第七章 流化床反应器
7.1 流化床中的两相运动
7.2 流化床中的传热和传质
7.3 流化床反应器的模拟和放大
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7.1 流化床中的两相运动图 7.1-1 流态化的各种状态节涌床
L
f
L
f
L
0
L
mf
流体 流体 流体 流体 流体 流体固定床起始流化膨胀床散式鼓泡床聚式气力输送
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一、概述流态化 就是固体粒子像流体一样进行流动的现象当流体向上流过颗粒床层时，如流速较低，则流体从粒间空隙通过时粒子不动，这就是固定床；
如流速渐增，则粒子间空隙率将开始增加，床层体积逐渐增大，而当流速达到某一限值，床层刚刚能被流体托动时，床内粒子就开始流化起来了，这时的流体空床线速称为起始流化速度 (umf )。
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对于液 — 固系统，流体与粒子的密度相差不大，故 umf一般很小，流速进一步提高时，床层膨胀均匀且波动很小,粒子在床内的分布也比较均匀,故称作散式流化床,但对气 — 固系统而言，
只有细粒 ( A类颗粒 ) 床，才有明显的膨胀，待气速达到起始鼓泡速度 umf 后才出现气泡,而对较粗颗粒系统 ( B类颗粒 )，则一旦气速超过 umf 后，
就出现气泡，这些通称鼓泡床。气速愈高，气泡的聚并及造成的扰动亦愈剧烈,使床层波动频繁，因此这种形态的流化床称聚式流化床。
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在流化床中，床面以下的部分称密相床，床面以上的部分因也有一些粒子被抛掷和夹带上去，
故称稀相床。密相床中形如水沸，故又称沸腾床。
如床径很小、而床高与床径比较大时，气泡在上升过程中可能聚并增大甚至达到占据整个床层截面的地步，将固体粒子一节节地往上柱塞式地推动，直到某一位置而崩落为止，这种情况叫做节涌。但在大床中，这种节涌现象通常是不会发生的。
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随着气速的加大，流化床中的湍动程度也跟着加剧，压力脉动的幅值减小，此时的情况叫湍流床，当气速超过了粒子的带出速度 ut时，粒子就会被气流带走。
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流化床突出的优点
(1)传热效能高，而且床内温度易于维持均匀一
(2)可方便地往来输送固体粒子
(3)可以使用细粒子催化剂，消除内扩散阻力，充分发挥催化剂的效能
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流化床缺点
(2) 粒子运动基本上是全混式，影响产品质量的均一性，且转化率不高 ;
(4) 粒子的磨损和带出造成催化剂的损失。
(3) 粒子的全混造成气体的部分返混,影响反应速度和造成副反应的增加。
(1) 气流状况不均，气 — 固两相接触不够有效；
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因此，是否选用流态化，确定怎样的操作条件，都应当是在考虑了上述这些优缺点、并结合反应的动力学特性加以斟酌后才能正确决定的。
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二、颗粒的流态化性能颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。图 7.1-2是根据密度和粒径来划分的颗粒分类图。其中 A,B类颗粒适于流化，尤其 A类
(细 )颗粒因充气性好，床层中生成的气泡小，而特别适合于催化过程。 C类颗粒过细，粒间有粘附性，气体易呈沟流通过，故并不适用，而 D类则又过大，只在喷动床中才能较好地流化。
为了流化质量好，颗粒尺寸还应有适当的分布。在催化过程中需注意保证细筛分 (如 < 44m)占有一定的比例。必要时设法补加。
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图 7.1-2 颗粒分类图
( ρ P - ρ ),(g/ ㎝
3
)
10
1.0
0.5
0.2
20 200 1000 2000
粒径 d
P
μ m
D
B
A
C
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三、特征流速
1.起始流化速度 (umf )：是指刚刚能够使粒子流化起来的气体空床流速。
Δ P
500
300
200
100
50
1 2 u
mf
10 50 1 0 0
空床流速 u
0
㎝ /s
固定床 流化床夹带开始
Δ P= W / A
t
斜率 =1
图 7.1-3 均匀砂粒的压降与气速的关系
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图 7.1-3是床层压降随着空床流速 u0的增加而改变的情况。在流速较低时为固定床状态，在双对数纸上 △ P与 u0约成正比。由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动开来，所以需要比静床压力
(W／ At) 稍大一点的 △ P，一旦粒子已经松动，压降又恢复到 (W／ At)之值。流速进一步增加，则压降基本不变，故流化床的压降可如下计算：
(7.1-1)
( 1 ) ( )m f m f P
t
WP L g
A
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对已经流化起来了的床层,如将气速减小，
则 △ P将循着图中的实线返回，不再出现极值，而且固定床的压降也比原先的要小，这是因为粒子逐渐静止下来时，大体保持着流化时的空隙率所致。从图中实线的拐弯点就可定出起始 (或称最小 )
流化速率 umf。
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如将固定床压降公式与上式等同起来，并做适当的简化，可以导出起始流化速率：
对于小粒子：
(7.1-2)
对于大粒子；
(7.1-3)
2 ()
R e 2 01650PPm f Pdug
2
2 () R e 1 0 0 0
2 4,5
PP
m f P
dug
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计算时，应将所得 umf值代入 ReP=dPumfρ/μ，检验是否符合规定的范围。
对 B类颗粒，起始流化速率 umf与起始鼓泡速率 umb相等，但对于 A类颗粒，则后者较大，并与其粒度分布有关。
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2.带出速度 ut
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，则粒子就会被气流所带走。这一速度称带出速度。
对于球形粒子，作力的平衡有：
(7.1-4)
式中 CD称曳力系数，可用经验式计算或查表求得。
2
32 1( ) ( )
6 2 4
P
P P D t
dd C u
g
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球形粒子带出速度：
(7.1-5)
(7.1-6)
(7.1-7)
2 ()
R e 0,418PPtPdgu
1 / 322()4
0,4 Re 5 0 0225 PtP gu
1 / 23,1 ( )
5 0 0 R e 2 0 0 0 0 0PPtPdgu
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ut／ umf 的范围大致在 10～ 90之间，粒子愈细，
比值也愈大，即表示从能够流化起来到被带走为止的这一范围就愈广，这也说明为什么流化床中用细的粒子是比较适宜的。
操作气速 u0 根据具体情况选定。一般流化数 F0
在 1.5～ 10 ( F0=u0／ umf )。但也有高到几十甚至几百的。通常所用的气速常在 0.15～ 0.5m/s左右。对于热效应不大,反应速度慢,催化剂粒度细，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。
四、气泡及其行为
1.气泡的结构
据研究，
不受干扰的单个上升气泡的顶是呈球形的，尾部略为内凹 (图
7.1-6)，在尾部区域，由于压力比近傍稍低，
颗粒被卷了进来，
形成局部涡流，
这一区域称为尾涡。
乳化相气泡云尾涡粒子 气体气泡图 7.1-4气泡及其周围的流线情况
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在气泡上升的途中，不断有一部分颗粒离开这一区域，另一部分颗粒又补充进来，这样就把床层下部的颗粒夹带上去而促进了全床颗粒的循环与混合。图 7.1-4中还绘出了气泡周围颗粒和气体的流线。研究表明，在气泡小，气泡上升速度低于乳相中气速时，乳相中的气流可穿过气泡上流，但当气泡大到其上升速度超过乳相气速时，
就有部分气体穿过气泡形成环流，在泡外形成一层所谓的气泡云。云层及尾涡都在气泡之外，且都伴随着气泡上升，其中所含粒子浓度也与乳相中几乎都是相同的，二者浑然一体，故可总称之谓气泡晕。
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2.气泡的速度和大小根据实测，流化床中单个气泡的平均上升速度 ubr可取
(7.1-8)
在实际床层中，气泡成群上升，气泡群的上升速度 ub一般用下式计算：
(7.1-9)
1 / 20,7 1 1 ( )b r bu g d?
