7.2流化床的工艺计算

1 初始流化速度：

• －－颗粒开始流化时的气流速度

• （气体向上运动时产生的曳力）＝（床层体积）×（固体颗粒分率）×（颗粒密度）

将上式与固定床压降方程(Ergun方程)相结合，可得临界流化速度计算式。

•2、带出速度（终端速度）：

当流体对颗粒的曳力与颗粒的重量相等，颗粒会被流体带走：

CD--曳力系数

对于单颗粒，有半经验公式：

公式计算是针对一个颗粒的，在流化床内由于颗粒间有相互影响，故逸出速度由此速度值再加以校正而得。

• u_T=Fu

• Re<10时，F≈1

• Re>10时，Re-F见下图

1、 反应器内径的计算

可见，流化床的内径取决于气流的空塔气速，而流化床的空塔气速应介于初始流化速度（也称临界流化速度）与逸出速度之间。即维持流化状态的最低气速与最高气速之间。

例8-1  计算萘氧化制苯酐的微球硅胶钒催化剂的起始流化速度和逸出速度。

浓相段高度的计算

催化剂在床层中堆积高度称静床层高度(L₀)。在通入气体到起始流化时，床高L_mf≈L₀。若继续加大气量，床层内产生一定量的气泡，浓相段床高(L_f)远大于静床层高度。

• 关于浓相段床高的计算通常用计算床层空隙率(ε_f)来获得。

• 床层膨胀比R 设计： 

稀相段床高的估算

稀相段也称分离段，主要是用来保证床内因气泡破裂而挟带固体颗粒重新回到浓相段所需空间。

• 稀相段床高可由化工原理中非均相分离过程计算而得，也可由下述经验方程估算。

例8-2  例8-1中的催化反应过程，若操作气速取12cm.s^-1，催化剂装填高度L₀=20cm，气体流量为122m³h^-1，试估算流化床内径以及浓相段、稀相段床高。

流化床的热传递

• 流化床的热量传递过程大体可分为：固体颗粒之间的热量传递；气体与固体之间的热量传递；床层与床壁（包括换热器）之间的热量传递。

• 由于流化床中颗粒处于高度运动状态，而固体的导热系数较大，因此传热速率很快。床层中温度基本上可以认为是一致的。

• 流化床层与器壁的给热系数直到目前为止仍只能通过将实验数据归纳成准数方程而获得。

流化床层与竖放的换热器器壁之间给热系数计算式为

床层与横放的换热器器壁之间传热时，给热系数计算式为

流化床传热小结

水平管的给热系数比垂直管低5－15％，因此倾向于使用垂直管。

颗粒的导热系数和床高对给热系数影响不大；

给热系数随颗粒比热的增大而增大，随粒径的增大而降低；

流体的导热系数l对给热系数h_w起最主要的影响，h_w与lⁿ成正比，n=1/2-2/3。

床层直径的影响难于判定；

床内管径小时给热系数大；

床层中气泡行为

• 当气体通过床层时一部分气体与颗粒之间组成乳化相，其余气体以气泡形式通过乳化相。由于气体上升速度与乳化相速度不同，存在明显的速度差异，气泡在上升过程中必然会挟带气泡周围一定量的乳化相物质。气泡在上升时其尾部形成负压，将吸入部分乳化相物质随其上升，这部分称尾涡。

• 气泡上升时气泡外侧一定厚度的乳化相将随气泡一起上升，这部分被称为气泡云。尾涡与气泡云统称为气泡晕。

流化床的鼓泡床模型

鼓泡床模型对流化床运动形态作如下简化:

（1）认为床层主体部分气泡大小均一且均匀分布于床层之中。

（2）床层中乳化相处于起始流化状态，超过起始流化态的气体将以气泡形式

通过床层。

（3）床层可分为气泡、气泡晕及乳化相三部分。在气泡、气泡晕和乳化相之间的传质过程是一个串联过程。

（4）在进入稀相段的气体只有气泡破裂而逸出的气体，故稀相段气体组成与离开浓相段的气泡中气体组成相同。

教学后记：