1流化床的基本概念當通過床層的流體流量較小時，顆粒受到的升力（浮力與曳力之和）小于顆粒自身重力時，顆粒在床層內靜止不動，流體由顆粒之間的空隙通過。此時床層稱為固定床。隨著流體流量增加，顆粒受到的曳力也隨著增大。若顆粒受到的升力恰好等于自身重量時，顆粒受力處于平衡狀態，故顆粒將在床層內作上下、左右、前后的激烈運動，這種現象被稱為固體的流態化，整個床層稱為流化床。2流化床類似液體的性狀輕的物體浮起；表面保持水平；固體顆粒從孔中噴出；床面拉平；床層重量除以截面積等于壓強34流化床的優點1顆粒流動類似液體，易于處理，控制；2固體顆粒迅速混合，整個床層等溫；3顆?？梢栽趦蓚€流化床之間流動、循環，使大量熱、質有可能在床層之間傳遞；4宜于大規模操作；5氣體和固體之間的熱質傳遞較其它方式高；6流化床與床內構件的給熱系數大。5流化床的缺點1氣體的流動狀態難以描述，偏離平推流，氣泡使顆粒發生溝流，接觸效率下降；2顆粒在床層迅速混合，造成停留時間分布不均勻；3脆性顆粒易粉碎被氣流帶走；4顆粒對設備磨損嚴重；5對高溫非催化操作，顆粒易于聚集和燒結。6流化床的工業應用第一次工業應用：1922年FritzWinkler獲德國專利，1926年第一臺高13米，截面積12平方米的煤氣發生爐開始運轉。目前最重要的工業應用：SOD(StandardOilDevelopmentCompany)IV型催化裂化。7稀相段床高可由化工原理中非均相分離過程計算而得，也可由下述經驗方程估算。根據標準篩的規格，目數與直徑關系如下：7．計算出口氣體中萘的轉化率（轉移到乳化相中的量）=（在乳化相中反應掉的量）4宜于大規模操作；對中等雷諾數，兩項都要考慮。（轉移到乳化相中的量）=（在乳化相中反應掉的量）其二是氣泡相：流體以氣泡形式通過床層。在濃相段上升的氣泡在界面上破裂，氣泡內顆粒以及受氣泡挾帶的乳化相中顆粒將被拋向濃相段上方空間。1922年FritzWinkler獲德國專利，1926年第一臺高13米，截面積12平方米的煤氣發生爐開始運轉。（2）床層中乳化相處于起始流化狀態，超過起始流化態的氣體將以氣泡形式通過床層。2帶出速度（終端速度）：尾渦與氣泡云統稱為氣泡暈。γb，γc，γe及Kbc，Kce值由經驗公式計算。若濃相段床高為Lf，則出口氣體濃度及轉化率為7．計算出口氣體中萘的轉化率隨著流體流量增加，顆粒受到的曳力也隨著增大。流化床層與豎放的換熱器器壁之間給熱系數計算式為散式流化和聚式流化（1）散式流態化隨著流體流量的加大，床層內空隙率增大，顆粒之間間距加大，而顆粒在床層中分布均勻，流體基本上以平推流形式通過床層，人們稱這種流化形式為散式流態化。8（2）聚式流態化在此類流態化形式中，床層明顯地分成兩部分。其一是乳化相：固體顆粒被分散于流體中，單位體積內顆粒量類似于散式流化床的初始流化狀態。其二是氣泡相：流體以氣泡形式通過床層。9兩種流態化的判別一般認為液固流態化為散式流態化而氣固之間的流化狀態多為聚式流態化。

為散式流態化

為聚式流態化10例8-3計算萘氧化制苯酐的流化床反應器氣體出口轉化率.2．計算操作條件下的空隙率及膨脹比4宜于大規模操作；將上式與固定床壓降方程(Ergun方程)相結合，可得臨界流化速度計算式。聯解此方程，消除cAc，cAe整理后可得催化劑在床層中堆積高度稱靜床層高度(L0)。將上式與固定床壓降方程(Ergun方程)相結合，可得臨界流化速度計算式。SOD(StandardOilDevelopmentCompany)IV型催化裂化。已知cA0，cAf（或xAf），利用該式可求得濃相段床高Lf，進而求出催化劑用量。一般認為液固流態化為散式流態化而氣固之間的流化狀態多為聚式流態化。