1 / 20 0,7 1 1 ( )b m f bu u u g d
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气泡上升时不断增大,但气泡的长大并不是无限的，如床径足够地大，不致形成节涌，
则当气泡长大到一定程度后就将失去其稳定性而破裂。对于最大稳定气泡直径目前还没有可靠的计算式。
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3.气泡云与尾涡在 ubr＞ uf (乳相中的真实气速 )时，气泡内外由于气体环流而形成的气泡云变得明显起来，其相对厚度可按下式作近似估算：
二维床 (7.1-10)
三维床 (7.1-11)
RC及 Rb分别为气泡云及气泡的半径。
2
br fC
b br f
uuR
R u u
3
br fC
b br f
uuR
R u u
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这里所谓的三维床就是一般的圆柱形床，而二维床则为截面狭长的扁形床，气泡能充满两壁，
因壁面可专门由透明材料制成，所以便于观察气泡的动态，不过由于壁效应对气泡的行为有严重影响，故不论在形状上、聚并和上升的速度上都与实际的三维床情况不同，结果反容易使人造成错觉，因此它的实际应用还有困难。
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在气泡中，气体的穿流量 q可用下式表示：
二维床 (7.1-12)
三维床 (7.1-13)
可见在同样大小的截面上，三维床中气泡内的气体穿流量为乳相中的三倍。
作为初步的估计，尾涡的体积 Vw可按气泡体积 Vb的 1／ 3计算
Vw/Vb≈1/3 (7.1-14)
44m f b f m f bq u R u R
2233m f b f m f bq u R u R
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气泡云与气泡的体积比 αC ＝ VC／ Vb，可根据
(7.1-11)式算出。因此整个气泡晕与气体积比 α便为
(7.1-15)
( ) /C W b c WV V V
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全部气泡所占床层的体积分率，可根据流化床高 Lf来计算或根据超出起始流化所需的部分均形成气泡，而总的气流量又等于气泡及乳相中气流量之和的这一假定而写出
(7.1-16)
故可知
(7.1-17)
0 ( 1 )b b m f b bu u u
00
( 1 )
f m f m f m f
b
f b m f b
L L u u u u
L u u u
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4.气泡、气泡晕中的粒子含量在气泡中，粒子的含量是很小的，如定义：
(7.1-18)
则 之值约在 0.001～ 0.01左右，通常忽略不计。
在气泡晕中存在着大量粒子，其所含粒子与气泡体积之比为：
(7.1-19)
全部气泡的总体积全部气泡中粒子的体积?
b?
b?
( 1 ) CWC m f
b
VV
V
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因一般考虑气泡晕中的情况相当于临界流化状态，
故将 (7.1-8)及 (7.1-11)式的关系引入，最后可导得：
(7.1-20)
其余的粒子全在乳化相中，故乳化相中粒子体积与气泡体积之比可由下式求出：
(7.1-21)
1 / 2
3( 1 )
0,7 1 1 ( )
m f m f W
C m f
b m f m f b
u V
g d u V
1 ( 1 ) ( 1 )f m f b
e b c
bb
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五、分布板与内构件图 7.1-5 分布器的若干形式
( a) 单层筛板 (b) 凹形筛板 (c) 多层筛板 (d) 夹层填料
(e ) 管式分布器
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1,分布板分布板设计的好坏对流化床操作有很大影响。
工业使用的型式大致如图 7.1-5所示。
(a)及 (b)是单层的筛板设计。凹形筛板可抵消气体易从床中心处偏流的倾向、强度也较高，能承受热膨胀，故在大直径床中常采用，筛板虽有可能漏料和在板上出现死区，但如颗粒流动性能好，
筛孔气速足够高，而且压降适当，是最简单适用的。
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图 (c)是由保持适当间隙的多层筛板所组成的分布板结构，下层板孔大而数少，起控制压降的作用，
愈往上的各层，孔数愈多而愈小，便于气体均布。
图 (d)是有夹层填料的分布板，填料还能起到使原料气充分混合的作用。
图 (e)是由管栅组成的分布器，如近代乙烯氧氯化法及丙烯氨氧化法等大装置中都采用。依靠管上严格制作的限流小孔来控制医降，以保证整个大床截面上的进气均匀。同时因空气与原料气可分路进入，
一旦混合就已进入到了流化床中，因此避免了爆炸的可能性。
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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。近分布板的区域，
气流从孔内射出速度很高，气 — 固接触剧烈，传热、传质速率高，因此转化快。一般认为其影响范围大致在 250mm的高度左右。
为了保证流化均匀而稳定，分布板需有足够的压降，一般选取分布板压降 ΔPd为床层压降 ΔPb的
10～ 20％，必要时还更高一些，最小也不应小于
35cm水柱。通常分布板开孔率取约 1％，以保证一定的压降。
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2.内部构件为了传热或控制气 — 固间的接触，常在床内设置内部构件。如垂直管、平管，多孔板、水平挡网和斜片百叶窗挡板等。其中以垂直管最为常用。它往往同时具有传热，控制气泡聚并甚至减少颗粒带出的作用。水平构件对颗粒和气体的上下流动起一定的阻滞作用，从而导致床内产生明显的温度梯度和浓度梯度。复杂形式的内部构件造成的影响也复杂，在放大时会造成困难，工业上以易于放大为宜。
六、乳化相的动态
一般认为除部分气体以起始流化速度流经粒于之间的空隙外，多余的气体都以气泡状态通过床层，因此人们常把气泡与称作气泡相、把气泡以外的密相床部分称作乳化相。
壁 壁中心图 7.1-6 床内颗粒运动示意
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由于上升气泡的尾涡中夹带着颗粒，它们在途中又不断与周围的颗粒进行着交换，所以在气泡流动剧烈的地区，大量颗粒被夹带上升，而在其余的地区则下降，形成如图 7.1-6所示的循环。
这种循环相当剧烈，所以即使在直径几米的大床中，也不过几分钟就混匀了。所以自由床中颗粒可认为是全混的。
