第一章流态化ppt课件.ppt

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1、材料工业热工设备,第一章 流态化,流态化是流体（气体或液体）流过微粒固体而相互接触并在一定条件下使之转变成类似流体状态的操作。,固体流态化现象很早就被人们发现，但应用于工业生产，是在本上世纪二十年代开始于德国温克勒煤气发生炉。,目前流态化技术已广泛应用于矿业、冶金、化工、医药以及食品等许多部门。,在硅酸盐工业也得到了广泛应用，尤其是水泥工业，如固体颗粒的输送、生料仓库的空气搅拌、流态化烘干、窑外分解技术等都是与固体流态化技术密切相关的。,流态化现象具有其独特的特性，特别是气体流化床。气体流化床又具有较高的工业价值，水泥工业中采用的几乎都是气体流化床。,NHG系列高效流态化烘干机,带余热锅炉的流

2、态化预分解窑系统,流态化床干燥器,第一节 基本概念,、固体流态化的形成,如图1所示，有一圆柱形的容器1，下部设有多孔板（分布器）2，用来支承固体粒子，并使流体沿截面分布均匀。堆放在分布器上的固体粒子称为床层。流体（气体或液体）由进口3进入，从排出口4排出。在床层底部与圆筒容器顶部之间连接一U型压差计5，用以测定床层的压差。,图1-2 流化管示意图,流化管；2多孔板（分布器）；3流体入口管；4流体出口管；5压差计。,当流体向上流过颗粒床层时，其床层压降（P）、床层高度（H）、孔隙率（）与流体表观流速（u）的关系如图2所示。,表观流速（u）是指假想流体通过流化床整个截面（不考虑堆积固体粒子）时的截

3、面平均流速（也称空塔速度或空管速度），用u表示。,u=V/A (m/s),式中：V通过流化床的流体体积流量，m3/s；,A流化床的截面积，m2。,图1-3 、L、P与u的关系图（对数坐标）,由图可见，根据床层高度L、床层阻力P及床层中颗粒的运动状态（）随表观流速的变化，表明流化状态的形成可分为三个阶段：,1、固定床阶段,固定床阶段：当流体以较低的速度通过床层时，颗粒静止不动，流体只在颗粒之间的缝隙通过。而当表观流速增大时，固体颗粒之间的排列可能有些松动，或床层有所松动，但因固体颗粒的相互接触，床层高度没有什么变化，床层整体没有明显的运动，这一阶段称之为固定床层阶段。,固定床阶段的特点：床层孔隙

4、率为一常数；流速增大时，压力降也随之增加。,2、流化床阶段,流化床阶段：当表观速度继续增加，达到一定值（如图中b点）时，床层开始松动和膨胀，当床层的压降达到了单位床层面积上颗粒的重力值：,（N/m2）,时，固体颗粒被流体吹起而悬浮于流体中，且自由地在各个方向作剧烈运动。当表观流速继续增加时，床层颗粒运动加剧，且作上下翻滚运动，整个床层具有类似流体的性质，这时床层处于流化状态，这一阶段称为流化阶段，如图中bc段。,流化床阶段的特点：,随表观速度的增加，孔隙率增加；床层高度L也随之增加；但，床层压降P却不变。即不增加流动所需的功。,临界流化点：图中b点是固定床阶段和流化床阶段的分界点，叫做临界流化

5、点。,临界流态化速度：b点所具有的表观速度u是形成流态化的最低速度，叫做临界流态化速度（umf）。,临界流态化速度与固体颗粒的大小、形状、密度、流体的性质以及床层的流体力学条件有关。,3、流体输送阶段,当表观速度继续增加到某一极限值后，固体颗粒应被流体带出容器。在工业上，利用这种性质，将固体颗粒象输送流体一样用管道来输送，这一阶段称之为流体输送阶段。,极限流速：图中c点为进入流体输送阶段的起始点，该点所对应的表观速度称为极限流速，以ut表示。,ut在传统的流化床设计和操作中也是一个很重要的参数。,一般来说，形成流化床的流体的表观速度应该在临界流化速度和极限流化速度之间。即umfuut。,讨论：