1．計算起始流化速度與逸出速度以反應動力學方程為一級的反應為例：（轉移到乳化相中的量）=（在乳化相中反應掉的量）對中等雷諾數，兩項都要考慮。式中是流化床內總反應速率常數。（2）床層中乳化相處于起始流化狀態，超過起始流化態的氣體將以氣泡形式通過床層。1氣體的流動狀態難以描述，偏離平推流，氣泡使顆粒發生溝流，接觸效率下降；在濃相段上升的氣泡在界面上破裂，氣泡內顆粒以及受氣泡挾帶的乳化相中顆粒將被拋向濃相段上方空間。當氣體通過床層時一部分氣體與顆粒之間組成乳化相，其余氣體以氣泡形式通過乳化相。3．計算逸出速度（ut）:給熱系數隨顆粒比熱的增大而增大，隨粒徑的增大而降低；低雷諾數時，粘滯力損失占主導，忽略后一項：11濃相段和稀相段當流體通過固體床層的空塔速度值高于初始流化速度但低于逸出速度，顆粒在氣流作用下懸浮于床層中，所形成的流固混合物稱為濃相段。在濃相段上升的氣泡在界面上破裂，氣泡內顆粒以及受氣泡挾帶的乳化相中顆粒將被拋向濃相段上方空間。這段空間稱為稀相段或稱分離段。1213顆粒含量床高稀相段濃相段濃相段和稀相段流態化的不正常現象溝流：由于流體分布板設計或安裝上存在問題，使流體通過分布板進入濃相段形成的不是氣泡而是氣流，稱溝流。溝流造成氣體與乳化相之間接觸減少，傳質與反應效果明顯變差。節流（騰涌）1415流化床的工藝計算1初始流化速度：－－顆粒開始流化時的氣流速度（氣體向上運動時產生的曳力）＝（床層體積）×（固體顆粒分率）×（顆粒密度），即：16將上式與固定床壓降方程(Ergun方程)相結合，可得臨界流化速度計算式。Ergun方程：與考慮固定床壓降時的方程對照：可以看出所作簡化。17前一項為粘滯力損失，后一項為動能損失。合并兩式并整理：低雷諾數時，粘滯力損失占主導，忽略后一項：18解得：高雷諾數時，動能損失占主導，忽略前一項：解得：19對中等雷諾數，兩項都要考慮。計算出臨界流化速度后要進行驗算，看雷諾數是否在適用范圍之內。2帶出速度（終端速度）：當流體對顆粒的曳力與顆粒的重量相等，顆粒會被流體帶走：CD--曳力系數20對于單顆粒，有半經驗公式：21低雷諾數時，粘滯力損失占主導，忽略后一項：根據標準篩的規格，目數與直徑關系如下：（總消失量）=（在氣泡中反應的量）+（轉移到氣泡暈中的量）尾渦與氣泡云統稱為氣泡暈。溝流造成氣體與乳化相之間接觸減少，傳質與反應效果明顯變差。7．計算出口氣體中萘的轉化率溝流造成氣體與乳化相之間接觸減少，傳質與反應效果明顯變差。氣泡上升時氣泡外側一定厚度的乳化相將隨氣泡一起上升，這部分被稱為氣泡云。則Lf=RLmf催化劑顆粒密度ρP=1120kg.3．計算逸出速度（ut）:若濃相段床高為Lf，則出口氣體濃度及轉化率為床層中溫度基本上可以認為是一致的。L=Lf+L2=53.顆粒的導熱系數和床高對給熱系數影響不大；例8-3計算萘氧化制苯酐的流化床反應器氣體出口轉化率.SOD(StandardOilDevelopmentCompany)IV型催化裂化。氣體與固體之間的熱量傳遞；當通過床層的流體流量較小時，顆粒受到的升力（浮力與曳力之和）小于顆粒自身重力時，顆粒在床層內靜止不動，流體由顆粒之間的空隙通過。一般認為液固流態化為散式流態化而氣固之間的流化狀態多為聚式流態化。7．計算出口氣體中萘的轉化率催化劑在床層中堆積高度稱靜床層高度(L0)。以上計算是針對一個顆粒的，在流化床內由于顆粒間有相互影響，故逸出速度由此速度值再加以校正而得。uT=FuRe<10時，F≈1Re>10時，Re-F見下圖22233反應器內徑的計算VG：氣流的體積流量m3s-1dT：流化床內徑mu：氣流的空塔流速m.s-1可見，流化床的內徑取決于氣流的空塔氣速，而流化床的空塔氣速應介于初始流化速度（也稱臨界流化速度）與逸出速度之間。