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乳相中气流的状况则比较复杂。在流速较小时，乳相中的气体以相当于起始流化状态的速度往上流动，但由于向下回流的颗粒上的吸附和颗粒间的裹夹，就使部分气体从上往下传递，因此乳相中可存在着上流及回流两类区域，它的位置也是随机变动着的，但在定常态下，整个床截面上平均的上流和回流气量大致恒定。当操作气速增大时，回流部分的量相应增大，而在 u0／ umf＞
6～ 11时 (具体数值视气泡晕的情况而异 )，乳相中的回流气量将超过上流气量，按净流量算，就成往下流的了。
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根据上述，可知流化床内可能存在着四类区域。即气泡区、泡晕区、上流区及回流区。操作条件不同，各区范围的大小也不同，甚至某些区可以忽略。例如流速小时，回流区可以忽略，气速很大时，则上流区可以忽略。
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还有人发现床内存在有二种环流，在床层上部有一比较大而稳定的环流，而在近分布板处则有一较小的不稳定环流。前者使乳相从中央上升，靠器壁返回，
而大气泡也正是与上升流一样走法的。至于近分布板处的环流，则是不稳定的，在三维空间中变动，在近壁处是无规律的。这种乳相的环流也反映了乳相中气体的上下流动的一定规律性。
尽管在实用的流化床中，大部分气体是以气泡的形式通过的，乳相中的气量相对地要小得多，但是它的返混对于化学反应的影响并不总是可以忽略的。
七、颗粒的带出和扬析
当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，这种现象称为扬析。 扬析速度可用下式表示：
(7.1-22)
式中 w为粒径为 dp的粒子的重量,W为床层粒子的总重量,Ks称为扬析常数，它与气体流速的关系大致为：
(7.1-23)
1
S
t
d w wK
A d t W
0nSKu?
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当气泡在密相床层中接踵上升到达上层表面而爆破时,将大量固体颗粒抛掷进稀相空间。
如果床内粒径不一，夹带上去的颗粒也大小不一。 气泡愈大,气速愈高,夹带量也愈多。因此实际的夹带量比单纯的扬析时要多。随着气流的上升，粒子将按粗细的顺序陆续地沉析下来。随着距离愈来愈高，颗粒的含量也就愈来愈小。图 7.1-7即为粒子浓度随高度位置而变化的情况示意。
18:32 图 7.1-7 分离高度示意
H
L
f
L
mf
颗粒密度
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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那些颗粒才会被带上去。故在此以上的区域颗粒的含量就近于恒定，这一高度便称作分离高度，
旋风分离器的第一级入口理应安置在这一位置上。
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7.2 流化床中的传热和传质一、床层与外壁间的给热流化床的优点之一是传热效率高、床层温度均一。在一般情况下，自由流化床是等温的。粒子与流体之间的温差，除特殊情况外，可以忽略不计，所以重要的是床层与内壁间的传热以及床层与浸没于床中的换热器表面间的传热。
流化床与外壁的给热系数 hw比空管及固定床中都高，一般在 400～ 1600J／ m2·h·K 。
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各种参数对给热系数 h 的影响
① 颗粒的导热系数及床高对 h影响很小；
② 颗粒的比热增大,h也增大；
③ 粒径增大,h降低。
④ 流体的导热系数 λ对 h的影响很大,h∝ ；
⑤ 床层直径的影响较难判定；床内管子的管径细时 h
大，因为它上面的颗粒群更易于更替下来；由于上下排列着的水平管对粒子与中间管子的接触起了一定的阻碍作用，因此水平管的给热系数比垂直管的约低 5～ 15％。
n?
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三、颗粒与流体间的传质及气泡与乳相间的传质不论是作为反应器的流化床或只进行传质过程的流化床，颗粒与流体间的传质系数 kG是一个重要的参数。根据传质速度的大小，可以判断过程的控制步骤。文献中对这一类传质系数有过很多报道。
在流化床反应器中，气泡与乳相间的气体交换作用非常重要，因为反应实际上是在乳相中催化剂表面上进行的。相间传质速率与表面反应速率的快慢情况如何，对于选择合理的床型和操作参数都直接有关。
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从气泡经气泡晕到乳化相的传递是一个串联过程,
气泡在经历 dl的距离内的交换速率 (以组分／ A表示 )为式中 (Kbe)b是总括交换系数,(Kbc)b及 (Kce)b则分别为气泡与气泡晕及气泡晕与乳相间的交换系数，含义是在单位时间内以单位气泡体积为基准所交换的气体体积。
三者间的关系如下：
1 ( ) ( )
( ) ( ) ( ) ( )
A b A b
b b e b A b A e
b
b c b A b A c c e b A c A e
d n d Cu K C C
V d t d l
K C C K C C
1 1 1
( ) ( ) ( )b e b b c b c e bK K K
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应当指出，文献上有不同的相间交换系数及其关联式，这主要是根据不同的物理模型和不同的数据处理方法而得出的。目前在这方面还没有一个统一的处理，因此在引用时需加注意。
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7.3 流化床反应器的模拟和放大在前面各节中，我们介绍了流化床中各种基本物理现象的规律性，它们都是流化床设计的基础。然而作为化学反应器来讲，最重要的是确定反应的转化率和选择性。因此需要有合适的数学模型，并了解在开发和放大中的一些问题。
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一、数学模型流化床中反应器数学模型可归纳成下列几类：
两相模型,① 气相 —— 乳相
② 上流相 (气 +固 )—— 下流相 (气 +固 )
③ 气泡相 —— 乳相三相模型,① 气泡相 —— 上流相 (气 +固 )—— 下流相 (气 +固 )
② 气泡相 —— 气泡云 —— 乳相
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四区模型,气泡区 —— 泡晕区 —— 乳相上流区
—— 乳相下流区对于气、乳两相的流动模式则一般认为气相为平推流，而对乳相则有种种不同的处理 (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 )。
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也可根据模型考虑的深度分成三种级别,
第 Ⅰ 级模型,各参数均作为恒值，不随床高而变，
也与气泡状况无关。
第 Ⅱ 级模型,各参数均为恒值，不随床高而变，
但与气泡大小有关。用当量气泡直径 (亦为恒值 )
作为模型的可调参数。
第 Ⅲ 级模型,各参数均与气泡大小有关，而气泡大小则沿床高而变。一般都是等温的鼓泡床模型，