6、,上述流化状态是一个理想状态，对于理想状态流化床来说可归结为以下几个特征：,有一个明显的临界流化点和临界流化速度umf，当流速达到时umf，整个颗粒床层才开始流化；,流化床的压力为一个常数；,具有一个平稳的流态化上界面；,流化床层的孔隙，在任何流速下，都具有一个代表性的均匀值，并不因为在流化床内的位置而变化。,二、流态化类似于流体的性质,固体流化床层，很象沸腾的流体，同时在许多方面呈现出类似的性质。,具有液体的浮力性质：一个体积大而轻的物体，能够很容易地压入床层中，一松手又浮于表面上。,具有流体的流动性能：当容器倾斜时，床层表面会保持水平；如果将两个流化床联通，被流化的颗粒会从高的床层向低的床

7、层流动，并趋于一致；固体颗粒还可以从开有小孔的容器中喷出，并可象液体那样具有良好的流动性能。,具有良好的流体力学性质：流化床中任意两点的压差，大致等于这两点间床层的静压头。,利用上述流化床类似流体的性质，可以设计出许多不同的气（液）体和固体的接触方式，使气（液）固两相密切接触，从而使许多物理和化学过程快速进行，或使固体颗粒进行快速输送。,三、散式流态化、聚式流态化及流化床中的不正常现象,（一）散式流态化与聚式流态化,1、流化介质,流化床内使颗粒床层流化的流体称为流化介质。它可以是气体或液体。,用气体作为流化介质的流化床称为气体流化床。,用液体作为流化介质的流化床称为液体流化床。,2、散式流态化

8、,液体流化床较接近于理想状态，当流速达到临界流化速度以上时，流化床内部均匀而且平稳。床层高度随流速加大而升高，而且具有一定的上界面。在正常情况下，观察不到显著的鼓泡和不均匀现象，这样的流态化称为散式流态化（或称为均一流态化或平稳流态化）。,3、聚式流态化,对于气体流化床，当气体速度超过临界流化速度时，就会由于气泡的出现而导致很大的不稳定性。表现在流化态没有一个固定的上界面，而以每秒几次的频率上下波动，床层阻力也随之上下波动。若在波动范围内取平均值，仍可近似地认为其床层阻力不随流速的改变而变化，床层高度并不比临界流化状态下高很多，这种流态化称为聚式流态化（也称非均一流态化，或鼓泡流态化）。,对于

9、聚式流态化，同时存在着两种聚集状态（相）：,另一种是空隙率相对较高的（如处于流化床上层的）疏相（或称稀相）。,一种是空隙率低的（如处于流化床的下层）密相（或称为浓相）；,无论是气体还液体的流化床，只要流化床有一个清晰的上界面，都可以认为是密相流化床；而当表观流速超过根限流速时，整个床层都被气体带出，上界面消失，这种流化床即为稀相流化床。,4、讨论,（1）一般来讲，液固形成的流态化为散式流态化，气固形成的流态化为聚式流态化。,（3）当用高压气体作流态化介质时，所形成的流态化也可为散式流态化。,（4）常用的判别流态化类型的判据表达式为：,当,时,为散式流态化；,当,时,为聚式流态化。,临界状态下流

10、体表观流速，m/s；,固体颗粒直径，m；,g重力加速度，m/s2；,为临界状态下的雷诺准数：,流体密度，kg/m3；,流体粘度，Pas；,固体颗粒密度，kg/m3；,临界状态下床层厚度，m；,流化床直径，m。,（二）气固（聚式）流化床中的不正常现象,气固流化床比较复杂，常出现一些不正常的流化现象，使操作不稳定，降低过程的效率，严重时会使产品毁坏或使设备损坏。,最常见的不正常现象有：,1、沟流和死床,（1）沟流与死床,当气流速度超过临界速度时，局部床层可能并没有被流化，另一部分床层已被气流以吹成一条孔渠（沟流）。气流沿整个截面分布极不均匀，有的部分仍处于颗粒堆积的固定床状态，这些尚未流化的部分就

