《高等化学反应工程》课程授课教案（讲义）流化床反应工程

第八章流化床反应工程第一节固体流态化的基本特征及工业应用固体流态化：固体散料悬浮于运动的流体，颗粒之间脱离接触而具有类似于流体性能的过程。流态化现象一、聚式流态化固体流态化3散式流态化（气-液-固三相流态化理想流态化的特点：1、固体颗粒之间的距离随着流体流速增加而均匀地增加，颗粒均匀地悬浮在流体中，所有的流体都流经同样厚度的颗粒床层。2、全床中的传质、传热和固体的停留时间都均匀，对化学反应和物理操作都干分有利。3、理想流态化的流化质量是最高的。4、在实际的流化床中，会出现颗粒及流体在床层中的非均匀分布，越不均匀，流化质量越差。颗粒的分类：颗粒的密度及粒度对流化特性有显著影响。对于气-固流态化，根据不同的颗粒密度和粒度，颗粒可以分为A、B、C、D共4类。A类颗粒称为细颗粒，一般粒度较小（30-100um）并且颗粒密度较小( Pp<1400kg/m2)。A类颗粒形成鼓泡床后，密相中空隙率明显大于临界流化空隙率；密相中气、固返混较严重，气泡相与密相之间气体交换速度较高：随着颗粒粒度分布变宽或平均粒度降低气泡尺寸随之减小。催化裂化催化剂是典型的A类颗粒。B类颗粒称为粗颗粒，一般粒度较大（100～600um）并且颗粒密度较大（Pp=1400~4000kg/m）

第八章 流化床反应工程 第一节 固体流态化的基本特征及工业应用 固体流态化：固体散料悬浮于运动的流体，颗粒之间脱离接触而具有类似于 流体性能的过程。 一、 流态化现象 理想流态化的特点： 1、固体颗粒之间的距离随着流体流速增加而均匀地增加，颗粒均匀地悬浮在流 体中，所有的流体都流经同样厚度的颗粒床层。 2、全床中的传质、传热和固体的停留时间都均匀，对化学反应和物理操作都十 分有利。 3、理想流态化的流化质量是最高的。 4、在实际的流化床中，会出现颗粒及流体在床层中的非均匀分布，越不均匀， 流化质量越差。 颗粒的分类： 颗粒的密度及粒度对流化特性有显著影响。对于气-固流态化，根据不同的 颗粒密度和粒度，颗粒可以分为 A、B、C、D 共 4 类。 A 类颗粒称为细颗粒，一般粒度较小（30-100 ）并且颗粒密度较小 ( )。 A 类颗粒形成鼓泡床后，密相中空隙率明显大于临界流化空隙率；密相中气、 固返混较严重，气泡相与密相之间气体交换速度较高；随着颗粒粒度分布变宽或 平均粒度降低气泡尺寸随之减小。 催化裂化催化剂是典型的 A 类颗粒。 B 类颗粒称为粗颗粒，一般粒度较大（100～600 ）并且颗粒密度较大 （ ）。 3 p  1400kg / m m m 3 1400 ~ 4000 / p  = kg m

其起始鼓泡速度umb与umf临界流化速度相等：密相的空隙率基本等于临界流化空隙率；密相中气、固返混较小，气泡相与密相之间气体交换速度较低气泡尺寸几乎与颗粒粒度分布宽窄和平均粒度大小无关。砂粒是典型的B类颗粒。C类颗粒属粘性颗粒或超细颗粒，一般平均粒度在20m以下，由于颗粒小，颗粒间易团聚，极易产生沟流。D类颗粒属于过粗颗粒，流化时易产生大气泡和节涌，操作难以稳定，适用于喷动床操作，玉米、小麦颗粒属这类颗粒。液体作流化介质时，液体与颗粒间的密度差较小气体作介质时，对于较小和较轻的A类颗√散式流态化粒，当表观气速u刚超过临界流化速度的一段操作范围内处于散式流态化的液一固流化床为均匀的理想流态化状态。较大和较重的颗粒，表观气速u超过临界流化或起始流化速度u气体作介质时，形成聚式流态化的条件较小和较轻的A类颗粒，提高表观气速至生成气泡（起始鼓泡速度une决定散式或聚式流态化的主要因素是固体与流体之间的密度差，其次是颗粒尺寸。聚式流化床中存在明显的两相气体中夹带少量颗粒的气泡相或稀相；颗粒与颗粒间气体所组成的颗粒相或密相，又称乳相。在低气速流化床中，乳相为连续相而气泡相为非连续相。二、流化床反应器的流型、流型转变及基本特征随着表观气速从零开始逐步提高，固体颗粒床层由固定床开始发生一系列的流型转变，如下图所示