对于更复杂的情况目前能处理的还不多。
下面举两个有一定代表性的 Ⅱ 级模型为例
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1.气泡两相模型模型基本假设：
① 以 u0的气速进入床层的气体中，一部分在乳相中以起始流化速度 umf通过，而其余部分 (u0－ umf)
则全部以气泡的形式通过。
② 床层从流化前的高度 Lmf增高到流化时的 Lf,完全是由于气泡的体积所造成。
③ 气泡相为向上的平推式流动，其中无催化剂粒子，故不起反应。气泡大小均一。
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④ 反应完全在乳相中进行。乳相流况可假设为全混流或平推流。
⑤ 气泡与乳相间的交换量 Q(体积／时间 )为穿流量 q与扩散量之和：
(7.3-1)
式中 kg为气泡与乳相间的传质系数,S为气泡的表面积。
gQ q k S
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模型建立设单位床层体积中的气泡个数为 N b，每个气泡的体积为 Vb，其上升速度为 ub 。
由假设 ① 可知,(7.3-2)
由假设 ② 则有,(7.3-3)
从上二式中消去 Nb·V b，并应用 (7.1-9)式的关系，
则气泡直径为：
(7.3-4)
b b b b m fN V u u u
( 1 )f b b m fL N V L
2
01
0,71 1
m f m f
b
f m f
L u u
d
g L L
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情况一、乳相全混对床层高度为 l 处的单个气泡作物料衡算：
(7.3-5)
利用边界条件 l ＝ 0,Cb = Ci 则上式积分的结果为
(7.3-6)
( ) ( ) AAg e b b b bd C d Cq k S C C V u Vd t d l
/() bbQ l u Vb e i eC C C C e
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按单位床层截面对乳化相作物料平衡：
① 反应组分从气泡到乳相之量为
② 从乳相到气泡相之量为
③ 从乳相底部进入之量为
④ 从乳相顶部出去之量为
⑤ 在乳相中的反应量为式中 kc是以床层乳相的体积作基准来定义的。
0
fL
bbN Q C d l?
b f eN Q L C
mf iu QC
mf eu QC
(1 )c f e b bk L C N V?
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乳化相物料平衡 ① ＋ ③ ＝ ② ＋ ④ ＋ ⑤ 即
(7.3-7)
床层出气的总衡算为
(7.3-8)
/( ) ( )
( 1 )
f b bQ L u V
b b b i e m f i e
c f e b b
N V u C C e u C C
k L C N V
0 0 0 0 0( ) ( ) ( )m f b m f eu C u u C u C
18:32
由 (7.3-5)～ (7.3-8)式和 (7.3-2)及 (7-3.3)式最后求得反应的未转化率为：
(7.3-9)
式中：
2( 1 )
( 1 )
X
Xb
X
i
C ZeZe
C k Ze
0
1 mf
u
Z
u
0
c m f rkL k P Wk
uF
18:32
(7.3-10)
P为总压力,W为催化剂重量,F为物料的摩尔流量,kr是以式为定义的反应速率常数。
1 / 2 1 / 4
1 / 2
6,3 4
1,3 ( / )
()
f m f
m f b
b b b b
Q L L
X u D g d
u V d g d
18:32
情况二、乳相为平推流反应的未转化率为：
(7.3-16)
本法实际上只用了一个参数 db，计算相当简便。但 db
只能当作 — 个可调参数。另外，这些方程式十分敏感，数值上稍有出入，结果就会有很大的差异。
21 21
12
1 2 0 0
1 11ffm L m Lf m f f m fb
i
m L u m L uC m e m e
C m m X u X u
推导过程 符号意义
18:32
2.鼓泡床模型图 7-3-2就是本模型的示意，它相当于 u0 /umf＞ 6～ 11
时，乳相中气体全部下流的情况，工业上的实际操作大多属于这种情况。
出气 C
b
L
f
L
mf
进气 C
i
图 7-3-2 鼓泡床流况示意
18:32
由于气速较大，因此本模型假定床顶出气组成完全可用气泡中的组成代表，而不必计及乳相中的情况，这样只需计算气泡中的气体组成便可算出反应的转化率。
18:32
对定常态一级不可逆反应,转化率
(7.3-21)
(7.3-22)
本模型也只用一个代表气泡直径为主要参数。 db值是一个供拟合的可调参数。
1e fKx
() 1
11
1()
()
f r b f r
fb
rbb
rb c b c
c e b e
L K L k
K
kuu
kK
K
推导过程 符号意义
18:32
二、流化床反应器的开发与放大流化床的开发与放大成功的经验有三点：
1.催化剂性能,2.操作条件,3.床层结构。
首先，催化剂必须具有良好的活性、选择性和稳定性。活性太低不好，活性太高使热量难于携出也是不希望的，工业上实用的催化剂对稳定性和强度的要求更为重要，而活性往往并不要求太高。
18:32
催化剂的粒度和粒度分布对维持良好的流化质量十分重要，细粒床 (平均 dP=50～ 100μm)比粗粒床 (平均 dp约 200μm或以上 )具有显著优越的流化性能而特别适用于工业放大。适宜的粒度分布大致是； 50～ 70μm的需占约 50％，小于 44μm的占
25～ 35％，大于 88μm的占 5～ 20％。
18:32
在放大时，操作条件往往不得不有所改变,
譬如由于气、固接触效率的下降而需要适当加高床层来增加接触时间，但高径比大了，易导致节涌,一般大床的高径比在 3以下。 有时放大后要适当增高温度，才能达到与小装置相同的某些指标，这是与返混加剧及接触效率的降低有关的。
18:32
在床层结构上有分布板及内部构件两方面的问题。分布板应能使气体均匀分散和床层流化均匀。用垂直管束作为内部构件的特点是兼具有传热和控制气泡大小的作用，它不影响床内的自由混合，便于迅速实现放大。各种横向挡板由于对气固的流动有种种限制，改变床内的浓度和温度分布，从而影响其反应结果。
7.1 流化床中的两相运动
7.2 流化床中的传热和传质
7.3 流化床反应器的模拟和放大
18:32
7.1 流化床中的两相运动图 7.1-1 流态化的各种状态节涌床
L
f
L
f
L
0
L
mf
流体 流体 流体 流体 流体 流体固定床起始流化膨胀床散式鼓泡床聚式气力输送
18:32
一、概述流态化 就是固体粒子像流体一样进行流动的现象当流体向上流过颗粒床层时，如流速较低，则流体从粒间空隙通过时粒子不动，这就是固定床；
如流速渐增，则粒子间空隙率将开始增加，床层体积逐渐增大，而当流速达到某一限值，床层刚刚能被流体托动时，床内粒子就开始流化起来了，这时的流体空床线速称为起始流化速度 (umf )。
18:32
对于液 — 固系统，流体与粒子的密度相差不大，故 umf一般很小，流速进一步提高时，床层膨胀均匀且波动很小,粒子在床内的分布也比较均匀,故称作散式流化床,但对气 — 固系统而言，