11、称为死床。,（2）出现沟流或死床的危害,出现沟流时，显然气固之间接触不良，相间传递及反应过程不能很好进行，从而降低了设备的效能。,在此条件下，死床部分往往有使产品烧结的危险。,产生沟流后，由于气体短路使床层的阻力低于临界流化床的床层阻力，其差值的大小就表示沟流严重的程度。,（3）引起沟流或死床的原因,固体颗粒的性质、气体流速、床层的几何尺寸、分布板的形状以及容器内部结构等。,试验表明，颗粒过细而湿，易于结成团；床层太薄，气速过低或分布不均匀以及分布器结构不合理均容易产生沟流。,2、腾涌,（1）腾涌,在气固流化床中，由于固体物料的强烈搅动，不可避免地产生一些气泡，这些气泡在上升过程中不断增大，当

12、床层足够高时，气泡可能汇合长大到接近容器直径。这时气泡就会象活塞一样将上面的颗粒层向上推动，并到达一定高度后落下，有时床层甚至被气泡截成若干段，这种现象叫做“腾涌”或“气截”。,（2）危害：,产生腾涌时，床层阻力波动很大，温度分面不均匀，使过程很难稳定地进行。固体颗粒被严重磨损并被气体大量带出，设备的生产能力降低，严重时，设备零件也会被冲击损坏。,（3）造成腾涌的原因：,试验研究表明，颗粒尺寸大，床层高度H和直径D之比过大，以及气速较高均易产生腾涌。,通常当H/D1、设备较大（D1m）而且内部设置构件时，腾涌现象不易产生。,例1：P4【例1-1】,【例1-1】试确定用高压饱和蒸气做流化介质时，

13、煤粉所形成的流态化的形态。,已知：,【解】,查表得：p=210.54105Pa时，饱和蒸汽密度,说明压力很高的情况下，气体是可以形成散式流态化的。但是，在通常情况下p/t很大,导致 ,一般情况下大于100,所以在常压情况下,气体流化床很难形成散式流态化.,四、固体颗粒的有关参数及其分类,（一）固体颗粒的特征参数,1、平均粒径,在流态化的研究中，主要根据颗粒分析结果，用质量平均粒径表示。即：,式中：,颗粒在频率图上的粒径,全部颗粒的平均粒径。,2、表面形状系数和比表面积,（1）表面形状系数,当数据缺乏时，可以作如下考虑：,正方形颗粒，,圆柱形颗粒，,不规则形状颗粒，,=0.806；,=0.833

14、0.868；,可近似取,=0.9。,（2）比表面积,比表面积a定义为：,若为单一颗粒，则：,若为固体颗粒群，则：,式中：,单颗粒的比表面积，m2/m3；,a颗粒群的比表面积，m2/m3；,颗粒平均粒径，m；,颗粒表面形状系数；,n颗粒数目；,颗粒群的孔隙率。,3、孔隙率,在流化床中，孔隙率是指单位床层体积内空隙体积的份额。或者说是流化床中空隙体积与床层总体积之比。,颗粒处在堆积状态时的孔隙率称为堆积孔隙率。,固体颗粒若为均一球形颗粒，当任意堆积时，其孔隙率在0.360.4之间。,若为大小均匀但表面不规则的颗粒，其孔隙率要比球形颗粒的大些；而大小不均匀的颗粒堆积时的孔隙率又要比均匀颗粒的小些。,