即維持流化狀態的最低氣速與最高氣速之間。24例8-1計算萘氧化制苯酐的微球硅膠釩催化劑的起始流化速度和逸出速度已知催化劑粒度分布如下：催化劑顆粒密度ρP=1120kg.m-3氣體密度ρ-3氣體粘度μ=0.0302mPa·s25解1．計算顆粒平均粒徑根據標準篩的規格，目數與直徑關系如下：在兩個目數間隔內顆粒平均直徑可按幾何平均值計算，即262．計算起始流化速度（umf）273．計算逸出速度（ut）:設Rem<228復核Re值假設Rem<2合理。由Re=1.3，Re<10可得F=129濃相段高度的計算催化劑在床層中堆積高度稱靜床層高度(L0)。在通入氣體到起始流化時，床高Lmf≈L0。若繼續加大氣量，床層內產生一定量的氣泡，濃相段床高(Lf)遠大于靜床層高度。關于濃相段床高的計算通常用計算床層空隙率(εf)來獲得。令床層膨脹比R300.2<ReP<11<ReP<200200<ReP<500500<ReP

n=2.39 則Lf=RLmf31稀相段床高的估算稀相段也稱分離段，主要是用來保證床內因氣泡破裂而挾帶固體顆粒重新回到濃相段所需空間。稀相段床高可由化工原理中非均相分離過程計算而得，也可由下述經驗方程估算。32例8-2例8-1中的催化反應過程，若操作氣速取12cm.s-1，催化劑裝填高度L0=20cm，氣體流量為122m3h-1，試估算流化床內徑以及濃相段、稀相段床高。解1．計算流化床內徑2．計算流化床濃相段床高33催化劑在床層中堆積高度稱靜床層高度(L0)。1．計算起始流化速度與逸出速度則Lf=RLmf7．計算出口氣體中萘的轉化率1．計算起始流化速度與逸出速度氣體與固體之間的熱量傳遞；其一是乳化相：固體顆粒被分散于流體中，單位體積內顆粒量類似于散式流化床的初始流化狀態。200<ReP<500這段空間稱為稀相段或稱分離段。4．計算γb，γc，γe值這段空間稱為稀相段或稱分離段。則Lf=RLmf（總消失量）=（在氣泡中反應的量）+（轉移到氣泡暈中的量）（轉移到乳化相中的量）=（在乳化相中反應掉的量）催化劑在床層中堆積高度稱靜床層高度(L0)。6流化床與床內構件的給熱系數大。當流體通過固體床層的空塔速度值高于初始流化速度但低于逸出速度，顆粒在氣流作用下懸浮于床層中，所形成的流固混合物稱為濃相段。若顆粒受到的升力恰好等于自身重量時，顆粒受力處于平衡狀態，故顆粒將在床層內作上下、左右、前后的激烈運動，這種現象被稱為固體的流態化，整個床層稱為流化床。2顆粒在床層迅速混合，造成停留時間分布不均勻；前一項為粘滯力損失，后一項為動能損失。則Lf=RLmf2固體顆粒迅速混合，整個床層等溫；當0.2<ReP<1時343．計算稀相段床高4．床層總高L=Lf+L2=53.74+131.36=185.1cm35流化床的熱傳遞流化床的熱量傳遞過程大體可分為：固體顆粒之間的熱量傳遞；氣體與固體之間的熱量傳遞；床層與床壁（包括換熱器）之間的熱量傳遞。由于流化床中顆粒處于高度運動狀態，而固體的導熱系數較大，因此傳熱速率很快。床層中溫度基本上可以認為是一致的。36流化床層與器壁的給熱系數直到目前為止仍只能通過將實驗數據歸納成準數方程而獲得。37流化床層與豎放的換熱器器壁之間給熱系數計算式為注意：是有單位的，其單位為s.cm-2床層與橫放的換熱器器壁之間傳熱時，給熱系數計算式為3839流化床傳熱小結水平管的給熱系數比垂直管低5－15％，因此傾向于使用垂直管。顆粒的導熱系數和床高對給熱系數影響不大；給熱系數隨顆粒比熱的增大而增大，隨粒徑的增大而降低；流體的導熱系數

對給熱系數hw起最主要的影響，hw與

