1.2　流态化基础

1.2.1　流态化

（1）气固接触

流态化是用来描述固体颗粒与流体接触的一种运动形态，是一种使微粒固体通过与气体或液体接触而转变成类似流体状态的操作［6］。这里只讨论固体与气体接触的情形。

将固体颗粒盛于具有多孔底板的柱状容器内，如图1-1所示。气体经多孔的底板流入时，若气体流速较低时，流体只是穿过静止颗粒之间的空隙向上流动，这时固体颗粒保持静止不动，床层高度等于静止床高Lm，床层体积也没有变化。由于此时颗粒保持静止，因此称为固定床。

若气体流速进一步升高，在某个特定的速度下，全部颗粒都刚好悬浮在气体中，此时，床层高度增加，变为Lmf。此状态下，颗粒与流体之间的摩擦力，亦即流体对颗粒的曳力刚好与颗粒的重力相等，相邻颗粒间在垂直方向上的挤压力为零，颗粒的重量完全由气体对它的曳力所支持。通过床层的任一截面的压力大致等于该截面之上颗粒和流体的重量。床层可认为是刚刚流化，称为初始流态化，或者称为处于临界流化状态，对应的气体速度称为临界流化速度。风速略高于临界流化速度但尚未鼓泡的状态，称为移动床。

当气体流速继续升高超过临界流化速度一定程度时，大于临界流化风量的那部分气体将集中以气泡的形式穿越床层。气泡上升过程中，由于周围压力的下降，气泡体积增加，与相邻的气泡相互重叠时发生合并。气泡到达床面时，由于环境压力骤减而发生破裂，产生很大的压力脉动，使床层出现很大的不稳定性。但是此时宏观上有一个十分清晰的上界面，床层进一步膨胀达到LB，但LB并不比Lmf大很多。这样的流化状态称为鼓泡流化床，简称鼓泡床。

只要床层有一个十分清晰的上界面，气体流化床都可认为是密相流化床。但是当气体流速高到足以超过固体颗粒的终端速度时，床层上界面就会消失，并可以观察到夹带现象，固体颗粒被流体从床层中带出。若带出的颗粒浓度较低，此时对应的流化状态称为湍流床。

若下部有足够的细颗粒补充，则颗粒夹带的量很高，高到一定程度时，颗粒上升过程中会出现团聚，形成终端速度远远大于单颗粒的颗粒团，浓度进一步显著上升，此时对应的流化状态称为快速床。形成快速床的必要条件是要有细颗粒的循环。

若固体的存量较少、颗粒很细，气体对颗粒的携带能力很强，所有颗粒的终端速度均远小于气流速度，则形成稀相气力输送，对应的气固两相流动称为稀相输送床，有时又称为气流床［7］。

当固体颗粒处于流化状态时，在许多方面表现出一系列类似液体的性质，如图1-2所示。例如，当容器倾斜时床面会自动达到并保持水平，无论床层如何倾斜，床表面总是保持水平，床层的形状也与容器的形状保持一致，就像水一样会充满容器的每一个角落。当两个床体在水平方向连通后，颗粒将从一个床流向另一个床，并且两个床将最终趋于平衡，这就像中学物理课上讲的连通器一样。在任一高度的静压近似等于在此高度上单位床截面内固体颗粒的重量，床内沿高度方向任意两点的压降等于这两点间的床层静止压头之差，因此流化床两点间压降的测量方法与测液体压差的方法类似。密度高于床层表观密度的物体在床内会下沉，密度小的物体会浮在床面上。一个大而轻的物体可以很容易地被推入床层，当撤去外力后它就弹起并浮在床面上。铁球会沉在床底，而羽毛球则会浮在床层表面上，这就如同木头会浮在水面上，而铁块会沉在水底一样。床内气固两相流可以像液体一样，从底部或侧面的孔口中排出，可以利用这一特性在床层表面设置一溢流口，以维持稳定的床层高度并自动排出渣料。流化的颗粒可以像液体那样从器壁的孔口流出，也可以像液体一样从一个容器流入另一个容器，敲击器壁，床面还会出现波纹与浪头。如果搅拌床层会发现搅拌所消耗的能量比料柱不被悬浮时所需要的能量要少得多。

流化床的特性，既有有利的一面也有不利的一面。表1-4给出了气固反应系统接触形式的比较。

可见流化床本身具有如下优点：a.由于流化的固体颗粒有类似液体特性，从床层中取出颗粒或向床层中加入新颗粒方便，容易实现操作的连续化和自动化；b.固体颗粒混合迅速均匀，反应器内处于等温状态；c.流化床气固之间的传热和传质速率高，床内换热器小，降低了造价；d.通过两床之间固体颗粒的循环，易于提供或取出大型反应器中需要或产生的热量。