其起始鼓泡速度 umb 与 umf 临界流化速度相等；密相的空隙率基本等于临界 流化空隙率；密相中气、固返混较小，气泡相与密相之间气体交换速度较低； 气泡尺寸几乎与颗粒粒度分布宽窄和平均粒度大小无关。 砂粒是典型的 B 类颗粒。 C 类颗粒属粘性颗粒或超细颗粒，一般平均粒度在 20 以下，由于颗粒 小，颗粒间易团聚，极易产生沟流。 D 类颗粒属于过粗颗粒，流化时易产生大气泡和节涌，操作难以稳定，适用 于喷动床操作，玉米、小麦颗粒属这类颗粒。 聚式流化床中存在明显的两相： 气体中夹带少量颗粒的气泡相或稀相；颗粒与颗粒间气体所组成的颗粒相或 密相，又称乳相。在低气速流化床中，乳相为连续相而气泡相为非连续相。 二、 流化床反应器的流型、流型转变及基本特征 随着表观气速从零开始逐步提高，固体颗粒床层由固定床开始发生一系列的 流型转变，如下图所示。 m

,e增加-1S快速气力瑞动床固定床散式床鼓泡床节涌床输送流化床聚式流态化1.低气速气-固流化床中的流型（1）散式流态化条件：0umf一定范围内时，床层压降不再变化。（2）聚式流态化形成条件：当ug进一步提高到起始鼓泡速度umb时，床层从底部出现鼓泡，压降波动明显增加。对于粒径及密度均较大的B类颗粒，umf即umb，产生的气泡数量不断增加，并且气泡在上升过程中相互聚并，尺寸不断长大，直至达到床层表面并开始破裂，颗粒的混合及床层压降波动非常剧烈。鼓泡流态化的特点：气泡上升的同时又有颗粒在密相中向下流动以补充向上流动的气泡中带走颗粒所造成的空缺。由于气泡在床层径向截面上不均匀分布，诱发了床内密相的局部以致整体的循环流动，气体的返混加剧

1. 低气速气-固流化床中的流型 （1） 散式流态化 条件：0umf 一定范围内时，床层压降不再变化。 （2） 聚式流态化 形成条件： 当 ug进一步提高到起始鼓泡速度 umb 时，床层从底部出现鼓泡，压降波动明 显增加。 对于粒径及密度均较大的 B 类颗粒，umf 即 umb，产生的气泡数量不断增加， 并且气泡在上升过程中相互聚并，尺寸不断长大，直至达到床层表面并开始破裂， 颗粒的混合及床层压降波动非常剧烈。 鼓泡流态化的特点： 气泡上升的同时又有颗粒在密相中向下流动以补充向上流动的气泡中带走 颗粒所造成的空缺。 由于气泡在床层径向截面上不均匀分布，诱发了床内密相的局部以致整体的 循环流动，气体的返混加剧