只有细粒 ( A类颗粒 ) 床，才有明显的膨胀，待气速达到起始鼓泡速度 umf 后才出现气泡,而对较粗颗粒系统 ( B类颗粒 )，则一旦气速超过 umf 后，
就出现气泡，这些通称鼓泡床。气速愈高，气泡的聚并及造成的扰动亦愈剧烈,使床层波动频繁，因此这种形态的流化床称聚式流化床。
18:32
在流化床中，床面以下的部分称密相床，床面以上的部分因也有一些粒子被抛掷和夹带上去，
故称稀相床。密相床中形如水沸，故又称沸腾床。
如床径很小、而床高与床径比较大时，气泡在上升过程中可能聚并增大甚至达到占据整个床层截面的地步，将固体粒子一节节地往上柱塞式地推动，直到某一位置而崩落为止，这种情况叫做节涌。但在大床中，这种节涌现象通常是不会发生的。
18:32
随着气速的加大，流化床中的湍动程度也跟着加剧，压力脉动的幅值减小，此时的情况叫湍流床，当气速超过了粒子的带出速度 ut时，粒子就会被气流带走。
18:32
流化床突出的优点
(1)传热效能高，而且床内温度易于维持均匀一
(2)可方便地往来输送固体粒子
(3)可以使用细粒子催化剂，消除内扩散阻力，充分发挥催化剂的效能
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流化床缺点
(2) 粒子运动基本上是全混式，影响产品质量的均一性，且转化率不高 ;
(4) 粒子的磨损和带出造成催化剂的损失。
(3) 粒子的全混造成气体的部分返混,影响反应速度和造成副反应的增加。
(1) 气流状况不均，气 — 固两相接触不够有效；
18:32
因此，是否选用流态化，确定怎样的操作条件，都应当是在考虑了上述这些优缺点、并结合反应的动力学特性加以斟酌后才能正确决定的。
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二、颗粒的流态化性能颗粒的形状，尺寸和密度对其流态化的性能影响极大。图 7.1-2是根据密度和粒径来划分的颗粒分类图。其中 A,B类颗粒适于流化，尤其 A类
(细 )颗粒因充气性好，床层中生成的气泡小，而特别适合于催化过程。 C类颗粒过细，粒间有粘附性，气体易呈沟流通过，故并不适用，而 D类则又过大，只在喷动床中才能较好地流化。
为了流化质量好，颗粒尺寸还应有适当的分布。在催化过程中需注意保证细筛分 (如 < 44m)占有一定的比例。必要时设法补加。
18:32
图 7.1-2 颗粒分类图
( ρ P - ρ ),(g/ ㎝
3
)
10
1.0
0.5
0.2
20 200 1000 2000
粒径 d
P
μ m
D
B
A
C
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三、特征流速
1.起始流化速度 (umf )：是指刚刚能够使粒子流化起来的气体空床流速。
Δ P
500
300
200
100
50
1 2 u
mf
10 50 1 0 0
空床流速 u
0
㎝ /s
固定床 流化床夹带开始
Δ P= W / A
t
斜率 =1
图 7.1-3 均匀砂粒的压降与气速的关系
18:32
图 7.1-3是床层压降随着空床流速 u0的增加而改变的情况。在流速较低时为固定床状态，在双对数纸上 △ P与 u0约成正比。由于床层中原来挤紧着的粒子先要被松动开来，所以需要比静床压力
(W／ At) 稍大一点的 △ P，一旦粒子已经松动，压降又恢复到 (W／ At)之值。流速进一步增加，则压降基本不变，故流化床的压降可如下计算：
(7.1-1)
( 1 ) ( )m f m f P
t
WP L g
A
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对已经流化起来了的床层,如将气速减小，
则 △ P将循着图中的实线返回，不再出现极值，而且固定床的压降也比原先的要小，这是因为粒子逐渐静止下来时，大体保持着流化时的空隙率所致。从图中实线的拐弯点就可定出起始 (或称最小 )
流化速率 umf。
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如将固定床压降公式与上式等同起来，并做适当的简化，可以导出起始流化速率：
对于小粒子：
(7.1-2)
对于大粒子；
(7.1-3)
2 ()
R e 2 01650PPm f Pdug
2
2 () R e 1 0 0 0
2 4,5
PP
m f P
dug
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计算时，应将所得 umf值代入 ReP=dPumfρ/μ，检验是否符合规定的范围。
对 B类颗粒，起始流化速率 umf与起始鼓泡速率 umb相等，但对于 A类颗粒，则后者较大，并与其粒度分布有关。
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2.带出速度 ut
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，则粒子就会被气流所带走。这一速度称带出速度。
对于球形粒子，作力的平衡有：
(7.1-4)
式中 CD称曳力系数，可用经验式计算或查表求得。
2
32 1( ) ( )
6 2 4
P
P P D t
dd C u
g
18:32
球形粒子带出速度：
(7.1-5)
(7.1-6)
(7.1-7)
2 ()
R e 0,418PPtPdgu
1 / 322()4
0,4 Re 5 0 0225 PtP gu
1 / 23,1 ( )
5 0 0 R e 2 0 0 0 0 0PPtPdgu
18:32
ut／ umf 的范围大致在 10～ 90之间，粒子愈细，
比值也愈大，即表示从能够流化起来到被带走为止的这一范围就愈广，这也说明为什么流化床中用细的粒子是比较适宜的。
操作气速 u0 根据具体情况选定。一般流化数 F0
在 1.5～ 10 ( F0=u0／ umf )。但也有高到几十甚至几百的。通常所用的气速常在 0.15～ 0.5m/s左右。对于热效应不大,反应速度慢,催化剂粒度细，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。
四、气泡及其行为
1.气泡的结构
据研究，
不受干扰的单个上升气泡的顶是呈球形的，尾部略为内凹 (图
7.1-6)，在尾部区域，由于压力比近傍稍低，
颗粒被卷了进来，
形成局部涡流，
这一区域称为尾涡。
乳化相气泡云尾涡粒子 气体气泡图 7.1-4气泡及其周围的流线情况
18:32
在气泡上升的途中，不断有一部分颗粒离开这一区域，另一部分颗粒又补充进来，这样就把床层下部的颗粒夹带上去而促进了全床颗粒的循环与混合。图 7.1-4中还绘出了气泡周围颗粒和气体的流线。研究表明，在气泡小，气泡上升速度低于乳相中气速时，乳相中的气流可穿过气泡上流，但当气泡大到其上升速度超过乳相气速时，
就有部分气体穿过气泡形成环流，在泡外形成一层所谓的气泡云。云层及尾涡都在气泡之外，且都伴随着气泡上升，其中所含粒子浓度也与乳相中几乎都是相同的，二者浑然一体，故可总称之谓气泡晕。
18:32
2.气泡的速度和大小根据实测，流化床中单个气泡的平均上升速度 ubr可取
(7.1-8)
在实际床层中，气泡成群上升，气泡群的上升速度 ub一般用下式计算：
(7.1-9)
1 / 20,7 1 1 ( )b r bu g d?