由于颗粒浓度高、容量大，易于维持低温运行，这对劣质煤燃烧、燃烧中脱硫等反应是有利的。但是，流态化装置也有一些缺陷：a.当设计或操作不当时会产生不正常的流化状态，由此导致气固接触效率的显著降低；b.脆性固体颗粒易成粉末并被气流夹带，需要经常补料以维持稳定运行；c.气速较高时床内埋件表面和床四周壁面磨损严重；d.对于易于结团和灰熔点低的颗粒，需要低温运行，从而降低了反应速率；e.与固定床相比，流化床能耗较高。

虽然流化床存在一些比较严重的缺点，但流化床装置总的经济效果是好的。特别是在煤燃烧方面，流化床技术已经被成功地应用到工业规模，并呈现出良好的发展前景。对流化床内气固流动的运动规律有了正确、充分了解之后，就能够最大限度地克服其缺点，发挥其优点，使流态化技术得到更好的发展。

（2）颗粒分类

在实践中发现，颗粒的性质对于气固两相流的流态有着至关重要的影响，并不是所有的颗粒都能够被流化。根据流态化研究的结果，可以把固体颗粒大致分成如图1-3所示的A、B、C和D四类。在了解固体颗粒流态化性质上，分类是一种很重要的手段，因为在相近的操作条件下不同类的颗粒流动表现可能完全不同。某种固体颗粒是属于A、B、C还是D类，这主要取决于颗粒的粒径和密度，同时也取决于流化气体的性质，这主要是与气体的温度和压力有关［8］。

A类颗粒（ρp=2500kg·m-3）粒径一般在20～90μm范围内，气固密度差小于1400kg·m-3。这类颗粒能够很好地流化，但在表观速度超过临界流化速度之后及气泡出现之前，床层会有明显的膨胀。很多循环流化床化工反应器系统采用A类颗粒。这类颗粒在停止送气后有缓慢排气的趋势，由此可鉴别A类颗粒。B类（ρp=2500kg·m-3）主要是砂粒和玻璃球，粒度通常在90～650μm范围内。气固密度差为1400～4000kg·m-3。B类颗粒易于鼓泡，气速一旦超过临界流化速度，床内立即出现两相，即气泡相和乳化相。大部分流化床锅炉的颗粒为B类颗粒，能够很好地流化。C类颗粒（ρp=2500kg·m-3）非常细，粒径一般小于20μm。C类颗粒具有黏结性，颗粒间作用力与重力相近，特别易于受静电效应和颗粒间作用力的影响，很难达到正常流化状态。如果要流化C类颗粒，需要特殊的技术，否则常会形成沟流。常常通过搅拌和振动方式使之正常流化。D类颗粒（ρp=2500kg·m-3）是所有颗粒中最粗的（>650μm），粒径通常达到1mm或更大。虽然流化时也会鼓泡，但固体颗粒的混合相对较差，更容易产生喷射流。D类颗粒的流化要求相当高的速度，通常处于喷动床操作状态。表1-5给出了不同类型的颗粒特性比较。

粒度分布较宽的煤颗粒及其形成的灰渣颗粒，同时具有A颗粒和B颗粒的属性。气速较低时，它充分表现B颗粒的鼓泡特征；气速较高时，煤颗粒中细粉特征占主导地位，它也可以是下部为鼓泡流化床，而上部为湍流床或快速床。

（3）空隙率

如前所述，在气体与固体颗粒的接触过程中，随着流型的变化，单位空间体积内颗粒的质量发生变化。为了描述固体的浓度，引入空隙率ε的概念，定义为：

式中　ρp——料层颗粒的视在密度，kg·m-3；

ρb——料层颗粒的堆积密度，kg·m-3。

不论是固定床、流化床还是气流床均存在空隙率。固定床的空隙率是床料颗粒堆积密度的函数，与床料的粒径及其分布、真实密度有关。流化床的空隙率与表观气速有关，随着表观气速的提高，床层膨胀流化，流化床层高度增加，使其空隙率增加。在流化稳定时，床层的压差等于流化起来的固体颗粒的质量：

Δp=ρkgho（1-εo）=ρkgh（1-ε）　　（1-2）

式中　g——重力加速度，m·s-2；

ρk——颗粒的真密度，kg·m-3；

ho——固定床时的床层高度，m；

h——流化床的床层高度，m；

εo——固定床时床层的空隙率；

ε——流化床层的空隙率。

由式（1-2），可以得到床层由固定床转化为流化床的膨胀比R：

或者

可见，随着气流速度的不断增加，空隙率ε将不断增加，膨胀比R不断增加。当气流速度增加到使所有的床料都被气流带出炉膛时，就达到了气流床状态，此时膨胀比趋于无穷大，即R→∞，空隙率ε约等于1。

