第十四章固体流态化现象

1第十四章固体流态化现象使颗粒状物料与流动的气体或液体相接触，并在后者作用下呈现某种类似于流体的状态，这就是固体流态化。借助这种流化状态以完成某种处理过程的技术，称为流态化技术。流态化技术用于工业操作有以下优点：(1)颗粒流动平稳，类似液体流动，操作易于实现连续化和自动化。(2)由于固体颗粒的激烈运动和迅速混合，使床层温度均匀，便于凋节和维持所需的韫度。(3)由于流化床所用固体颗粒尺寸小，比表面大，因此，气体与固体颗粒之间的传热、传质速率高。又因为流化床颗粒的运动使得流化床与传热壁面之间有较高的传热速率。由于上述优点，近几十年来，流态化技术广泛用在化学工业中的物理操作和化学操作中。但是，流态化技术在应用中还存在以下一些问题：(1)由于气体返混和气泡的存在，使气固接触效率降低。(2)由于固体颗粒在床层内迅速混合，在连续进料的情况下，将导致颗粒在床层内停留时间不均，使得产品质量不均匀。(3)由于固体颗粒的磨蚀作用，管子和容器的壁面磨损严重。脆性固体颗粒易被磨成粉末被气流带走，需要考虑由此引起的各种问题。对上述的存在问题应有充分认识，以便在应用时扬长避短，获得更好的技术经济效果。另外，由于流态化现象比较复杂，人们对它的规律性了解还很不够，无论在设计方面或操作方面，都还存在许多有待进一步研究的内容。而且，鉴于目前绝大多数工业应用都是气一固流化系统，因此，本章主要讨论气一固流化系统。一.固体流态化过程的几个阶段在玻璃圆筒底部装一块多孔板，板上堆放一层砂粒，从多孔板下方通入空气。当气速小时，砂粒静止不动，空气仅仅是从砂粒间缝隙穿过，这就是固定床。如图14-1(a)。气流速度加大，则固体颗粒开始松动，有些颗粒虽然轻微地抖动，但不能脱离其原来的位置，各颗粒仍然保持接触，床层高度无明显增加。此称为膨胀床。流速再增到某一数值，各颗粒刚好被上升气流推起，彼此脱离接触，床层高度也有明显增加。达到这一状态时，称为起始流态化。如图14-1(b)所示。流速超过起始流态化速度以后，颗粒便在床内翻滚，作不规则运动，总体上是在中央上升而沿器壁落下。气流速度愈大，运动愈剧烈，此即为流化床，如图14-1的（c1）与（c2）(代表两种不同形式的流态化，见后)所示。此阶段中颗粒虽然剧烈运动，但基本上并不脱离床层，被吹起之后仍要落回，因此床层仍维持一个明显的上界面，与沸腾水的表面相似。如果继续提高气流速度，到了一定数值，则颗粒便为气流所夹带而从圆筒顶部被吹走，原来的床层不复存在，自然就无所谓上界面。这种状况，称为气力输送，如图14-1(d)所示。二.流化床类似于液体的特性从流化床所显示出的流化现象来看，很象沸腾中的液层，因此流化床又称沸腾床。实质上，处于流化状态下的颗粒群的确具有许多与液体相似的特性。例如，流化床不仅具有基本上呈水平的上界面，而且若将较轻的物体按进床层内部，则放开以后，轻物便冒出浮在界面上，如图14-2(a)、(b)所示；在床层的侧壁上开孔，固体颗粒可以像液体一样流出，如图14-2(c)所示；若将不等高的两流化床连通，两床的床面可以彼此拉平，如图14-2(d)所示；床层内部任何两点间的静压差，2也可以用液柱压差计测量，如图14-2(e)所示。图14-1流态化过程（a）固定床；（b）流化开始；（c1）流化床（散式）；（c2）流化床（聚式）；（d）气力输送图14-2流化床表现出类似于水的特性(a)轻物浮起；(b)床面呈水平；(c)颗粒经孔流出；(d)构成连通器；(e)测定压力降三.散式流态化与聚式洗态化流态化按其性状的不同，可以分成两类，即散式流态化与聚式流态化。若固体颗粒层用液体来进行流态化，流速增大时，床层从开始膨胀直到水力输送的过程中，床内颗粒的扰动程度是平缓地加大的。颗粒持续地增大其分散状态，床内的状况如图14-1中的(c1)所示。这种形式的流态化称为散式。若固体颗粒层用气体来进行流态化，流速增大到起始流态化的速度以后，床层的波动逐渐加剧，但膨胀程度却不大。