气泡上升到床层表面时的破裂将部分颗粒弹出床面。在密相床上面形成一个含有少量颗粒的自由空域。自由空域内的颗粒，一部分在在重力作用下返回密相床，而另一部分较细小的颗粒就被气流带走，只有通过旋风分离器的作用才能被捕集下来，经过料腿而返回密相床内。（3）节涌流化床当表观气速大到一定程度时，气泡直径长大到接近床层直径而产生气栓，气栓像活塞一样向上升，而气栓上面颗粒层中的颗粒纷纷下落，气栓达到床层表面时即破裂。床层压降出现剧烈但有规则的脉动。这种现象称为节涌流态化。特点：节涌使颗粒夹带加剧，气、固接触效率和操作稳定性降低。在工业规模的大床中，节涌现象一般不致于产生5（4）瑞动流化床随着表观气速进一步提高，鼓泡床中气泡的破裂逐渐超过气泡的聚并，导致床内的气泡尺寸变小，进入端动流态化。这种小气泡通常称为气穴，气穴与密相或乳相间的边界变得较为模糊，此时称为瑞动流态化，此时的表观气速称为起始瑞动流化速度Uc。瑞动流态化与鼓泡流态化有许多显著的不同：瑞动流态化中的气穴在不断的破裂和聚并过程中以无规律的形式上升，增加了床层的膨胀。气、固相间交换系数和传热、传质效率比鼓泡床高。压力波动幅度小于鼓泡流化床，操作较平稳。气速的提高导致床层上部的稀相自由空域中有大量颗粒存在，使床界面比鼓泡床模糊得多。动流化床内固体返混程度大于鼓泡流化床，而气体返混则小于鼓泡流化床。工业流化催化反应器已从二十世纪五、六十年代的鼓泡床为主过渡到以端动流化床为主，利用流流化床气、固接触良好，传热、传质效率高和气体短路极少的优点。鼓泡床和动床都属于低气速的密相流化床。2.高气速气-固流态化中的流型在瑞动流态化下继续提高气速，床层表面变得更加模糊，颗粒夹带速率随之增加，颗粒不断地被气流夹带离开密相床层。此时的流化状态称为快速流态化

气泡上升到床层表面时的破裂将部分颗粒弹出床面。在密相床上面形成一个 含有少量颗粒的自由空域。 自由空域内的颗粒，一部分在在重力作用下返回密相床，而另一部分较细小 的颗粒就被气流带走，只有通过旋风分离器的作用才能被捕集下来，经过料腿而 返回密相床内。 （3） 节涌流化床 当表观气速大到一定程度时，气泡直径长大到接近床层直径而产生气栓，气 栓像活塞一样向上升，而气栓上面颗粒层中的颗粒纷纷下落，气栓达到床层表面 时即破裂。床层压降出现剧烈但有规则的脉动。这种现象称为节涌流态化。 特点：节涌使颗粒夹带加剧，气、固接触效率和操作稳定性降低。在工业规 模的大床中，节涌现象一般不致于产生。 （4） 湍动流化床 随着表观气速进一步提高，鼓泡床中气泡的破裂逐渐超过气泡的聚并，导致 床内的气泡尺寸变小，进入湍动流态化。这种小气泡通常称为气穴，气穴与密相 或乳相间的边界变得较为模糊，此时称为湍动流态化，此时的表观气速称为起始 湍动流化速度 UC。 湍动流态化与鼓泡流态化有许多显著的不同： 湍动流态化中的气穴在不断的破裂和聚并过程中以无规律的形式上升，增加 了床层的膨胀。气、固相间交换系数和传热、传质效率比鼓泡床高。压力波动幅 度小于鼓泡流化床，操作较平稳。气速的提高导致床层上部的稀相自由空域中有 大量颗粒存在，使床界面比鼓泡床模糊得多。湍动流化床内固体返混程度大于鼓 泡流化床，而气体返混则小于鼓泡流化床。 工业流化催化反应器已从二十世纪五、六十年代的鼓泡床为主过渡到以湍动 流化床为主，利用湍流流化床气、固接触良好，传热、传质效率高和气体短路极 少的优点。 鼓泡床和湍动床都属于低气速的密相流化床。 2. 高气速气-固流态化中的流型 在湍动流态化下继续提高气速，床层表面变得更加模糊，颗粒夹带速率随之 增加，颗粒不断地被气流夹带离开密相床层。此时的流化状态称为快速流态化

相应的流化床称为循环流化床（简称CFB）。当气速增大到向快速流态化转变的速度时，颗粒夹带明显提高，在没有颗粒补充的情况下，床层颗粒将很快被吹空。颗粒及气体排出气体排出气体排出气体排出其絮状物+4州旋风分离器石厂松动气流动松动气一松动气控制阀+↑+奉气体人口气体入口气体入口气体入口(a)(b)(c)(d)常见的几种气-固并流上行循环流化床系统上图中，在气-固并流上行快速流化床中，提升管主要用作反应器，而伴床可用作调节颗粒流率的贮存设备、热交换器或催化剂再生器（图a,b)，或单纯作为颗粒循环系统的立管（图c,d)。从伴床底部充入少量气体，作为松动气，以保持颗粒在伴床中的流动性。目前工业用循环流化床主要可分为气-固催化反应器及气-固反应器两类。典型例子有流化催化裂化（简称FCC）反应器和循环流化床燃烧反应器（简称CFBC)，特征见下表