1.2.2　基本概念

1.2.2.1　流化速度

在前面已经提到，由于流化速度的不同，固体颗粒会出现不同的流动形式，从而出现不同的流型。尽管很多学者在流态化方面已经做过大量的研究工作，但是还不能完全根据颗粒和流体的物理性质以及操作条件，确切地预测流态化系统的特性。影响两相流动的重要参数是流化速度［7］，为了方便地确定固体颗粒所处的流动状态，必须了解流化速度的相关概念。

（1）临界流化速度

如前所述，固定床和流化床之间很少发生突变，流体以低流速通过床层时，颗粒之间相互作用基本不受影响。当流速低于某一速度时，松散堆积着的颗粒只发生局部运动，当流速进一步增加时，床层内可能只产生局部小空穴的流态化，此后，在一个较窄的速度范围内，床层大部分进入流态化。当流体对颗粒的曳力刚好与颗粒的重力相等时，这时颗粒的重量完全由气体对它的曳力所支持。此时的床层可认为是刚刚流化，这一状态被称为处于临界流化状态，对应的表观气速为临界流化速度umf。

临界流化速度是流化床操作的最低速度，也是描述流化床的基本参数之一。若要使颗粒流化起来，气体速度必须大于临界流化速度。

临界流化速度可以采用固定床的压降和表观气体速度的关系式来进行计算。当颗粒处于临界流化状态时，颗粒的重量完全由气体的曳力和空气浮力来支持，即此时的压降等于该段悬浮颗粒的浮重。用这种方法计算临界流化速度，必须知道这一状态下的床层空隙率εmf。εmf与颗粒的球形度фs有关，即与颗粒形状和粒度分布有关。对于近似球形的颗粒，在临界流化状态下，其空隙率εmf约为0.4。虽然缺乏可靠的预测空隙率的理论方法，但是空隙率容易由试验直接测出，因此床层的空隙率ε通常由试验方法求得。

在确定了床层空隙率后，就可以根据空隙率来计算床层的压降。

Δp=（ρp-ρf）（1-ε）hg　　（1-5）

式中　Δp——床层压降，Pa；

ρp——固体颗粒的密度，kg·m-3；

ρf——气体的密度，kg·m-3；

h——床层高度，m。

在临界流化状态时，将临界流化状态下的参数代入式（1-5）得：

Δp=（ρp-ρf）（1-εmf）hmfg　　（1-6）

根据已有的研究，通过总结可以得到一些计算压降的关联式，这些关联式能够适用于临界流化速度的分析。对于细颗粒床，压降和表观气速的关系为：

式中　umf——临界流化速度，m·s-1；

εmf——临界状态下的床层空隙率；

фs——球形度，定义为与实际颗粒体积相等的球形颗粒的表面积与实际表面积的比值；

μ——动力黏度，Pa·s；

hmf——临界流化状态时的床层高度，m。

对于较大的颗粒，床层压降和表观气速的一般关系为［8］：

其中第一项为黏性项，当流速较低时占主导作用；第二项为惯性项，当流速较高时且流动为湍流时，该项起主要作用。该表达式通过引入球形度фs，使得其也能适用于非球形颗粒情况。在颗粒雷诺数较低，通常小于20的情况下，黏度损失占主导，这样可以忽略惯性项，将式（1-8）简化为：

在颗粒雷诺数大于1000时，只需考虑动能损失而忽略黏性项，则式（1-8）可以简化为：

根据临界流态化的定义，临界流化速度是当床层压降等于床层颗粒质量时所对应的流体速度，由式（1-6）和式（1-8）得：

写成显函数形式为：

由于影响临界流化速度的因素很多，很难进行条件相同或比较接近的平行试验，因此不同学者对式（1-12）中的常数有不同的结果，因此式（1-12）主要反映了临界流化速度与颗粒和流体物性之间的定量关系，计算结果只是对临界流化速度做的比较粗糙的估算。

流化床中固体颗粒的大小通常不是均匀一致的。因此，在临界流化速度的计算中，颗粒直径dp要用平均颗粒直径。按不同的定义可以得到不同物理意义下的平均粒径。在流化床中，通常采用的平均粒径dp为：