15、根据孔隙率的定义，具体可按下式计算：,式中：,颗粒间的空隙体积，m3；,V流化床内床层体积，m3；,颗粒真实体积，m3。,在物料处于堆积状态时，堆积孔隙可按下式计算：,式中：,固体颗粒堆积时的假密度，kg/m3；,固体颗粒真实密度，kg/m3。,流化床内颗粒被流化后床层孔隙率是描述流化性能的一个重要参数。但其值的精确测量是很困难的，通常用专门的测试仪器进得测定。,（二）颗粒的分类,气固聚式流化床中，粗颗粒和细颗粒的流化特性有明显的差异。粗颗粒与细颗粒的区别与气固之间的密度差值,有关。,1、过细颗粒,一般平均粒径在20m以下属于过细颗粒，通常不考虑这种粒径的颗粒用于流态化操作。,2、过粗颗粒,平

16、均粒径在50m以上的颗粒属于过粗颗粒，它多半只能用于进行喷动床的操作。,3、粗颗粒,所谓“粗颗粒”，它属于P7图1-7中的B区，即,两条线之间的区域，通常粒径主要在40500m范围内，气固密度差为14004000kg/m3。这类颗粒所形成的流化床称为鼓泡床。,气速一旦超过临界流态化速度时床层即形成两相，即气泡相和乳化相。颗粒绝大部分存在于乳化相；乳化相内气体以临界流化速度通过，剩余部分的气体以气泡形式通过床层，构成气泡相。在一定条件下气泡相内气体不断地和乳化相内的气体进行交换。,4、细颗粒,所谓“细颗粒”，它属于图中的A区，一般粒径在20100m之间，气固密度差小于1400 kg/m3。,此类

17、颗粒的流化状态表现为：首先在气速较低时，散式流态化；随着气速的升高，当达到一定气速时，床层膨胀开始偏离散式流态化，进入鼓泡流态化阶段。随着气速的进一步升高，在一定速度时，床层开始由鼓泡流态化向湍流流态化转变，床层界面开始变得模糊不清，从床层顶部带出的固体量增加。当气速继续增大时，床层的颗粒带出速率大增，若要使得床层保持一定的孔隙，必须不断地向床层底部补充与带出料率相同的物料量，从而形成快速流态化。,适当调节固体循环是可以保持快速流态化床内有足够高的颗粒浓度。,当气速再加至终端速度后，快速流态化被破坏而进入稀相输送状态。,第二节 流化床的流体力学性质,一、流化床的压降,图1-9 气体流化床压降与

18、气体表观速度的关系,1、理论关系式,前面所讨论的图2所示流体表示与压降的关系，是理想的流化曲线。实际上气体流化床中的压降与气体表观速度的关系并非如此简单。图4为均匀粒径的砂粒以空气为流化介质时，其压降和气流速度的关系。当气流速度较低时，处于固定床层阶段，此时床层的压降与流速近似呈正比关系，随着气体流速的增加，床层压降有一最大值（pmax），其值比床层静压稍大。当流速再增加时，床层的孔隙率由（固定床孔隙率）增至（临界流态化的孔隙率），而压降降至床层的静压，从而进入了流化床阶段。这种现象叫做床层“解锁”，其原因是床层从固定床转变为流化床时存在着“惯性”。若气流速度继续增加，其压降几乎保持不变。这可

19、就流化床力的平衡关系分析如下：,当床层达到流化床阶段时，固体颗粒所受的力为向的流体的（P）和浮力f，以及向下的重力（W），如图所示。当固体颗粒被气流吹起并悬浮于气流中时，则所受之力呈平衡状态，即：,式中：,P流化床压降，Pa；,A流化床断面积，m2；,f浮力，N；,W重力，N。,由上式可得到：,化简后得：,式中：L床层厚度，m。,若在气体流化床中，且工作压力不太高时，由于,则上式可以简化为：,（1-10）,（1-10）,由上式可以看出，其压降近似等于单位面积床层所受的重力，也就是床层的静压强。,2、实验关系式,在大量实验的基础上，得到的最常用的固定床层压降公式如下：,（1-11）,式中：,固定

