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：
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；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
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
– 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
– 起始流化速度计算公式
对小粒子，左侧第一项可忽略
对大粒子，左侧第二项可忽略
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t
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2
3
32
2
3
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32
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du
1 0 0 0Re,75.1 32 pmfppsmf gdu
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
– 可以查表或查图得到。
– 可以近似地取：
由此，前面的三个方程式可写为
对小粒子
对大粒子
上述各式中，计算结果需用 来检验。
111,141 323
mfs
mf
mfs
21
2
3
2 ])(0408.07.33[
gdud ppmfp
20Re,1650 )(
2
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1 0 0 0Re,5.24 )(2 pppmf gdu
mfp
p
ud?Re
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
式中,CD称为曳力系数。
– 对球形粒子：
2
2
3 )
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p
D
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p
D
C
C
C
带出速度
– 对球形粒子
– 而对非球形粒子：
– 上述各式中，计算结果需用 来检验。
2 0 0 0 0 0Re5 0 0,]
)(1.3
[
5 0 0Re4.0,]
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24
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D
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表教材中
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操作气速
– 一般而言，流化床的操作气速范围为：
– 对细粒子
– 对大粒子
– 可见，
– 一般，取流化数
可取
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6.91,4.0Re
mf
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72.8,1 0 0 0Re
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90~10?
mf
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u
u
10~5.10?
mfu
u
smu /5.0~15.00?
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
– 另外，床径、分布板对 ub也有影响。
21)(7 1 1.0 bbr dgu
210 )(7 1 1.0 bmfb dguuu
气泡云与尾涡
– 气泡云相对厚度
二维床
三维床
– 式中,Rc,Rb分别为气泡云和气泡的半径。
– 尾涡体积
– 全部气泡占床层的体积分率
mf
mffbr uuu
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b
c
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R
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L
LL
00
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气泡中的粒子含量
– （粒子体积与气泡体积之比）：
– 气泡中
可忽略不计
– 气泡晕中
– 乳相中：
粒子体积与气泡体积之比 re满足：
01.0~001.0 全部气泡的总体积全部气泡中粒子体积br
]
)(711.0
3
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2
1
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b
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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。这一区域称为分布板影响区。
一般认为，其影响范围大致在 250mm的高度左右。
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
– 为此，通常分布板开孔率取,~1%；
设计过程
Oc m HPPP d
b
d 235%,20~10 且
'8172240Re
d
pt
t C
ud 小孔阻力系数图教材
21' )2(? ddor PCu
开孔率单位面积上的开孔数）
:
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4
0
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u
u
N
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u
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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
全混式
流化床中四类区域
– 气泡区、泡晕区、上流区、回流区七、颗粒的带出和扬析
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
扬析常数
W
wK
dt
dw
A et
1
7~4,0 nuK ne
扬析常数
– 实验关联式
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。
2.16.0
2
0
)(01.0)(0 0 1 5.0)()( gtpgtp
t
ppe udud
uu
dgdK
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
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；
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
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：
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；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
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
– 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
– 起始流化速度计算公式
对小粒子，左侧第一项可忽略
对大粒子，左侧第二项可忽略
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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
– 可以查表或查图得到。
– 可以近似地取：
由此，前面的三个方程式可写为
对小粒子
对大粒子
上述各式中，计算结果需用 来检验。
111,141 323
mfs
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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
式中,CD称为曳力系数。
– 对球形粒子：
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带出速度
– 对球形粒子
– 而对非球形粒子：
– 上述各式中，计算结果需用 来检验。
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表教材中
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操作气速
– 一般而言，流化床的操作气速范围为：
– 对细粒子
– 对大粒子
– 可见，
– 一般，取流化数
可取
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10~5.10?
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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
– 另外，床径、分布板对 ub也有影响。
21)(7 1 1.0 bbr dgu
210 )(7 1 1.0 bmfb dguuu
气泡云与尾涡
– 气泡云相对厚度
二维床
三维床
– 式中,Rc,Rb分别为气泡云和气泡的半径。
– 尾涡体积
– 全部气泡占床层的体积分率
mf
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气泡中的粒子含量
– （粒子体积与气泡体积之比）：
– 气泡中
可忽略不计
– 气泡晕中
– 乳相中：
粒子体积与气泡体积之比 re满足：
01.0~001.0 全部气泡的总体积全部气泡中粒子体积br
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)(711.0
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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。这一区域称为分布板影响区。
一般认为，其影响范围大致在 250mm的高度左右。
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
– 为此，通常分布板开孔率取,~1%；
设计过程
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b
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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
全混式
流化床中四类区域
– 气泡区、泡晕区、上流区、回流区七、颗粒的带出和扬析
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
扬析常数
W
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A et
1
7~4,0 nuK ne
扬析常数
– 实验关联式
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。
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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
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；
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