相应的流化床称为循环流化床（简称 CFB）。 当气速增大到向快速流态化转变的速度时，颗粒夹带明显提高，在没有颗粒 补充的情况下，床层颗粒将很快被吹空。 常见的几种气-固并流上行循环流化床系统 上图中，在气-固并流上行快速流化床中，提升管主要用作反应器，而伴床 可用作调节颗粒流率的贮存设备、热交换器或催化剂再生器（图 a,b)，或单纯作 为颗粒循环系统的立管(图 c,d)。从伴床底部充入少量气体，作为松动气，以保 持颗粒在伴床中的流动性。 目前工业用循环流化床主要可分为气-固催化反应器及气-固反应器两类。典 型例子有流化催化裂化（简称 FCC）反应器和循环流化床燃烧反应器（简称 CFBC），特征见下表

FCCCFBC操作条件p颗粒特征pp=1100~1700kg/m3p=1800~2600kg/m3dp=40~80μmdp=100~300μm5~96~28提升管表观气速，m/s提升管颗粒循环速，400~120010~100kg/(m2s)提升管表观颗粒浓度，50~16010~40kg/m3高径比>20<5~104~80.7~15提升管直径，m高低固体贮量平滑非平滑出口结构当床层从低气速流态化的鼓泡床、瑞动床转变为高气速的流态化后，气体从分散的气泡逐渐过渡到连续的气流；所有的颗粒从被当作连续相的床层逐渐转变为分散在气流连续相中的颗粒聚集体或颗粒族，成为分散相。气、固两相分别从分散相及连续相相互转变的流速范围称为转向流化区，开始进入这一区域的流速称为转相流化速度uTF。在转相后的快速流化区，由于气、固间剧烈变动，传质及传热效率增高，适合于许多快速的强放热及强吸热反应，如石油加工中的催化裂化反应。循环流化床中颗粒浓度沿床层轴向呈上稀下浓的连续分布。颗粒浓度沿床层径向为中心稀，边壁浓，颗粒流速在中心区主要向上，边壁区主要向下，呈现明显的内循环流动，或称为环-核模型，导致一定程度的颗粒返混。气体返混则大为减小，少量气体可能被器壁附近的下行颗粒夹带而返混。传统的重质油流化催化反应器采用循环流化床。工艺过程：原料油气化后与经烧焦再生恢复活性的裂化催化剂，经上行提升管反应器，结焦后的催化剂经下行再生器（即伴床）烧焦再生，形成循环流化床。近年来，将气-固并流上行提升管反应器改为气-固并流下行床反应器，原来

操作条件 FCC CFBC 颗粒特征 ρ p=1100~1700kg/m3 dp=40~80μm ρ p=1800~2600kg/m3 dp=100~300μm 提升管表观气速，m/s 6~28 5~9 提 升 管 颗 粒 循 环 速 ， kg/(m2s) 400~1200 10~100 提升管表观颗粒浓度， kg/m3 50~160 10~40 高径比 >20 <5~10 提升管直径，m 0.7~15 4~8 固体贮量 高 低 出口结构 平滑 非平滑 当床层从低气速流态化的鼓泡床、湍动床转变为高气速的流态化后，气体从 分散的气泡逐渐过渡到连续的气流；所有的颗粒从被当作连续相的床层逐渐转变 为分散在气流连续相中的颗粒聚集体或颗粒族，成为分散相。 气、固两相分别从分散相及连续相相互转变的流速范围称为转向流化区，开 始进入这一区域的流速称为转相流化速度 uTF。 在转相后的快速流化区，由于气、固间剧烈变动，传质及传热效率增高，适 合于许多快速的强放热及强吸热反应，如石油加工中的催化裂化反应。 循环流化床中颗粒浓度沿床层轴向呈上稀下浓的连续分布。颗粒浓度沿床层 径向为中心稀，边壁浓，颗粒流速在中心区主要向上，边壁区主要向下，呈现明 显的内循环流动，或称为环-核模型，导致一定程度的颗粒返混。气体返混则大 为减小，少量气体可能被器壁附近的下行颗粒夹带而返混。 传统的重质油流化催化反应器采用循环流化床。 工艺过程：原料油气化后与经烧焦再生恢复活性的裂化催化剂，经上行提升 管反应器，结焦后的催化剂经下行再生器（即伴床）烧焦再生，形成循环流化床。 近年来，将气-固并流上行提升管反应器改为气-固并流下行床反应器，原来