式中　xi——颗粒各筛分的质量份；

dpi——各筛分平均直径，可按算术平均计算，，也可以按几何平均计算，；

dpi1，dpi2——上、下筛孔径。

在理想单粒径系统中，临界流化速度是固定床转变为流化状态时的速度，是唯一的确定值。实际上，临界流化速度则是一个范围。而对粒度分布宽的颗粒，临界流化速度的确定就变得更为困难了。目前公认的临界流化速度确定方法是采用压降-流速关系曲线。

在气固系统中，当通过的气体流率很低时，随着风速的增加，床层压降增加；当风速达到某个特定值时，床层压降达到最大值Δpmax，如图1-4所示。该值略高于整个床层的静压，如果再继续提高气速，固定床会突然发生“解锁”，床层空隙率由ε增大至εmf，同时导致床层压降降为床层的静压。随着气速超过临界流化速度，床层出现膨胀和鼓泡现象，在一段较宽的范围内，进一步增加气速，床层的压降几乎维持不变。上述从低气速上升到高气速的压降-流速特性试验称为“上行”试验法。由于床料初始堆积情况的差异，实测临界流化风速往往采用从高气速区降低到低速固定床的压降-流速特性试验，通常称其为“下行”试验法。用“下行”试验法，将固定床区和流态化床区的各点画线，并略去中间过渡区的数据，这两直线的交点即为临界流化速度。

图1-5是某锅炉临界流化速度的实际测试曲线，测定的床存量即静止料层高度基本上与实际运行时的静止料层高度一致。试验中用降低流速法使床层自流化床缓慢地复原至固定床，同时记下相应的气体流速和床层压降，在双对数坐标纸上标绘得到如图1-5所示的曲线。略去中间过渡区数据，分别利用固定床区和流化床区的数据点各自画线，这两条直线的交点即是临界流化点，其对应的横坐标的值即是临界流化速度umf。图1-5中的ubf为开始流化速度，此时床层中有部分颗粒进入流化状态。utf为完全流态化速度，此时床层中所有颗粒全部进入流化状态。对于粒度分布较窄的床层，umf、ubf、utf三者非常接近。

值得注意的是，临界流化速度主要受颗粒粒径、密度及形状的影响，在床存量不是很小的条件下，与床存量无关，这从临界流化速度的式（1-12）表达可以看出。

（2）最小鼓泡速度

当表观气速高于临界流化速度时，超过临界流化风量的过余气体以气泡的形式上行，形成了以气体为主的气泡相，而气泡相之外的颗粒相称为乳化相，乳化相中颗粒处于临界流化状态，其中的气体速度近似等于umf，且具有特征空隙率εmf。气泡相是分散相，乳化相为连续相。床层内产生气泡的最小速度称为最小鼓泡速度umb。对于A类颗粒，如果气速低于umb，则不会形成气泡，此时床层会一直膨胀，直到气速到达umb。简单地说，当达到最小流态化时，若气流量不够大，那么气体就是分散的，气体穿过固体颗粒与颗粒之间的空隙上升，不会形成气泡。

最小鼓泡速度umb与气固两相的性质有关［8］：

流化床中有固相和气相两类物质，当固相的性质确定后，若流化床装置不变，则只有气体流速是影响床层流化状态的唯一可控变量。工业中的操作气速一般均远大于临界流化速度，所以调节气速实际上是调节超过临界流化气量的那部分气体量，也就是改变气泡的数目、大小和频率，从而使整个床层的运动发生变化。在鼓泡流化床中，气体从布风板进入床层中时，由于布风板上开孔的限制，气体从孔口中高速喷入床内，除少量气体以临界流化速度在颗粒之间流过外，多余的部分均以气泡的形式通过。这些气泡在生成后，向上运动从而引起了周围乳化相的相应运动。一方面，小气泡随着上升过程中气泡相周边压力的下降，气泡本身膨胀，同时，上升途中气泡流动轨迹的随机性使气泡之间合并长大；另一方面，气泡过大而失稳，发生破裂，夹带一部分颗粒。由于气泡在床层水平截面上的分布是不均匀的，因此就产生了床内乳化相的局部以至整体的循环流动。

当气泡一旦到达床层表面，就会由于离开床层的压力突降而爆破，并把气泡周界的颗粒抛向上部的自由空间中去，形成气体对颗粒的夹带。一般而言，气泡破裂产生的气体瞬间速度远远大于表观气速。但是被气泡抛向空中的颗粒，由于其中的部分颗粒比较大，终端速度大于表观气速，因此在上升途中会有部分沉降下来回入床中。但那些细颗粒将被带走，只有通过炉膛出口的分离器才能将它们捕集下来，经过返料装置返回密相区内。在自由空间中，颗粒的浓度以及能实现沉降所需的高度都与气泡爆破时的大小和气速有关。