20、床压降，Pa；,固定床层厚度，m；,固定床孔隙率；,u流体表观速度，m/s；,颗粒形状系数；,颗粒直径。,3、讨论,当颗粒为非均一直径时，以平均直径代替，（1-11）式仍可使用。,式（1-11）中右边第一项为粘性损失，第二项为惯性损失。,当雷诺数小于一定值时，粘性损失占重要地位，而惯性损失可以忽略。即：当 时，式（1-11）可以简化为：,当雷诺数大到一定值时，惯性损失占主导地位，而粘性损失可以忽略，即：当 时，式（1-11）可以简化为：,当雷诺数为201000之间时，必须使用式（1-11）。,在固定床与流化床交界点处，固定床的压降即可代表流化床的压降。,二、临界流化速度,1、临界速度的理论计算

21、,如前所述，固定床到达临界状态时，其压降为流化床压降，因而联立式（1-10）和式（1-11），并用临界流化时的各参数值代替相应各值得到临界流化速度满足的关联式如下：,当,时，上式可以简化为：,当,时，则简化为：,上列诸式中的 是临界状态下的孔隙率，在没有实验数据时可用下列两式估算：,P10表1-1中列出了某些物料的,数据，可供参考。,2、临界速度的经验公式,关于临界速度的计算，还有许多经验公式，这些公式是在一定条件下经过大量试验后归纳而得，都有一定局限性，所以在流化床的设计中，最好是采用同类型流化床的实际测定数据。,3、临界速度的实际测定,实际测定临界流化速度具体方法如下：为了克用解锁的干扰，

22、通常用降低速度使床层自流态床缓慢复至固定床，同时记录下相应的气体速度和床层压降，在双对数坐标下标绘得到图所示的曲线。然后，按固定床区规律和流态化床区规律各画延长线（不计中间数据），这两条直线的交点即是临界流化点B，其横坐标对应的值即为临界流化速度 。图中的 分别为起始流化速度和气固流态化速度，对于粒度分布较窄的床层，两者应很接近。,图1-11 临界流化速度的实测法,图中：,起始流化速度；,完全流化速度。,例：P10【1-2】,三、极限速度或终端速度,前已述及，流体速度大于临界流化速度，小于极限速度时才能形成流化床。当流体达到极限速度以上时，便达到流体输送或快速流态化阶段，此时大量固体颗粒彼此被

23、流体带出，流体的极限速度等于颗粒沉降时的终端速度，可用下式计算：,式中：,极限速度或终端速度，m/s；,阻力系数。,阻力系数是雷诺数和固体颗粒表面形状系数的函数，通常以实验方法求得。,对于任意形状固体颗粒，其终端速度可用P11图1-12求取。图中一族曲线表明了,和,在颗粒表面形状系数,不同时的函数关系。,该曲线图的横坐标为雷诺数,，纵坐标为,。,其中：,（不含速度项）,在解定,时，首先根据已知数求出,值，然,查得雷诺数,值，,值。,后从图中根据表面形状系数,再根据雷诺数反求出终端速度,例：1、P11【例1-3】2、P11【例1-4】,第三节 流化床内的传热和传质,一、流化床内的传热,1、流化床

24、的床层温度,流化床内的传热有两大特征：,（1）床层温度分布均匀,无论在水平方向还是在垂直方向几乎都是均匀一致的。,原因：这是由于流化床内的流体一般为湍流流动，并且固体颗粒在流化床层中实际上具有相当大的循环速度，粒子发生强烈的扰动的结果。,对于欲加热或冷却的固体颗粒，即使是大量地加入到流化床中，在稳定操作条件下其床层内的温度一般波动变化不大。因此在流化床中可以使所有粒子的温度保持在过程所需要的范围内，故适用于反应过程需要均一的温度或对于热敏感性物质的处理。,此外流化床易于实现自动化操作和控制，这就是流化床在工业上得到广泛应用的主要原因。,例：水泥生产中的流态化分解炉MFC，在正常流态化状态下床内

