < u)回收并返回床内。 广义流态化体系：包括密相层、稀相段和颗粒输送段。
例：流态化催化裂化装置：
原料油高温气化后与催化剂颗粒 在提升管内形成高速并流向上的 稀相输送，2～3秒即可完成原料 油的催化裂解反应。催化剂经旋 风离器分离后由下行管进入再生 器，被从底部送入的空气流化再 生，停留时间约为7～12分钟。
2
临界流化速度 当 deV 较小，umf 对应的 Rep<2 时，左侧第二项可忽略。则
u mf
Ad ev 3 mf p g 150 1 mf
2
当 deV 较大， umf 对应的 Rep＞1000 时，左侧第一项可忽略，
u mf
Ad ev 3 mf
腾通与沟流都会使气—固两相接触不充分、不均匀、流化质 量不高，使传热、传质和化学反应效率下降。
改善聚式流化质量的措施 气体分布板：高阻分布板 (>10%Δpb，且>0.35mmH2O) 可使 气体初始分布均匀，以抑制气泡的生成和沟流的发生。
气体 气体 气体
多孔板
风帽
管式
内部构件：阻止气泡合并或破碎大气泡。 宽分布粒度：宽分布粒度的细颗粒可提高床层的均化程度。 床层振动： 气流脉动：