（3）颗粒终端速度

颗粒在某气体流速下既不上升也不下降，此速度即为颗粒的自由沉降速度，也叫终端速度。当气流的速度稍大于这一沉降速度时，颗粒就会被推向上方，因而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。在某些条件下，如果希望避免颗粒被大量带出，可以控制表观气速小于或者等于此沉降速度。发生夹带时，这些颗粒必须循环回去，或用新鲜物料来代替，以维持操作状态的稳定。

颗粒在流体中沉降时，共受到重力、浮力和流体对颗粒的曳力三个力的作用。重力和浮力之差是使颗粒发生沉降的动力，摩擦阻力则是流体介质阻碍颗粒运动的力，其方向与颗粒运动方向相反。对于给定的颗粒和流体，颗粒大小和所受的浮力都已确定，阻力则随颗粒的运动速度而变。颗粒在流体中沉降时，一开始为加速运动，但由于颗粒与流体间发生了相对运动，因而流体与颗粒摩擦产生阻力。阻力的方向与颗粒运动方向相反，速度越大，阻力也就越大。在颗粒降落一段时间后，当流体对颗粒的阻力等于颗粒的重力与浮力之差时，颗粒即以等速度降落。由此可以推导出单颗粒终端速度：

根据颗粒终端速度的定义，令Fd中的颗粒速度等于颗粒的终端速度，由Fg=Fb+Fd则可得终端速度ut：

式中　Cd——曳力系数，它是终端速度对应的Ret的函数。

根据球形颗粒的结果，非球形颗粒的终端速度为：

Re在1～1000范围内，Cd的值可以查表1-6。

以上讨论的是单个颗粒在流体介质中不受任何干扰的自由沉降，然而实际床层中颗粒之间有相互干扰，容器壁的边界效应也会减缓颗粒的自由沉降速度。因而在实际应用时，还必须根据这些因素的影响，对Cd做出相应的修正。

实际上，如果供给床层一定量的颗粒，当气速大于颗粒的终端速度时，流化床内始终能维持有一定厚度的浓稠颗粒的床层。这是因为，一方面，床层颗粒是由一定粒径范围的颗粒组成的，通常计算的是平均粒径的终端速度；另一方面，在湍流床和快速床中，由于物料循环，床内总存在一定量的颗粒团，这些颗粒团的当量直径比颗粒的直径大得多，流化气速并不会超过这些颗粒团的终端速度。

常用的比值来评价流化床操作灵活性的大小，如比值较小，说明操作灵活性较差，反之则较好。这是因为，比值大意味着流态化操作速度的可调节范围大，改变流态化速度不会明显影响流化床的稳定，同时可供选择的操作速度范围也宽，有利于获得最佳流态化操作气速。因而比值是一项操作性能指标。另外，这一比值还可作为流化床最大允许床高的一个指标。因为流体通过床层时存在压降，压力降低必然引起流速的增加。于是，床层的最大高度就是底部刚开始流化而顶部刚好达到ut时的床高。

1.2.2.2　床层压降和空隙率

（1）床层压降

如前所述，理想条件下，气体通过散料床层时，床层呈现固定床、流化床和气流床三种运动状态。

当流速很低时，流体通过床层，颗粒之间保持固定的相互关系而静止不动，流体经颗粒之间的空隙流过。固定床压降与流速呈幂函数关系。由于颗粒静止，空隙率保持不变。

随着流速的增加，至流化状态时，因为床层颗粒的重量完全由气体托曳，不再由布风板支持而全部由流体支撑，床层压降不再继续上升而维持一个常数。此时颗粒之间不再有相互支撑现象，可以在容器内自由运动。在流化床阶段，床层压降为常数，空隙率线性增长，床层均匀膨胀，这是散式流化床的特征。一般说来，高于临界流速的气体以气泡的形式穿过床层，其空隙率不为线性增加，这是与理想状态的区别。