25、温度均匀，很少出现局部过热或结皮或堵塞现象。,（2）传热面积大,流化床热量传递的另一个特征是：由于固体颗粒在气流中呈浮动状态，其传热面积相当大。,流化床与器壁之间的传热系数不仅高于单相流体，而且还高于固定床与器壁之间的传热系数。另外，在流化床中，还可以设置热交换器，以供给或排出反应过程中的热量。,床层与热交换器之间的传热系数很大，一般在12070W/(m2)。,流化床内的热量传递途径：,流体和固体颗粒之间的传热,床层内各点间的传热,床层与固体壁间的传热,2、气体和固体颗粒间的传热,（1）传热区域的高度,如前所述，流化床内的温度很均匀，但是如果把不同温度的气体和固体颗粒加入到流化床中，气体在刚离

26、开分布板的很短距离内时其温度则会发生急剧变化，然后气体温度大致可达到与固体颗粒的温度近似相等，如下图所示。图中显示流体和颗粒间的传热只是在分布板上很短的区域内进行，超过此区域，流体与颗粒就达到热平衡。传热区域的高度可按下式近似进行计算：,式中：,传热作用发生的区域高度，m；,固体颗粒平均粒径，m；,床层孔隙率；,Re气体雷诺数。,工程中的 ，经常在几毫米到几十毫米之间，可见气体和固体颗粒之间的传热速率是极快的，这是因为流化床内传热面积相当大的缘故。,（2）传热系数,根据大量的实验结果，一般认为比较接近实际的传热系数的计算公式如下：,（1-18）,（1-19）,式中：,传热系数，W/(m2)；,

27、流体导热系数，W/(m2)；,u工作气速，m/s。,努塞尔特数,流体的定压比热，J/(kg)；,讨论：,上述两式对于气体和液体均适用，所不同的是，式（1-18）是用抽气式热电偶测定的气体温度回归而得的公式，计算所得传热系数称为真实传热系数。这是因为裸露热电偶容易检测，但测值受环境辐射热影响，明显不能反映真实气体温度。,另外，上述计算式仅适用于粒径为0.361.1mm的颗粒，粒径在该范围以外时，则需修正。,日本白井等根据实验得出：在雷诺数相同的情况下，努塞尔特数与粒径平方成正比，即：,例：P14【例1-5】,二、流化床内的传质,当在单一相（气相、液相或固相）内或在直接接触的两相之间，存在浓度差且

28、未达到平衡时，物质就会发生位置的迁移，同时其组成也随之发生变化，这种过程称为扩散过程，亦称质量传递过程或传质过程。,传质过程是一种物理现象。传质过程和传热过程具有相似性。,关于流化床内的传质，许多研究者在不同条件下进行了大量研究，图是部分研究结果，从图中可见，,此外从图中还可以看出流化床的传质数据和固定床的传质数据，在不同Re数区域，基本上是相近的。流态化床中颗粒与气体间的传质系数可近似由下式计算：,0.1Re5,15Re250,式中：,sh薛伍德数,；Km传质系数；D质量扩散系数。,第四节 流化床装置设计,流化床的型式很多，但不论什么样的型式都包括气体分布装置、内部构件（可有可无）、气固分离

29、装置、原料流体的加料装置、固体颗粒的加料或卸料装置等基本构件所组成。,一、流化床体直径和高度的确定,1、直径的确定,截面为圆形的流化床直径由通过流化床的流体体积流量 和流体速度计算。,m/s,式中：,流体体积流量，m3/s；,流化床直径，m；,u流体表观速度，m/s。,流体的表观速度u，最好根据同类型流化床的实际数据确定。当实际数据缺乏时，也可以根据前面所述方法先求得临界流化速度和终端速度后，再根据过程的特点进一步选用流体工作速度值。,2、床层高度的确定,这里所指的床层高度，是指分布器上至气体排出口之间的距离。,当气体通过流化床而达到床层高度时，其气泡破裂，微小的粒子被气体夹带，这些微小粒子由