的提升管作为伴床再生器称为气-固顺重力场流态化。顺重力场流动与上行床的逆重力场流动比较局部颗粒浓度，局部气、固速度的径向分布更均匀：优点气、固相在反应器内的停留时间分布更均匀：有利于提高选择性：特别适用于一些需要接触时间短的裂解过程，如现行高活性的分子筛裂解催化剂。缺点反应器空隙率高，固相存量少；固相含量低导致床层与换热面间传热速率较低。高气速流化床与低气速流化床操作的比较低气速流化床上行高气速流化床下行高气速流化床稀相上行输送床。在床内的停留周期性地在下行时间为几分钟周期性地在提升管和伴床之间循至几小时；部分管和伴床之间循多数情况下自环，每次循环在颗粒的历程，环，每次循环在下而上一次通颗粒有可能被下行管中的停留带到旋风分高提升管中的停留过系统时间为几十毫秒器，经料腿返回时间为几秒。至一秒。床层。气相转变为连续气体呈鼓泡或相，气流将颗粒气相为连续相。气节状通过床群大量带出，底颗粒浓度较低，颗粒呈单颗粒层，较高气速下两相流动结构，而且很少聚集成弥散在气流中部有时为滤动流进入端动流化颗粒群。化区。床内为环一过渡区。核流动结构

的提升管作为伴床再生器,称为气-固顺重力场流态化。 顺重力场流动与上行床的逆重力场流动比较: 高气速流化床与低气速流化床操作的比较

气速/n.90. 1-0. 5 1. 5-1. 6 3-16*15-20颖粒平均直径典型为0.0530. 050. 50. 050. 5/nn0. 020. 08颗粒的外循环0. 1-5 15-200015-2000小于50量/kg.n. g床层中为0.6-0.8，稀相空率、0. 95-0. 99大于0.990.85-0.98中空隙率很大由于存在返混大大减小，乳相和气泡相少量气体可能被气体返混，轴向返混很小，轴向返混很小，间的相间交换器壁附近的下行而部分返混颖粒夹带而返混。由环-核流动结床内颗粒返混完全返混，构引起的返混仍轴向返混很小，轴向返混很小。较为严重。高。气固滑落速度低。较低低高气速流态化的优缺点优点。缺点。1反应器高度增加1气一固为无气泡接触，改善气一固接触效果2 投资增大2气-固轴向返混减少3颗粒性质的允许范围受到一3气速高，停留时间可以缩短至毫秒级，特别适合于以裂解为代表的快速反应过程，定的限制+4固体颗粒的循环系统增加了4气-固通量可达200kg/（m2s），传热效果好，设计和探作的复杂性反应一移热解鹅能力强，适合于强吸热或强放热5颗粒的磨损增加过程，能适合于单台处理能力巨大的工业过程5颗粒的外部循环为催化剂的再生提供了场所，可解决催化剂快速失活问题，使反应器具有较强的反应一再生解耦能力6不存在低速流化床特有的下行空间，避免了出现大的潭度梯度区域7可以实现多段气体进料8固体颗粒团聚倾向减小

高气速流态化的优缺点

三、流态化技术的工业应用流态化技术的工业应用包括以下内容：物理操作；矿物加工；石油的加工；有机合成工业中流化床催化反应器的使用；材料工业。第二节流化床的特征速度、临界流化速度及起始鼓泡速度1、临界流化速度（1）均匀颗粒500流化床固定床300ApO"Hu/d-200WAp-A夹带开始100Ya斜率=150032030251050100Umf表观气速1ug/(cm/s)均匀砂粒的压降与气速的关系当u.较小时，床层处于固定床状态；当床层压降达到一最大值4pmx后，床层中原来紧挤着的颗粒先松动然后开始流动，4p略有下降后又趋于某一定值；当气泡开始夹带颗粒时，Ap迅速下降。如果缓慢降低表观气速，床层逐步恢复到固定床，压降不再出现极值，压降比增加表观流速时小一些。临界流化速度的定量表达：