当气速超过输送速度upt时，床层处于气流床阶段。在理想情况下，床高为无穷大，此时床层压降为床层颗粒重量，床层空隙率ε达到极大为1.0。

实际流化床压降和流速的关系较复杂。由于受颗粒之间作用力、颗粒分布、布风板结构特性、颗粒外部特征、床直径大小等因素的影响，实际流化床压降和流速的关系会偏离理想曲线而呈各种状态。当流速接近临界流态化速度时，在压降还未达到单位面积的浮重之前，床层即有所膨胀，若原固定床充填较紧密，此效应更明显。此外，由于颗粒分布的不均匀以及床层充填时的随机性造成床层内部局部透气性不一致，使固定床和流化床之间的流化曲线不是突变，而是一个逐渐过渡的过程。在此过程中，一部分颗粒先被流化，其他颗粒的重量仍部分由布风板支撑，因而此时床层压降低于理论值。最后，随着流速的增加，床层颗粒重量才逐渐过渡到全部由流体支撑，压降接近理论值。流态化床内存在的循环流动会产生与流化介质运动方向相反的静摩擦力，导致异常压降的出现。当颗粒分布不均以及布风板不能使流体分布均匀时，可能出现局部沟流。结果，大部分流体短路通过沟道，而床层其余部分仍处于非流态化状态。因此，实际流态化过程总是偏离理想流态化的，这与实际颗粒分布、床中流体分布等很难达到理想状态有关。

流体通过固定床的压降和许多因素有关，如流体流速u、流体密度ρf和黏度μ、颗粒直径dp、床层空隙率ε、颗粒球形度фs、颗粒表面粗糙度Δ等。另外床层高度h对床层压降也有影响。从流体方面讲，各因素对压降的影响是不言而喻的，流体在床内和固体颗粒发生相互作用，流速越大，固体受到流体的曳力作用也越大。反过来，固体对流体的反作用力即流体对固体颗粒的阻力也就越大。该阻力的大小受到颗粒直径大小、流体密度、流体黏度等因素的影响，宏观表现为流体的动能损失。另外，黏度的大小又反映了流体内部摩擦造成的动能损失。因此固体颗粒和流体之间的相互作用很复杂，产生的动能损失的影响因素也相当复杂。一般而言，可以采用式（1-8）估算床层压降［7］。

（2）床层空隙率

固定床的空隙率是指床层静止时，颗粒物料中的空隙体积和床层总体积的比值。空隙率用ε表示。固定床空隙率也是一个很复杂的量。一般而言，当床层静止不动时，固定床空隙率与颗粒形状有关。当使用形状不规则或表面比较粗糙的颗粒时，固定床的空隙率比使用球形颗粒时大（松散充填），由于这类颗粒表面不规则而造成相互“联锁”或“架桥”现象，从而增大空隙率。另一方面，使用粒径范围比较宽的物料时，因为小颗粒可充填于大颗粒空隙之间而造成床层空隙率变小。因而，当流体以一定的流速流过床层时，因空隙率不同，也会导致压降的不同。

颗粒表面粗糙度Δ、颗粒直径dp、球形度фs等颗粒特性对床层压降Δp也有一定的影响。单纯颗粒粒度对固定床压降的影响主要表现为：不同粒度对应的空隙率不同。同时，不同粒径的颗粒在堆积时构成孔道的孔径大小不同，使气流流动时产生的摩擦力也不同。为了准确表示出颗粒直径dp对固定床压降的影响，一般将dp作为各参数或关联式的定型尺寸。颗粒的形状也会影响固定床的空隙率。非球形颗粒堆积时和球形颗粒堆积时产生的空隙率是不一样的。对于非球形颗粒，形状越不规则，或者说越偏离球形，则在紧密充填时，由于颗粒之间可以相互交错，较之于同粒度球体则空隙率越小；而在松散充填时，形状的不规则又造成颗粒之间的相互架桥支撑，使床层空隙率增大。另一方面，由于颗粒形状不同造成空隙率不同，颗粒堆积所构成的空隙形状和大小也不同，因而流体流过时产生的曳力也不同，并且由于不同形状颗粒具有不同的比表面积，因而流体通过时对颗粒的摩擦阻力也就不同。这些都会影响到床层压降的大小。颗粒表面粗糙度对压降的影响在于表面的凹凸不同，因而流体流过时，产生的摩擦阻力不同，这种影响随流速大小而变化。因为低速时，流体可在颗粒表面形成一个边界层，使外部流体流动受颗粒表面性质的影响很小；而在高速时，由于剧烈的湍动使边界层破坏，颗粒表面性质对流体流动就有较大的影响。但颗粒粗糙度一般很难确定，一般情况下可将其归并到球形度中一起考虑［7］。

1.2.3　典型流化形态

（1）鼓泡流化床

鼓泡流化床的核心特征是气泡的广泛存在。通常认为，床层由气泡相和乳化相组成，乳化相维持在临界流化状态，而多余气体以气泡形式流过床层。若假定：a.气泡为球形，气泡中不含固体；b.气泡上升过程中，颗粒被看作表观密度为ρp（1-εmf）的不可压缩的非黏性流体，在气泡两侧流动；c.乳化相中的气体为不可压缩的黏性流体；d.气泡中压力为恒定值，远离气泡处的压力梯度恒定不受气泡的影响，则可以计算气泡周围的流动和压力分布情况。计算结果表明，气泡周围的流型与气泡的相对速度ubr以及气体在乳化相中的相对速度有关。依据ubr可将气泡区分为慢速气泡和快速气泡两类，如图1-6所示［9］。

