流化床反应器的设计78228
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ubr u umf 0.711(gde )1 2
d e 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。
❖ ③颗粒带出速度，也称终端速度。用“ut ”表示
对于球形颗粒等速沉降时，可得出下式：
1
ut
4 3
dp(p f fD
)g 2
式中 D
阻力系数，是
Ret
d put f 的函数。对球形粒子：
❖ 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
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
Frmf 0.13 为聚式流化
（二）流化床反应器中的传质
流化床反应器中的传质
颗粒与流体间的传质 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。
)0.94
0.88 0.06 ff
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
u ❖ 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：
ubr 0.711(gde )1 2
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：
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
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 um 2 f
mf
dpg
研究表明：
Frmf 1.3 为散式流化
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umf
❖ 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：
❖
umf
0.00923
d
1.82 p
(
p
f
（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。
4.132TQ
DR
273 3600up
982800up
Q —气体的体积流量, m3 / h
m DR —反映器直径,
ut 8.72 umf
❖ 2.流化床床反应器的工艺计算
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：
Q
1 4
DR2u
3600
273 T
p 1.013105
4 1.013105TQ
（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
uf
D
24 Re t
(Re t 0.4)
D 10 Re1t 2
(0.4 Re t 500 )
D 0.43
(500 Re t 2 *105 )
分别代入式，得：
ut
d 2(p f 18 f
)g
ut
4
225
(p
f f
)2 g2
f
1/ 3
dp
ut
3.1d
p
(
p f
f
)g 1/ 2
(Re t 0.4)
(0.4 Re t 500 ) (500 Re t 2 *105 )
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
u t 91.6 umf
对大颗粒， 当 Re 1000
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。
表示。
对于小颗粒：
umf
d
2 p
(
pຫໍສະໝຸດ Baidu
f
)g
1650 f
(Re 20)
对于大颗粒：
um2 f
dp(p f )g 24.5 f
( Re
1000 )
用上述各式计算时,应将所得umf 值代入Re d pumf f 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。
❖实际流化床与理想流化床差异的原 因：
❖ (2) 聚式流化床: ❖ 聚式流态化出现在流-固密度差较大的体系 。
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：
d e 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。
❖ ③颗粒带出速度，也称终端速度。用“ut ”表示
对于球形颗粒等速沉降时，可得出下式：
1
ut
4 3
dp(p f fD
)g 2
式中 D
阻力系数，是
Ret
d put f 的函数。对球形粒子：
❖ 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
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
Frmf 0.13 为聚式流化
（二）流化床反应器中的传质
流化床反应器中的传质
颗粒与流体间的传质 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。
)0.94
0.88 0.06 ff
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
u ❖ 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：
ubr 0.711(gde )1 2
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：
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
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 um 2 f
mf
dpg
研究表明：
Frmf 1.3 为散式流化
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umf
❖ 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：
❖
umf
0.00923
d
1.82 p
(
p
f
（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。
4.132TQ
DR
273 3600up
982800up
Q —气体的体积流量, m3 / h
m DR —反映器直径,
ut 8.72 umf
❖ 2.流化床床反应器的工艺计算
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：
Q
1 4
DR2u
3600
273 T
p 1.013105
4 1.013105TQ
（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
uf
D
24 Re t
(Re t 0.4)
D 10 Re1t 2
(0.4 Re t 500 )
D 0.43
(500 Re t 2 *105 )
分别代入式，得：
ut
d 2(p f 18 f
)g
ut
4
225
(p
f f
)2 g2
f
1/ 3
dp
ut
3.1d
p
(
p f
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)g 1/ 2
(Re t 0.4)
(0.4 Re t 500 ) (500 Re t 2 *105 )
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
u t 91.6 umf
对大颗粒， 当 Re 1000
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。
表示。
对于小颗粒：
umf
d
2 p
(
pຫໍສະໝຸດ Baidu
f
)g
1650 f
(Re 20)
对于大颗粒：
um2 f
dp(p f )g 24.5 f
( Re
1000 )
用上述各式计算时,应将所得umf 值代入Re d pumf f 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。
❖实际流化床与理想流化床差异的原 因：
❖ (2) 聚式流化床: ❖ 聚式流态化出现在流-固密度差较大的体系 。
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：