1 / 20 0,7 1 1 ( )b m f bu u u g d
18:32
气泡上升时不断增大,但气泡的长大并不是无限的，如床径足够地大，不致形成节涌，
则当气泡长大到一定程度后就将失去其稳定性而破裂。对于最大稳定气泡直径目前还没有可靠的计算式。
18:32
3.气泡云与尾涡在 ubr＞ uf (乳相中的真实气速 )时，气泡内外由于气体环流而形成的气泡云变得明显起来，其相对厚度可按下式作近似估算：
二维床 (7.1-10)
三维床 (7.1-11)
RC及 Rb分别为气泡云及气泡的半径。
2
br fC
b br f
uuR
R u u
3
br fC
b br f
uuR
R u u
18:32
这里所谓的三维床就是一般的圆柱形床，而二维床则为截面狭长的扁形床，气泡能充满两壁，
因壁面可专门由透明材料制成，所以便于观察气泡的动态，不过由于壁效应对气泡的行为有严重影响，故不论在形状上、聚并和上升的速度上都与实际的三维床情况不同，结果反容易使人造成错觉，因此它的实际应用还有困难。
18:32
在气泡中，气体的穿流量 q可用下式表示：
二维床 (7.1-12)
三维床 (7.1-13)
可见在同样大小的截面上，三维床中气泡内的气体穿流量为乳相中的三倍。
作为初步的估计，尾涡的体积 Vw可按气泡体积 Vb的 1／ 3计算
Vw/Vb≈1/3 (7.1-14)
44m f b f m f bq u R u R
2233m f b f m f bq u R u R
18:32
气泡云与气泡的体积比 αC ＝ VC／ Vb，可根据
(7.1-11)式算出。因此整个气泡晕与气体积比 α便为
(7.1-15)
( ) /C W b c WV V V
18:32
全部气泡所占床层的体积分率，可根据流化床高 Lf来计算或根据超出起始流化所需的部分均形成气泡，而总的气流量又等于气泡及乳相中气流量之和的这一假定而写出
(7.1-16)
故可知
(7.1-17)
0 ( 1 )b b m f b bu u u
00
( 1 )
f m f m f m f
b
f b m f b
L L u u u u
L u u u
18:32
4.气泡、气泡晕中的粒子含量在气泡中，粒子的含量是很小的，如定义：
(7.1-18)
则 之值约在 0.001～ 0.01左右，通常忽略不计。
在气泡晕中存在着大量粒子，其所含粒子与气泡体积之比为：
(7.1-19)
全部气泡的总体积全部气泡中粒子的体积?
b?
b?
( 1 ) CWC m f
b
VV
V
18:32
因一般考虑气泡晕中的情况相当于临界流化状态，
故将 (7.1-8)及 (7.1-11)式的关系引入，最后可导得：
(7.1-20)
其余的粒子全在乳化相中，故乳化相中粒子体积与气泡体积之比可由下式求出：
(7.1-21)
1 / 2
3( 1 )
0,7 1 1 ( )
m f m f W
C m f
b m f m f b
u V
g d u V
1 ( 1 ) ( 1 )f m f b
e b c
bb
18:32
五、分布板与内构件图 7.1-5 分布器的若干形式
( a) 单层筛板 (b) 凹形筛板 (c) 多层筛板 (d) 夹层填料
(e ) 管式分布器
18:32
1,分布板分布板设计的好坏对流化床操作有很大影响。
工业使用的型式大致如图 7.1-5所示。
(a)及 (b)是单层的筛板设计。凹形筛板可抵消气体易从床中心处偏流的倾向、强度也较高，能承受热膨胀，故在大直径床中常采用，筛板虽有可能漏料和在板上出现死区，但如颗粒流动性能好，
筛孔气速足够高，而且压降适当，是最简单适用的。
18:32
图 (c)是由保持适当间隙的多层筛板所组成的分布板结构，下层板孔大而数少，起控制压降的作用，
愈往上的各层，孔数愈多而愈小，便于气体均布。
图 (d)是有夹层填料的分布板，填料还能起到使原料气充分混合的作用。
图 (e)是由管栅组成的分布器，如近代乙烯氧氯化法及丙烯氨氧化法等大装置中都采用。依靠管上严格制作的限流小孔来控制医降，以保证整个大床截面上的进气均匀。同时因空气与原料气可分路进入，
一旦混合就已进入到了流化床中，因此避免了爆炸的可能性。
18:32
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。近分布板的区域，
气流从孔内射出速度很高，气 — 固接触剧烈，传热、传质速率高，因此转化快。一般认为其影响范围大致在 250mm的高度左右。
为了保证流化均匀而稳定，分布板需有足够的压降，一般选取分布板压降 ΔPd为床层压降 ΔPb的
10～ 20％，必要时还更高一些，最小也不应小于
35cm水柱。通常分布板开孔率取约 1％，以保证一定的压降。
18:32
2.内部构件为了传热或控制气 — 固间的接触，常在床内设置内部构件。如垂直管、平管，多孔板、水平挡网和斜片百叶窗挡板等。其中以垂直管最为常用。它往往同时具有传热，控制气泡聚并甚至减少颗粒带出的作用。水平构件对颗粒和气体的上下流动起一定的阻滞作用，从而导致床内产生明显的温度梯度和浓度梯度。复杂形式的内部构件造成的影响也复杂，在放大时会造成困难，工业上以易于放大为宜。
六、乳化相的动态
一般认为除部分气体以起始流化速度流经粒于之间的空隙外，多余的气体都以气泡状态通过床层，因此人们常把气泡与称作气泡相、把气泡以外的密相床部分称作乳化相。
壁 壁中心图 7.1-6 床内颗粒运动示意
18:32
由于上升气泡的尾涡中夹带着颗粒，它们在途中又不断与周围的颗粒进行着交换，所以在气泡流动剧烈的地区，大量颗粒被夹带上升，而在其余的地区则下降，形成如图 7.1-6所示的循环。
这种循环相当剧烈，所以即使在直径几米的大床中，也不过几分钟就混匀了。所以自由床中颗粒可认为是全混的。
18:32
乳相中气流的状况则比较复杂。在流速较小时，乳相中的气体以相当于起始流化状态的速度往上流动，但由于向下回流的颗粒上的吸附和颗粒间的裹夹，就使部分气体从上往下传递，因此乳相中可存在着上流及回流两类区域，它的位置也是随机变动着的，但在定常态下，整个床截面上平均的上流和回流气量大致恒定。当操作气速增大时，回流部分的量相应增大，而在 u0／ umf＞
6～ 11时 (具体数值视气泡晕的情况而异 )，乳相中的回流气量将超过上流气量，按净流量算，就成往下流的了。
18:32