n成正比，n=1/2-2/3。床層直徑的影響難于判定；床內管徑小時給熱系數大；床層中氣泡行為當氣體通過床層時一部分氣體與顆粒之間組成乳化相，其余氣體以氣泡形式通過乳化相。由于氣體上升速度與乳化相速度不同，存在明顯的速度差異，氣泡在上升過程中必然會挾帶氣泡周圍一定量的乳化相物質。氣泡在上升時其尾部形成負壓，將吸入部分乳化相物質隨其上升，這部分稱尾渦。407．計算出口氣體中萘的轉化率一般認為液固流態化為散式流態化而氣固之間的流化狀態多為聚式流態化。當氣體通過床層時一部分氣體與顆粒之間組成乳化相，其余氣體以氣泡形式通過乳化相?？梢?，流化床的內徑取決于氣流的空塔氣速，而流化床的空塔氣速應介于初始流化速度（也稱臨界流化速度）與逸出速度之間。查圖，當時，流體的導熱系數對給熱系數hw起最主要的影響，hw與n成正比，n=1/2-2/3。3．計算逸出速度（ut）:對中等雷諾數，兩項都要考慮。這段空間稱為稀相段或稱分離段。Re>10時，Re-F見下圖例8-3計算萘氧化制苯酐的流化床反應器氣體出口轉化率.床層中溫度基本上可以認為是一致的。則Lf=RLmf催化劑顆粒密度ρP=1120kg.聯解此方程，消除cAc，cAe整理后可得溝流造成氣體與乳化相之間接觸減少，傳質與反應效果明顯變差。若繼續加大氣量，床層內產生一定量的氣泡，濃相段床高(Lf)遠大于靜床層高度。尾渦與氣泡云統稱為氣泡暈。2．計算起始流化速度（umf）1922年FritzWinkler獲德國專利，1926年第一臺高13米，截面積12平方米的煤氣發生爐開始運轉。1922年FritzWinkler獲德國專利，1926年第一臺高13米，截面積12平方米的煤氣發生爐開始運轉。L=Lf+L2=53.氣泡上升時氣泡外側一定厚度的乳化相將隨氣泡一起上升，這部分被稱為氣泡云。尾渦與氣泡云統稱為氣泡暈。41流化床的鼓泡床模型鼓泡床模型對流化床運動形態作如下簡化:（1）認為床層主體部分氣泡大小均一且均勻分布于床層之中。（2）床層中乳化相處于起始流化狀態，超過起始流化態的氣體將以氣泡形式通過床層。42（3）床層可分為氣泡、氣泡暈及乳化相三部分。在氣泡、氣泡暈和乳化相之間的傳質過程是一個串聯過程。（4）在時，進入稀相段的氣體只有氣泡破裂而逸出的氣體，故稀相段氣體組成與離開濃相段的氣泡中氣體組成相同。43反應過程的估算在流化床的濃相段中，對氣體中反應物A而言，存在如下關系：4445根據此表可得A組分的物料衡算。以單位氣體體積為基準（總消失量）=（在氣泡中反應的量）+（轉移到氣泡暈中的量）（轉移到氣泡暈中的量）=（在氣泡暈中反應掉的量）+（轉移到乳化相中的量）（轉移到乳化相中的量）=（在乳化相中反應掉的量）46式中是流化床內總反應速率常數。對該方程進行積分邊值條件為：47已知cA0，cAf（或xAf），利用該式可求得濃相段床高Lf，進而求出催化劑用量。已知cA0，Lf，可求得氣體的出口濃度cAf（或轉化率xAf）。以反應動力學方程為一級的反應為例：4849聯解此方程，消除cAc，cAe整理后可得50由邊值條件代入若濃相段床高為Lf，則出口氣體濃度及轉化率為51若要求出口轉化率為xAf，則需濃相段床高Lf為γb，γc，γe及Kbc，Kce值由經驗公式計算。γb的值在0.001-0.01之間。由于該值較小，對計算影響不大。52已知cA0，Lf，可求得氣體的出口濃度cAf（或轉化率xAf）。氣泡上升時氣泡外側一定厚度的乳化相將隨氣泡一起上升，這部分被稱為氣泡云。一般認為液固流態化為散式流態化而氣固之間的流化狀態多為聚式流態化。式中是流化床內總反應速率常數。前一項為粘滯力損失，后一項為動能損失。