当时为慢速气泡流型，在这种情况下，气泡速度小于气体渗过乳化相向上运动的速度，气体通过床层时利用气泡作为捷径，由气泡底部进入而从顶部离去，另外还有小部分气体环随着气泡，并伴随着气泡一起向上运动。

当时为快速气泡流型，在这种情况下，气泡速度要比气体渗过乳化相向上运动的速度快，气体由气泡底部进入，在气泡顶部离去后又环绕气泡循环并返回至气泡底部，气泡周围被这一循环气体所渗透的区域称为气泡晕。在气泡尾部存在着一个随气泡一起向上运动的尾涡区，这是由于气泡的底部压力要低于周围乳化相压力的缘故。

气泡相和乳化相之间的气体质交换，一方面靠相间浓度差引起的气体扩散，另一方面通过乳化相和气泡相间的气体流动进行。对于快速气泡流型，当气泡较大时，气泡晕半径较小，由气体流动产生的气体质交换很小，气泡相和乳化相间的气体质交换阻力很大。循环流化床气体流速比较高，密相床大部分都处在快速气泡流型，大部分气体在气泡中随气泡上升，气泡相和乳化相之间的气体得不到充分混合。

实际上密相区的乳化相流动和简单的两相流动理论假设不一致，主要表现在气泡中气体流速不能简单地由uo-umf给定，因为气泡中固体的体积含量为0.2％～1.0％，乳化相并非稳定不变，乳化相空隙率在气体速度大于umf时不等于εmf，而且密相区不能仅简单地划为气泡相和乳化相［10］。这就需要对简单的两相流模型进行修正。根据密相区流动分析，可以将密相区划分为气泡相区、随气泡上升的气泡晕区（由气泡晕和尾涡组成）、乳化相区（固体颗粒下行）三个部分，如图1-7所示，其中δ为气泡份额。气泡中气体流速比气泡上升速度略高，高出的部分为气体从气泡的穿行速度。在气泡流速较快时，可以忽略气泡中气体穿行速度对气泡以及气泡晕中气体流速产生的影响，但它对气泡相区和气泡晕区之间的气体质量交换起了重要的作用。所以假设气泡、气泡晕和尾涡中气体都以气泡速度ub上升，在计算气泡相区和气泡晕区之间的气体质量交换系数时考虑穿行速度的影响。

夹带和扬析在流化床设计和运行中是非常重要的。这是因为固体颗粒是由一定范围的颗粒组成，反应过程中，颗粒收缩、破碎和磨损，有大量的容易被夹带和扬析微粒形成。为了合理地组织反应和传热，要保证锅炉有足够的物料，就必须从气流中分离回收这些细颗粒。因而要知道固体颗粒的特征，尤其要知道颗粒在夹带气流中的浓度，也就是要了解颗粒的扬析规律［3］。

夹带和扬析是两个不同的概念。夹带一般指在单一颗粒或多组分系统中，气流从床层中带走固体颗粒的现象。当自由空域高度低于输送分离高度（TDH）时，自由空域内固体的粒度分布随位置而变。在自由空域高度接近输送分离高度时，夹带减小。当气流在输送分离高度以上离开容器时，颗粒分布和夹带速率都变为常数，其大小由气流在气力输送条件下的饱和夹带能力来确定。扬析表示从气固混合物中分离和带走细颗粒的现象。这一现象不论自由空域高度高于或低于TDH时都存在。上述概念可以用图1-8加以说明［7］。一个流化床容器通常包括两个区域，一个颗粒浓稠的鼓泡相，它上面是一个稀相或分散相，二者被一个明显的界面分开。密相表面与流化气体离开容器之间的这一段容器称为自由空域，其高度称为自由空域高度。设置自由空域的目的是为了使颗粒从气体中分离出来，当高度增加时，夹带量减少。当自由空域高度达到某一值以后，夹带量为常数，此高度称为输送分离高度。

夹带形成的机理包括从密相区到自由空域固体颗粒的输送、颗粒在自由空域的运动两个基本环节。对于鼓泡床，输送起因于气泡在床层表面的破裂。大多数研究者认为，气泡破裂喷出的颗粒主要来自气泡尾涡；也有人认为气泡表面颗粒是夹带的主要来源。