根据上述，可知流化床内可能存在着四类区域。即气泡区、泡晕区、上流区及回流区。操作条件不同，各区范围的大小也不同，甚至某些区可以忽略。例如流速小时，回流区可以忽略，气速很大时，则上流区可以忽略。
18:32
还有人发现床内存在有二种环流，在床层上部有一比较大而稳定的环流，而在近分布板处则有一较小的不稳定环流。前者使乳相从中央上升，靠器壁返回，
而大气泡也正是与上升流一样走法的。至于近分布板处的环流，则是不稳定的，在三维空间中变动，在近壁处是无规律的。这种乳相的环流也反映了乳相中气体的上下流动的一定规律性。
尽管在实用的流化床中，大部分气体是以气泡的形式通过的，乳相中的气量相对地要小得多，但是它的返混对于化学反应的影响并不总是可以忽略的。
七、颗粒的带出和扬析
当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，这种现象称为扬析。 扬析速度可用下式表示：
(7.1-22)
式中 w为粒径为 dp的粒子的重量,W为床层粒子的总重量,Ks称为扬析常数，它与气体流速的关系大致为：
(7.1-23)
1
S
t
d w wK
A d t W
0nSKu?
18:32
当气泡在密相床层中接踵上升到达上层表面而爆破时,将大量固体颗粒抛掷进稀相空间。
如果床内粒径不一，夹带上去的颗粒也大小不一。 气泡愈大,气速愈高,夹带量也愈多。因此实际的夹带量比单纯的扬析时要多。随着气流的上升，粒子将按粗细的顺序陆续地沉析下来。随着距离愈来愈高，颗粒的含量也就愈来愈小。图 7.1-7即为粒子浓度随高度位置而变化的情况示意。
18:32 图 7.1-7 分离高度示意
H
L
f
L
mf
颗粒密度
18:32
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那些颗粒才会被带上去。故在此以上的区域颗粒的含量就近于恒定，这一高度便称作分离高度，
旋风分离器的第一级入口理应安置在这一位置上。
18:32
7.2 流化床中的传热和传质一、床层与外壁间的给热流化床的优点之一是传热效率高、床层温度均一。在一般情况下，自由流化床是等温的。粒子与流体之间的温差，除特殊情况外，可以忽略不计，所以重要的是床层与内壁间的传热以及床层与浸没于床中的换热器表面间的传热。
流化床与外壁的给热系数 hw比空管及固定床中都高，一般在 400～ 1600J／ m2·h·K 。
18:32
各种参数对给热系数 h 的影响
① 颗粒的导热系数及床高对 h影响很小；
② 颗粒的比热增大,h也增大；
③ 粒径增大,h降低。
④ 流体的导热系数 λ对 h的影响很大,h∝ ；
⑤ 床层直径的影响较难判定；床内管子的管径细时 h
大，因为它上面的颗粒群更易于更替下来；由于上下排列着的水平管对粒子与中间管子的接触起了一定的阻碍作用，因此水平管的给热系数比垂直管的约低 5～ 15％。
n?
18:32
三、颗粒与流体间的传质及气泡与乳相间的传质不论是作为反应器的流化床或只进行传质过程的流化床，颗粒与流体间的传质系数 kG是一个重要的参数。根据传质速度的大小，可以判断过程的控制步骤。文献中对这一类传质系数有过很多报道。
在流化床反应器中，气泡与乳相间的气体交换作用非常重要，因为反应实际上是在乳相中催化剂表面上进行的。相间传质速率与表面反应速率的快慢情况如何，对于选择合理的床型和操作参数都直接有关。
18:32
从气泡经气泡晕到乳化相的传递是一个串联过程,
气泡在经历 dl的距离内的交换速率 (以组分／ A表示 )为式中 (Kbe)b是总括交换系数,(Kbc)b及 (Kce)b则分别为气泡与气泡晕及气泡晕与乳相间的交换系数，含义是在单位时间内以单位气泡体积为基准所交换的气体体积。
三者间的关系如下：
1 ( ) ( )
( ) ( ) ( ) ( )
A b A b
b b e b A b A e
b
b c b A b A c c e b A c A e
d n d Cu K C C
V d t d l
K C C K C C
1 1 1
( ) ( ) ( )b e b b c b c e bK K K
18:32
应当指出，文献上有不同的相间交换系数及其关联式，这主要是根据不同的物理模型和不同的数据处理方法而得出的。目前在这方面还没有一个统一的处理，因此在引用时需加注意。
18:32
7.3 流化床反应器的模拟和放大在前面各节中，我们介绍了流化床中各种基本物理现象的规律性，它们都是流化床设计的基础。然而作为化学反应器来讲，最重要的是确定反应的转化率和选择性。因此需要有合适的数学模型，并了解在开发和放大中的一些问题。
18:32
一、数学模型流化床中反应器数学模型可归纳成下列几类：
两相模型,① 气相 —— 乳相
② 上流相 (气 +固 )—— 下流相 (气 +固 )
③ 气泡相 —— 乳相三相模型,① 气泡相 —— 上流相 (气 +固 )—— 下流相 (气 +固 )
② 气泡相 —— 气泡云 —— 乳相
18:32
四区模型,气泡区 —— 泡晕区 —— 乳相上流区
—— 乳相下流区对于气、乳两相的流动模式则一般认为气相为平推流，而对乳相则有种种不同的处理 (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 )。
18:32
也可根据模型考虑的深度分成三种级别,
第 Ⅰ 级模型,各参数均作为恒值，不随床高而变，
也与气泡状况无关。
第 Ⅱ 级模型,各参数均为恒值，不随床高而变，
但与气泡大小有关。用当量气泡直径 (亦为恒值 )
作为模型的可调参数。
第 Ⅲ 级模型,各参数均与气泡大小有关，而气泡大小则沿床高而变。一般都是等温的鼓泡床模型，
对于更复杂的情况目前能处理的还不多。
下面举两个有一定代表性的 Ⅱ 级模型为例
18:32
1.气泡两相模型模型基本假设：
① 以 u0的气速进入床层的气体中，一部分在乳相中以起始流化速度 umf通过，而其余部分 (u0－ umf)
则全部以气泡的形式通过。
② 床层从流化前的高度 Lmf增高到流化时的 Lf,完全是由于气泡的体积所造成。
③ 气泡相为向上的平推式流动，其中无催化剂粒子，故不起反应。气泡大小均一。
18:32
④ 反应完全在乳相中进行。乳相流况可假设为全混流或平推流。
⑤ 气泡与乳相间的交换量 Q(体积／时间 )为穿流量 q与扩散量之和：
(7.3-1)
式中 kg为气泡与乳相间的传质系数,S为气泡的表面积。
gQ q k S
18:32