三、 流态化技术的工业应用 流态化技术的工业应用包括以下内容： 物理操作； 矿物加工 ； 石油的加工 ； 有机合成工业中流化床催化反应器的使用； 材料工业。 第二节 流化床的特征速度 一、临界流化速度及起始鼓泡速度 1、临界流化速度 （1）均匀颗粒 当 ug较小时，床层处于固定床状态；当床层压降达到一最大值 后，床 层中原来紧挤着的颗粒先松动然后开始流动， 略有下降后又趋于某一定值； 当气泡开始夹带颗粒时， 迅速下降。 如果缓慢降低表观气速，床层逐步恢复到固定床，压降不再出现极值，压降 比增加表观流速时小一些。 临界流化速度的定量表达： pmax p p

有许多关联式计算临界流化数速度，但大多数关联式只适用于所研究的颗粒直径及临界Rer的实验范围；较为通用并且适用范围较广的计算u的关联式是Wen和Yu基于Ergun的固定床压力降计算式获得的关联式临界流化状态时，床层的压力降Ap应按下式计算：W=Lm(1-8m)P, -P)gAp =A.式中6mf是临界流化时的床层空隙率，P和P，分别是固体颗粒和流体的密度，kg/m2。Ergun固定床压力降计算式如下：150P =(1.75 +Pfuy2LRemd.6V,d,pfu,d,G及Re.qd,=d,1.SpAf-u以上诸式中，ds为与颗粒等比表面积的圆球直径，dv为与颗粒等体积的圆球直径，u为流体的表观流速，，为形状因子。临界流化速度时，1.75. Pr (1m) +1501-8m)(Pr)(二)=(1-8m)(P, - P,)gd,d,d,pfumf6mf上式等号的左、右方均乘以d,p,lμ？，并以d,=qd,代入，化简可得：d,umrPL)?+150(1-Em)(d,umrPL)=d'p,(p,-P,)g1.750.emfμf038mHsμfd,p,(p,-p,)g/μ,即Ar(Archmides)数，和以量纲1数代入上式，即：Remy = d,umrP, /μy150(1-8mr)1.75-(Remt)°+=ArRe中,0m0m

有许多关联式计算临界流化数速度，但大多数关联式只适用于所研究的颗粒 直径及临界 Remf的实验范围； 较为通用并且适用范围较广的计算 umf的关联式是 Wen 和 Yu 基于 Ergun 的固 定床压力降计算式获得的关联式 临界流化状态时,床层的压力降 应按下式计算： 式中 是临界流化时的床层空隙率， 和 分别是固体颗粒和流体的 密度，㎏/m3 。 Ergun 固定床压力降计算式如下： 及 以上诸式中，ds 为与颗粒等比表面积的圆球直径，dv 为与颗粒等体积的圆 球直径，uf为流体的表观流速， 为形状因子。 临界流化速度时， 上式等号的左、右方均乘以 ，并以 代入，化简可得： 以量纲 1 数 即 Ar (Archmides)数, 和 代入上式，即： p mf   s  f ) 1 ) ( Re 150 (1.75 3 2   − = +  s f f m d u L p ) 1 1 ) ( 1 1 Re (      − = − = f s f s f f m d u d G p p s v s S V d d 6  = = s g d u d d u u mf s f mf mf s f mf s f mf mf f mf mf s f mf ) (1 )( ) 1 ( )( 150(1 ) ) 1 1.75 ( 3 2 3 2             = − − − − + −  3 2 / ds  f  f ds =sdv 2 3 2 3 2 3 ( ) ( ) 150(1 ) ( ) 1.75 f v f s f f v mf f s mf mf f v mf f s mf d u d u d g              − = − + Ar mf s mf mf mf s mf = − + Re 150(1 ) (Re ) 1.75 2 3 2 3      3 2 ( ) / dv  f s −  f g  f Re mf = dvumf  f  f