广泛应用的TDH的简单关系曲线见图1-9。该曲线主要建立在流化催化剂颗粒的基础上，当用于其他类型的颗粒时显得较为保守。

（2）湍流流化床

当气体流速在鼓泡流化床的基础上继续增加时，气泡作用加剧，气泡变大，气泡的合并和分裂更加频繁，压力波动的幅度也增大。当气速超过某一气速uk时，压力波动开始减小，大的气泡开始消失。超过另一气速uc，压力波动的幅度值很小，但波动频率非常高，通常在宏观上看不到气泡。这一操作速度范围之内（uk<u<uc）的流化床即为湍流流态化。湍流床的空隙率一般在0.7～0.8范围内。

有学者认为，湍流床中气泡的分裂与其合并一样快，因此平均气泡尺寸很小，通常所理解的那种明确的气泡或气栓已看不出。但也有其他学者认为，湍流床居于鼓泡床和快速床之间，在鼓泡床中，贫颗粒的气泡分布在富颗粒的乳化相中间；而在快速床中，颗粒团分布在含少许颗粒的气体连续相中。湍流床最显著的特征是舌状气流，其中相当分散的颗粒沿着床体呈之字形向上抛射。虽然湍流床层与自由空域有一个界面，但远不如鼓泡床中那样清晰。湍流床的床面很有规律地周期性上下波动。

在常压下，对不同的颗粒用空气流化进行试验得出的结果为［8］：

式中，ρpdp=0.05～0.7kg·m-2。

对于细颗粒，和的比值超过10。随着颗粒粒径的增加，和的比值单调递减到1的量级左右。试验表明，对于650μm的玻璃珠，；对于2.6mm的玻璃珠，≈0.35，值受系统压力变化的影响很小。此外，上述转化速度随床径的增加而减小。当有埋管时，虽然床内大部分处于鼓泡方式，但是在减小的通流断面上可能出现局部湍流区。

可以对湍流床和快速床做这样解释：前者是气速在uk～uc的范围内床层压力波动逐渐变小的操作；后者是床层压力波动很小，而床层空隙率与固体循环量有密切关系的操作。

（3）快速流化床

如果表观气速在湍流床的基础上进一步提高，颗粒夹带量急剧增加；表观气速达到所谓载流速度upt之后，进入气流床状态。此时，如果没有颗粒循环或较低位置的连续给料，床中颗粒会迅速被吹空。当存在连续给料或物料循环时，可能出现的操作方式取决于加料量：加料少时会出现垂直气力输送；加料量多时会出现快速床。

快速床条件下，床层表面进一步模糊，通常很难分清床面，仅能粗略地将床分为密相区和稀相区。快速流化床具有如下基本特征：固体颗粒粒度细，平均粒径通常在200μm以下；操作表观气速高，可高至颗粒自由沉降速度的5～15倍；虽然表观气速高，固体颗粒的夹带量很大，但颗粒返回床层的量也很大，所以床层仍然保持了较高的颗粒浓度。但从密相区的剧烈压力脉动来看，密相区中有大量的气泡，只不过气泡的形态不同于鼓泡床和湍流床，其数量巨大，单个气泡的体积很小。

在快速流化床中存在着以颗粒团聚状态为特征的密相悬浮夹带。在团聚状态中，大多数颗粒不时地形成浓度相对较大的颗粒团。认识这些颗粒团是理解快速流化床的关键。大多数颗粒团趋于向下运动，床壁面附近的颗粒团尤为如此；与此同时，颗粒团周围的一些分散颗粒迅速向上运动。快速床床层的空隙率通常在0.75～0.95之间。与床层压降一样，床层空隙率的实际值取决于气体的净流量和气体流速。

已有的研究表明upt和uk、uc一样随dp和ρp的增加而增加。对典型的颗粒团尺寸估算表明，颗粒团与气体之间的相对速度一般比单颗粒的终端沉降速度高一个量级。颗粒返混量很大，但气体返混量很小。

快速流化床的优点是气固接触好，处于上稀下浓的复合状态。由于快速床条件下离开上升段的气体携带大量的固体物料，使得床中物料损失很快，因此，为了维持快速床的状态，必须及时补充大量床料，最简单的办法就是将气体携带走的物料分离下来再回送回床内，即形成一个闭合的颗粒循环系统。在此系统中，床内的纵向空隙率变化如图1-10所示，曲线的拐点Z处定义为快速流化床的床层高度，称为特征长度，Zi为床层空隙率纵向分布曲线的拐点。在床高Z处，团聚体从下部浓度较高的区域，按类似扩散的规律向上窜，而团聚体到达Z以上后，由于其密度大于周围床层平均密度而反向下沉［8］。