模型建立设单位床层体积中的气泡个数为 N b，每个气泡的体积为 Vb，其上升速度为 ub 。
由假设 ① 可知,(7.3-2)
由假设 ② 则有,(7.3-3)
从上二式中消去 Nb·V b，并应用 (7.1-9)式的关系，
则气泡直径为：
(7.3-4)
b b b b m fN V u u u
( 1 )f b b m fL N V L
2
01
0,71 1
m f m f
b
f m f
L u u
d
g L L
18:32
情况一、乳相全混对床层高度为 l 处的单个气泡作物料衡算：
(7.3-5)
利用边界条件 l ＝ 0,Cb = Ci 则上式积分的结果为
(7.3-6)
( ) ( ) AAg e b b b bd C d Cq k S C C V u Vd t d l
/() bbQ l u Vb e i eC C C C e
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按单位床层截面对乳化相作物料平衡：
① 反应组分从气泡到乳相之量为
② 从乳相到气泡相之量为
③ 从乳相底部进入之量为
④ 从乳相顶部出去之量为
⑤ 在乳相中的反应量为式中 kc是以床层乳相的体积作基准来定义的。
0
fL
bbN Q C d l?
b f eN Q L C
mf iu QC
mf eu QC
(1 )c f e b bk L C N V?
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乳化相物料平衡 ① ＋ ③ ＝ ② ＋ ④ ＋ ⑤ 即
(7.3-7)
床层出气的总衡算为
(7.3-8)
/( ) ( )
( 1 )
f b bQ L u V
b b b i e m f i e
c f e b b
N V u C C e u C C
k L C N V
0 0 0 0 0( ) ( ) ( )m f b m f eu C u u C u C
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由 (7.3-5)～ (7.3-8)式和 (7.3-2)及 (7-3.3)式最后求得反应的未转化率为：
(7.3-9)
式中：
2( 1 )
( 1 )
X
Xb
X
i
C ZeZe
C k Ze
0
1 mf
u
Z
u
0
c m f rkL k P Wk
uF
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(7.3-10)
P为总压力,W为催化剂重量,F为物料的摩尔流量,kr是以式为定义的反应速率常数。
1 / 2 1 / 4
1 / 2
6,3 4
1,3 ( / )
()
f m f
m f b
b b b b
Q L L
X u D g d
u V d g d
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情况二、乳相为平推流反应的未转化率为：
(7.3-16)
本法实际上只用了一个参数 db，计算相当简便。但 db
只能当作 — 个可调参数。另外，这些方程式十分敏感，数值上稍有出入，结果就会有很大的差异。
21 21
12
1 2 0 0
1 11ffm L m Lf m f f m fb
i
m L u m L uC m e m e
C m m X u X u
推导过程 符号意义
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2.鼓泡床模型图 7-3-2就是本模型的示意，它相当于 u0 /umf＞ 6～ 11
时，乳相中气体全部下流的情况，工业上的实际操作大多属于这种情况。
出气 C
b
L
f
L
mf
进气 C
i
图 7-3-2 鼓泡床流况示意
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由于气速较大，因此本模型假定床顶出气组成完全可用气泡中的组成代表，而不必计及乳相中的情况，这样只需计算气泡中的气体组成便可算出反应的转化率。
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对定常态一级不可逆反应,转化率
(7.3-21)
(7.3-22)
本模型也只用一个代表气泡直径为主要参数。 db值是一个供拟合的可调参数。
1e fKx
() 1
11
1()
()
f r b f r
fb
rbb
rb c b c
c e b e
L K L k
K
kuu
kK
K
推导过程 符号意义
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二、流化床反应器的开发与放大流化床的开发与放大成功的经验有三点：
1.催化剂性能,2.操作条件,3.床层结构。
首先，催化剂必须具有良好的活性、选择性和稳定性。活性太低不好，活性太高使热量难于携出也是不希望的，工业上实用的催化剂对稳定性和强度的要求更为重要，而活性往往并不要求太高。
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催化剂的粒度和粒度分布对维持良好的流化质量十分重要，细粒床 (平均 dP=50～ 100μm)比粗粒床 (平均 dp约 200μm或以上 )具有显著优越的流化性能而特别适用于工业放大。适宜的粒度分布大致是； 50～ 70μm的需占约 50％，小于 44μm的占
25～ 35％，大于 88μm的占 5～ 20％。
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在放大时，操作条件往往不得不有所改变,
譬如由于气、固接触效率的下降而需要适当加高床层来增加接触时间，但高径比大了，易导致节涌,一般大床的高径比在 3以下。 有时放大后要适当增高温度，才能达到与小装置相同的某些指标，这是与返混加剧及接触效率的降低有关的。
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在床层结构上有分布板及内部构件两方面的问题。分布板应能使气体均匀分散和床层流化均匀。用垂直管束作为内部构件的特点是兼具有传热和控制气泡大小的作用，它不影响床内的自由混合，便于迅速实现放大。各种横向挡板由于对气固的流动有种种限制，改变床内的浓度和温度分布，从而影响其反应结果。