30、于其粒径大小不同而由大至小从床层表面上不断沉落。,因而气体速度也由于孔隙率的增大而不断减小，当达到一定高度时，颗粒不向下沉降，其气体速度也不再减小，这时床层表面到该点的距离称为夹带分离高度（TDH）。,显然，要确定流化床的高度，必须首先知道TDH，但是当前对TDH研究得还不太多，在确定空间高度时，最好采用同类型设备的实验数据，TDH主要与气泡直径有关，同时表观气速高，相应TDH也高。,TDH加床层高度即为床体高度值。,二、气体分布板的选型和设计,（一）分布板的作用,气体分布板是保证流化床具有良好而稳定的流态化状态的重要构件，特别是对气固流化床，由于其具有固有的不均匀性和不稳定性，合理选择和设计

31、气体分布板显得尤为重要。,分布板的作用：,支承物料,使气体通过它产生均匀的气流。,因此分布板的设计除要求气体分布均匀外，还希望阻力小、不漏料、不易堵塞、构板简、便于制造和维修等。,（二）分布板的型式,分布板的型式很多，常用分布板有如下几种：,单层多孔板分布板,它是流化床中最常用的分布板。,特点是：,结构简单、易制作、气流分布较均匀。,缺点是：,在停车时，小颗粒从小孔中落下或堵塞小孔。,单层多孔板,错迭式多孔板,为两层多孔板相互错迭，小粒子不易落下，同时保持了单层多孔板易于加工、气体分布较均匀等优点。,凹型、凸形多孔板,对于大直径多孔板，由于负荷量重，平板受压易弯曲，故可以采用弧型板。,错迭多孔

32、板,凹形多孔板,凸形多孔板,填充夹层多孔板,若气体中不含固体颗粒，则可采用在两层孔板中间填充一层粒状物料，它可以使不同气体在通过分布板进入床层前再进行一次混合，同时填充的物料能起约热的作。,条缝多孔板,以条缝代替小孔的分布板，这种分布板的特点是加工容易，但气体分布的均匀性较差。注意缝隙开口大的方向向下。,填充夹层,缝,炉栅,风帽、泡罩多孔板,为了防止固体颗粒的降落和分布板上局部出现死床，采用风帽、泡罩多孔板较为理想。它们的不足之处是结构复杂，加工制作较难。,风帽,泡罩,（三）多孔分布板的设计,气体分布均匀才能提高固体物料的流化质量，使流化操作稳定，而气体通过分布板的压降对气体的均匀分布有很大影

33、响。,气体通过分布器时，类似于气体通过许多并联管道。要使气流分布均匀，势必使各孔道两端压降相等。,但在实际情况下并非如此，这是由于分布板中心部位气体速度总是大于其边缘部位的气体速度，从而造成沿截面的动压头并不相等。,同时还由于床层的剧烈扰动，作用在分布板上的静压头有急剧的波动。因此，只有当气流通过分布板时的压降增大以致使以上均匀性可以忽略时，整个截面的气体分布隆迪状况才能比较均匀。,研究结果表明，当气体通过分布板的压降大于气流通过分布板上床层产生的压降10%上以，气流沿整个截面分布才能比较均匀。,要使气流通过分布板具有适当的压降，就必须使分布板具有适当的开孔率（分布板开孔总面积与分布器面积之比

34、），多孔板分布器可利用锐孔原理进行计算，其计算步骤如下：,1、确定多孔板的压降,由下式确定：,式中：,气体通过多孔板的最小压降，Pa；,气体通过床层压降，Pa。,2、确定气体通过锐孔速度,按气体进口的气体工作状态进行计算。,式中：,气体通过锐孔的速度，m/s；,气体密度，kg/m3；,锐孔阻力系数；其值取决于Re。可通过相关图表查得。,3、确定开孔率,4、确定分布板的孔数,式中：,Nor分布板单位面积开孔数，个/平方米；,dor锐孔直径，m。,第五节 流化床的工业应用,一、密相气固流化床的优缺点,（一）主要优点,1.气固相之间的传递过程加速,原因：,一方面因为流化床所处理的颗粒比较细小，比表面