由于气体与固体的密度差别很大，气流要将固体颗粒推起比较困难，所以只有小部分气体在颗粒之间通过，大部分气体则汇成气泡穿过床层。气泡穿过床层时造成床层波动，它们在上升过程中逐渐长大和互相合并(也有少量破碎)，到达床层顶部则破裂而将该处的颗粒溅散，使得床层上界面起伏不定。床层内的颗粒则很少分散开来各自运动，而多是聚结成团地运动，成团地被气泡推起或挤开。这种形式的流态化称为聚式，床内的状况如图14-1中的(c2)所示。曾有人建议以起始流化时的佛鲁德数(Fr)mf=u2mf／gdp作为区分上述两种流态化的无因次准数，其中umf为流化开始时的最小流体速度(按空床的截面积计算)，dp为颗粒直径，g为重力加速度。起始流化时的佛鲁德数小于1时为散式流态化，大于1时为聚式流态化。用液体作介质时，起始流化速度小，此准数之值常小于1，流态化常属散式；反之，用气体作介质时此准数之值常3大于1，故多出现聚式流态化。目前工业上应用较多的是气体操作的流化床，因此大都属于聚式流态化。14-2流化床的水力学特性一.流化床的压力降在玻璃管制的实验型流化床底部气体分布板处装一液柱压差计，测定床层底部的表压。若玻璃管上口与大气相通，则测出的读数即为整个床层的压力降。图14-3所示为用砂进行实验，于流化情况较好的条件下测出的结果，由此可以观察到床层流化前后压力降△pf随空床流速u的变化关系。图14-3流化床压力降与气速的关系(图中的a、b、c、d与图14-1中的四个阶段相对应)图14-3中曲线的a段(虚线)表明固定床阶段△pf随u的增加而增加，在对数坐标上为一直线，斜率约为1，表示固定床的压力降与流速成正比。此后如再增加气速，压力降的增加变缓，此时床内颗粒变松，成为膨胀床。正由于床层膨胀，空隙率增大，气体的表观速度(空床速度)虽然加大，但通过颗粒之间流动的真实速度(实际速度)并没有成比例增加，因而压力降的增加比气速增加慢。气速再增，到了b处附近，压力降增至一最大值后开始减小，此时颗粒开始为上升气流托住，床层开始流态化。压力降的稍微减小是由于床层空隙率的增加较前稍为显著，因而气体实际速度稍减之故。此后气流速度再增，床层压力降基本上维持不变，如曲线的c段所示，此即流化床阶段。此阶段内，气体向上作用的总压力(压力降与床层截面积的乘积)与床内全部颗粒所受重力相平衡。整个流化床阶段，床层空隙率持续增大，上界面持续升高，但因其中颗粒量不变，故压力降大体上维持不变。此种现象，类似于向水桶底通入空气，只要气泡未连成一串，则所需的空气压力大体上等于水作用于桶底的静压力，而与空气通入的速度几乎无关。过了c段以后，气流速度再增，压力降反而变小，如曲线的d段所示。此时颗粒开始为上升气流所带走，达到了气力输送阶段；其后床内颗粒量不断减少，平衡颗粒重力所需的压力也就不断下降。直到颗粒全被带走，空隙率趋近于1，压力降减到一最低的数值，与气体流过空管的压力降相当。到达流化阶段c以后，如把气流速度逐渐减小，可以测出压力降并不沿c—b—a的路线返回，而是循着c-a’的路线返回。曲线的a’段也相当于固定床阶段，但a’段与c’段之间有更为明显的转折，且a’段所显示的压力降比反映气速增大时的a段所显示者为低。此说明从流化床回复到固定4床时，颗粒由上升气流中落下，所形成的床层较人工装填者疏松一些，即空隙率稍大一些，因而阻力也小一些。曲线的明显转折亦表明此过程中不存在与膨胀床相逆转的阶段。通过上述分析得知：1)操作正常的流化床的压力降基本上等于床内全部颗粒的重量除以床层截面积所得之商；2)流化床的气流速度应大于起始流化速度，后者与图14-3中的b处相对应。因b的位置不够明确(与床层原来装填的紧密程度有关)，故实测起始流化速度时，都以曲线c段与a，段相交的交点为准；3)气流速度一般应小于床内最小颗粒被带出的速度。因此，起始流化速度(umf)与颗粒的带出速度(u0)是流化床操作的两个重要参数，后面还将要对它们作定量的分析讨论。在生产操作中，床层压力降的测量也有重要意义。