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。 另一方面，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。这种流型称为鼓泡流态化
（bubbling fluidization），气-固接触效率和流化 质量比散式流态化低得多。
液体作流化介质时，液体与颗粒间的密度差 较小，在很大的液速操作范围内，颗粒都会较均 匀地分布在床层中，比较接近理想流态化，称为
散式流态化。
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气体作流化介质时，会出现两种情况：
对于较大和较重的颗粒如B类和D类颗粒，当表 观气速ug超过临界流化或起始流化速度umf，多 余的气体并不进入颗粒群去增加颗粒间的距离，
以不断维持下去，此时的流化状态称为快速流态 化（fast fluidization），相应的流化床称为循环 流 化 床 （ circulating fluidization bed ， 简 称 CFB），或称为快床。
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图8-2 常见的几种气-固并流上行循环流化床系统
第八章 流化床反应工程
固体流态化的基本特征 流化床的特征速度 气-固密相流化床 循环流化床
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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，称为“固体 流态化”。
我国于1956年开始将流态化技术应用于工业 装置，南京化学工业公司自立更生建立了硫铁矿 流化床焙烧装置，取代了生产能力低、矿渣残硫 高、劳动强度大及环境污染严重的多层硫铁矿机 械焙烧炉，并迅速广泛推广，促进了硫酸工业发 展。1957年葫芦岛又开发了流化焙烧锌精矿。
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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（fluid catalytic cracking，简称FCC）反应 器 和 循 环 流 化 床 燃 烧 反 应 器 （ circulating fluidized combustion，简称CFBC），特征见下 表。
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气泡中所含颗粒约占颗粒总量的百分之二到 百分之四，气泡周围的密相或乳相中颗粒浓度很 高。气泡的运动速度随气泡的大小而变，在上升 途中，小气泡频繁地聚并而长大，过大而失稳时 气泡则破裂。
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国际上重质油催化裂化使用流态化技术的工 业装置投产于1942年，我国自主开发的第一套流 化床催化裂化工业装置于1965年建成投产，缩短 了我国与发达国家在炼油领域内的差距，并对裂 化催化剂及流化床装置系统进行了多次重大改进， 发表了多部有关的专著，我国流化床催化工业反 应器已广泛应用于丙烯腈等有机合成中强放热反 应而要求温度范围较窄的过程。在能源工业方面， 我国正在发展超高压循环流化床电站锅炉。
并且颗粒密度较小（
）。Ap类14颗00k粒g / m形3 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mf 、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。
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而形成气泡通过床层称为鼓泡流化床，此时为
聚式流态化。
对于较小和较轻的A类颗粒，当表观气速ug刚超 过临界流化速度的一段操作范围内，多余的气体
仍进入颗粒群使之均匀膨胀而形成散式流态化，
但进一步提高表观气速将生成气泡而形成聚式流
态化，这种情况下产生气泡的相应表观气速称为
起始鼓泡速度或最小鼓泡速度umb。
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第一节 固体流态化的基本特征及工业应用
8-1 流态化现象
一、聚式流态化与散式流态化 使用不同的流体介质，固体流态化可分为散
式流态化（particulate fluidization），聚式流态 化（aggregative fluidization）和气-液-固三相流 态化（three-phase fluidization）。
➢ 总体来讲，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，其中的反应不可忽视，并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。
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二、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。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。 如果有新的颗粒不断补充进入床层底部，或通过 气-固分离设备及下行管回收带出的颗粒，操作可
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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。当用水流
化密度很大的铅颗粒，液-固流化床中也有大液
泡形成聚式流化行为。当用1.5～2.0MPa压力下
密度增大的空气流化260 m 的砂子，出现了散式 流态化现象。
☺ B 类 颗 粒 称 为 粗 颗 粒 ， 一 般 粒 度 较 大 （ 100～
600 m）并且颗粒密度较大（p 1400 ~ 4000kg /m3）。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，且密相中气、
固返混较小，气泡相与密相之间气体交换速度较
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， 压力升高会使鼓泡床和湍动床中气泡尺寸变小。
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3.节涌流化床
对于高径比较大的实验室及中间试验的流化 床，由于床层直径较小，当表观气速大到一定程 度时，会由于气泡直径长大到接近床层直径而产 生气栓（slug）。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。后续的气栓又不断地形成、上升 直至破裂。床层压降出现剧烈但有规则的脉动。
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流化气体从提升管底部引入，携带由伴床 （慢床）来的颗粒向上流动。提升管顶部装有气固分离装置，如旋风分离器，颗粒分离后，返回 伴床并向下流动，通过颗粒循环控制装置后，再 进入提升管。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，或单 纯作为颗粒循环系统的立管（standpipe）。还需 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。
处于散式流态化的液-固流化床为均匀的理 想流态化状态。
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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（bubble phase） 或稀相（lean phase）；
颗粒与颗粒间气体所组成的颗粒相（particulate phase ） 或 密 相 （ dense phase ） ， 又 称 乳 相 （emulsion phase）。
但并无气泡产生，床层均匀膨胀，压降波动较小，
即散式流态化。
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2.聚式流态化
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，床层并不经历散式 流态化阶段，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。
一、低气速气-固流态化中的流型
1.散式流态化 当表观气速ug低于临界流化速度umf，床层压
降非常稳定，压降随ug的增加而增加。当ug提高 至umf时气体对颗粒的曳力刚好平衡床层颗粒的重 力，床层开始流化；当ug高于umf时，床层压降不 再变化。前已述及，对于颗粒及密度均较小的A
类颗粒，超过umf再提高ug即导致床层发生均匀膨 胀，气体通过比固定床空隙率增大的颗粒间隙，
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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（freeboard）。一部分在自由空域内的 颗粒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。
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理想流态化是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，保 证了全床中的传质、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。理想流 态化的流化质量（fluidization quality）是最高的。 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。
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。
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☺ C类颗粒属黏性颗粒或超细颗粒，一般平均粒度
在20 m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。
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