35、积大，气固相之间接触面积大；,另一方面由于气流湍流程度高，使得气固之间的传热、传质和化学反应的速率有效地加速了。,根据推算，通过流化床气体的运动要比通过固定床时剧烈上升千倍。,床层内温度、浓度和反应完成度（指转化率）等易于均匀，这对于大量吸热、放热以及严格要求物理量一致的生产过程具有非凡的优越性。,因达到完全流化后，床层压降不随气速提高而增大。尤其是细小颗粒，固定床的压降梯度很大，在一定条件下，如形成流化床，则总的经济效果有可能得到改善。,5.气固接触时间可以在较大范围内调剂，以满足反应时间的要求,（二）缺点,1、因为不存在物理量梯度，因此不能实现真正逆流操作，减少传递过程的平均推动力，且会降

36、低过程进行的完全程度，对产品纯度要求很高时，不宜采用。,2、流化床内的颗粒粒度分布如较宽或脆性易碎物料产生大量细粉，则飞灰损失会很大，后工序的收尘负荷重。,3、由于颗粒在床层内剧烈运动，磨蚀比较严重，尤其在高温条件下，对设备的材料要求高。,4、作为高温反应器，流化床排气热回收负担重，有时需采用多层流化床迭加操作。,5、总的来说，流化床比固定床的功率消耗大些。,6、易产生特殊流态化，如沟流或腾涌，会恶化气固相有效接触，甚至破坏正常操作。对于易粘结、易粉化或粒度大小和重度大小相差悬殊的颗粒，不宜采用，对操作条件比较敏感的物料也不易掌握。,至今为止，对流化床的流化过程的机理，虽有若干模型可供参考，但

37、仍掌握不透。对气体和物料运动状态还难于准确描述。因此放大效应仍然存在，而其规律又未充分掌握。故在开发应用流化技术的新领域或更大规模生产时，应采取慎重态度。,二、流化技术的开拓与发展,鉴于各行各业的生产工艺过程有其特殊要求，为了适应这些要求，往往对其流化床需要在结构参数和操作参数上加以调整，这就从广义上拓宽了流化床范围。从而出现了若干流化床的变种，其工作原理虽以流化床为基础，但已有相当的变异，需要做若干重要修正。这方面的发展很快，实用性的研究也已有若干成果，但不很成熟，尚待不断探索。,流化技术延拓的关系可用下图表述：,固定床生料球堆积在篦子上，间歇生产的土立窑、层状燃烧室等。,2.移动床篦板定向

38、移动，颗粒随之前进，气体透过床层如立波尔加热机、熟料炉篦冷却机、回转篦式燃烧室等。,3.密相流化床MFC型水泥生料分解炉，流态化燃烧室、低温粉煤灰水泥沸腾燃烧炉、pyzel型沸腾熟料煅烧炉等。,4.喷腾床无分布板床体下为锥形，利用高速气体喷射作用支持定量物料，形成中心稀相，周边固体回流形成密相，如FLS型水泥生料分解炉，KVS型水泥分解炉等。,5.稀相悬浮床旋风式生料预热器，Propel型水泥生料分解炉等。,6.散落床料浆自上而下呈雾状快速喷于气流中与热气流逆向运动，如水泥料浆喷雾干燥器等。,7.复合流化床兼密相鼓泡床和悬浮床于一体，或带有物料循环系统以满足反应特征要求，如Lurgi公司开发的ZW型水泥生料分解炉与石膏分解炉等。,这些改性的流化床，都以其特殊的功能应用于生产，正在积累经验并不断上升为新的分支。,