设备内部的详细情况难于直接观察，但测出压力降变化情况，即可了解床层是否达到流态化，并可推断其稳定性，检查操作是否正常。若压力降上下波动剧烈，即可能出现节涌现象；若压力降较正常时为低，即可能有沟流现象(一部分气体走短路)。二.起始流化速度起始流化速度又称最小流化速度，如前所述，此即床内颗粒由彼此接触转到脱离接触时的流体空床速度。这时流体速度与压力降的关系，既可按固定床也可按流化床来表示。将此两表达式联系起来，即可得到起始流化速度的表达式。现按最常遇到的层流状况(dpuρ／μ＜10)推导如下：第三章已从管内层流出发，导出了流体通过固定床时的压力降与流速的关系式　22021fεS)ε1(LμuKpΔ（14-2-1）式中K1为常数；△pf为压力降；u为空床速度；μ为流体粘度；L为床层高度；S0为床层比表面；为ε为床层空隙率。设床层比表面与颗粒比表面成正比，则S0可表示为p23p2p20dK6dπdπKS(14-2-2)将式（14-2-2）代入式（14-2-1）并整理得　22p2fεd)ε1(LμKupΔ（14-2-3）式中K据实验结果为180。又根据实验结果分析，流化床压力降可表示为△pf=WS/A=L(ρS-ρ)(1-ε)g(14-2-4)式中WS为床层全部颗粒所受重力与浮力之差；A为床层截面积；ρS、ρ分别为固体颗粒和流体密度。据式(14-2-3)和(14-2-4)，当u为umf时，对应的ε为εmf，于是得5　2mf2p2mfmfεd)ε1(Lμu180=L(ρS-ρ)(1-εmf)g上式整理得μ)ρρ(dε1ε1801us2pmf3mfmf(14-2-5)对于球形颗粒，εmf可取为0.4，则上式可表示为μ)ρρ(d00059.0us2pmf(14-2-6)对于非球形颗粒，上式的的应乘以形状因数ΦS(球形度)。对于颗粒大小不等的情况，式中的dp应当用体积表面积平均直径代替。综合上述两个因素，式(14-2-5)表示为μ)ρρ(dΦε1ε1801us2p2Smf3mfmf(14-2-7)三.带出速度当上升气流的速度u等于颗粒的自由沉降速度uo时，则颗粒悬浮于气流中不能沉降。上升气流的速度稍大于此沉降速度时，颗粒便被推向上，故流化床中颗粒的带出速度即等于颗粒在静止气体中的沉降速度。气体的速度应以颗粒沉降速度为上限，以免颗粒被带出。第三章中已对沉降速度加以论述。四.操作气流速度流化床操作的气流速度宴大于起始流化的速度(按平均颗粒直径定出)，又要小于带出速度(按不希望被带出的最小颗粒直径定出)。床内的颗粒粒度分布范围若比较狭窄，则按公式算出的上述两个速度相距比较远，即理论上可供选择的气速范围相当宽。实际上不能达到这样大的范围，因为要避免速度太小时出现沟流，速度太大时出现节涌。为了提高设备的生产强度，一般都希望用尽可能大的气流速度。若流化床后面的旋风分离器处理量足够，效率高，能把带出的大部分颗粒捕集并送回床层，则操作气速大于一部分颗粒的带出速度也非不可，实际上也常有按此种条件操作的设备。加大气速也不能只考虑流化床本身操作性能这一方面，还要受下列条件的制约：气体与固体的接触时间要得到保证，气体输送机械的能力要能适应流体阻力的加大。操作气流速度u与起始流化速度umf之比，称为流化数NN=u/umf(14-2-8)流化数N的值，最小应为1.5～2，以保证气-固混合完善和传热效果良好，一般为10至几十6(特殊条件下可高至几百)。设计时，气流速度常根据带出速度而决定(u一般小于uo)。五.气力犏送气流速度增大到一定程度，流化床内所有的颗粒都会被带起而送走，成为气力输送，其实际应用是将固体颗粒在设备之间以及在厂内各处之间输送．气力输送是在密闭的管道内进行的，由鼓风机供给一定流量与压头的空气，将固体颗粒带起，气速一般自10～30m／s。颗粒到达终点，有旋风分离器将其从气流中分出，落入料仓。气力输送需要比较高的气流速度，其中的颗粒易破碎，输送管道磨损亦严重，故希望气速能尽量降低，