（總消失量）=（在氣泡中反應的量）+（轉移到氣泡暈中的量）稀相段也稱分離段，主要是用來保證床內因氣泡破裂而挾帶固體顆粒重新回到濃相段所需空間。4．反應動力學方程（轉移到乳化相中的量）=（在乳化相中反應掉的量）床層重量除以截面積等于壓強可見，流化床的內徑取決于氣流的空塔氣速，而流化床的空塔氣速應介于初始流化速度（也稱臨界流化速度）與逸出速度之間。氣體與固體之間的熱量傳遞；其一是乳化相：固體顆粒被分散于流體中，單位體積內顆粒量類似于散式流化床的初始流化狀態。若濃相段床高為Lf，則出口氣體濃度及轉化率為2帶出速度（終端速度）：一般認為液固流態化為散式流態化而氣固之間的流化狀態多為聚式流態化。6流化床與床內構件的給熱系數大。顆粒的導熱系數和床高對給熱系數影響不大；床層與床壁（包括換熱器）之間的熱量傳遞。一般認為液固流態化為散式流態化而氣固之間的流化狀態多為聚式流態化。4顆粒對設備磨損嚴重；查圖，當時，53例8-3計算萘氧化制苯酐的流化床反應器氣體出口轉化率.已知:1.催化劑：微球硅膠釩催化劑（同例8-1）平均粒徑密度2．氣體性質氣體密度氣體粘度擴散系數543．流化床特性靜床層高床層直徑空隙率操作氣速4．反應動力學方程55解1．計算起始流化速度與逸出速度2．計算操作條件下的空隙率及膨脹比空隙率床層膨脹比濃相段高稀相段高563．計算氣泡上升速度574．計算γb，γc，γe值取γb=0.01查圖，當時，58代入式中代入595．計算、值606．計算Kr值61若濃相段床高為Lf，則出口氣體濃度及轉化率為5對高溫非催化操作，顆粒易于聚集和燒結。溝流造成氣體與乳化相之間接觸減少，傳質與反應效果明顯變差。對中等雷諾數，兩項都要考慮。若繼續加大氣量，床層內產生一定量的氣泡，濃相段床高(Lf)遠大于靜床層高度。這段空間稱為稀相段或稱分離段。式中是流化床內總反應速率常數。催化劑顆粒密度ρP=1120kg.7．計算出口氣體中萘的轉化率在流化床的濃相段中，對氣體中反應物A而言，存在如下關系：1<ReP<200在濃相段上升的氣泡在界面上破裂，氣泡內顆粒以及受氣泡挾帶的乳化相中顆粒將被拋向濃相段上方空間。若繼續加大氣量，床層內產生一定量的氣泡，濃相段床高(Lf)遠大于靜床層高度。7．計算出口氣體中萘的轉化率7．計算出口氣體中萘的轉化率尾渦與氣泡云統稱為氣泡暈。即維持流化狀態的最低氣速與最高氣速之間。隨著流體流量增加，顆粒受到的曳力也隨著增大。將上式與固定床壓降方程(Ergun方程)相結合，可得臨界流化速度計算式。低雷諾數時，粘滯力損失占主導，忽略后一項：（轉移到乳化相中的量）=（在乳化相中反應掉的量）若濃相段床高為Lf，則出口氣體濃度及轉化率為7．計算出口氣體中萘的轉化率62（2）聚式流態化在此類流態化形式中，床層明顯地分成兩部分。其一是乳化相：固體顆粒被分散于流體中，單位體積內顆粒量類似于散式流化床的初始流化狀態。其二是氣泡相：流體以氣泡形式通過床層。63兩種流態化的判別一般認為液固流態化為散式流態化而氣固之間的流化狀態多為聚式流態化。

為散式流態化

為聚式流態化646566由邊值條件代入若濃相段床高為Lf，則出口氣體濃度及轉化率為673．計算氣泡上升速度68代入式中代入69若繼續加大氣量，床層內產生一定量的氣泡，濃相段床高(Lf)遠大于靜床層高度。當通過床層的流體流量較小時，顆粒受到的升力（浮力與曳力之和）小于顆粒自身重力時，顆粒在床層內靜止不動，流體由顆粒之間的空隙通過。在兩個目數間隔內顆粒平均直徑可按幾何平均值計算，即（2）床層中乳化相處于起始流化狀態，超過起始流化態的氣體將以氣泡形式通過床層。若濃相段床高為Lf，則出口氣體濃度及轉化率為（2）床層中乳化相處于起始流化狀態，超過起始流化態