FCC颗粒气固流态化基础理论.docx

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1、FCC颗粒流态化基本原理概述流化催化裂化是炼油工业中重要的二次加工方法之一。世界第一套流化催化裂化（简称FCC）装置1942年投产。我国自1965年第一套催化裂化投产以来，各种型式的催化裂化装置相继投 产。概括起来说，有同高并列、高低并列、同轴式、单段再生式和两段再生式等， 包括的床型有鼓泡床、湍流床、快速床、输送床等。在以往的生产中，人们过多关注的是产品收率和产品分布，对于能否达到上 述目的与流化工程相关的问题则被忽视。随着流态化技术的发展和实际生产操作 过程出现的种种问题，近年来流态化工程问题，愈来愈被人们所重视。诸如，催 化剂在两器和管路中的循环，循环中所能形成的流型，流动中的脱气和充气

2、，单 体设备的压降和系统中的压力平衡对生产带来得影响，催化剂物性与流化和流动 的关系，密度和密度分布，杨折夹带机理和模型，床膨胀，颗粒分布，颗粒回收 系统结构与催化剂单耗等等问题。第一节流态化颗粒分类流态化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。借助于固体流态化完成某种过程的技术，称之为流态化技术。研究流态化技术必须对流态化颗粒进行分类、颗粒大小和孔形状以及颗粒在 不同操作条件下运动规律等有所了解。1.1颗粒的分类国际上较为通用的粉体颗粒分类是Geldart颗粒分类，他将粉体颗粒分为四 类，即A类.B类.C类.D类。见下图每种颗粒具有本身的特性，且决定了其流化性能。因

3、此，我们看流态化书和 选用关联式时，必须明确该关联式适用于哪种颗粒，否则将会产生很大的误差。 Geldart将颗粒分为四类，每类颗粒的特性为；A类颗粒特性：典型的A类颗粒为FCC催化剂，其特性为：1. 在床层起始流化速度umf与首次出现气泡速度umb之间，床层出现均匀流化，即散式流化，因此umf/umb1;注-1散式流化：流化床颗粒均匀地分散，平稳地流化，其典型代表为液-固系统流态化。2. 气泡直径小，床层膨胀小，流化较为平稳；3. 固体返混较为严重；4. 由于粒团的形成，它可以形成快速流态化；5. 颗粒夹带较为严重。注-2夹带：系指流化气体从床层中带走固体颗粒的过程。B类颗粒：属于squir

4、es搅动床，以砂粒为典型代表，其特性为：1.超过起始流化速度立即出现气泡，故umf=umb；2. 气泡较大，气泡沿床高而增大；3. 床层很不平稳。C类颗粒：按照颗粒分类，奶粉、锅炉飞尘、以及炼油工业流化催化裂化， 旋风分离器二级料腿中的催化剂颗粒属于C颗粒。其特性为：1. 颗粒平均直径dp30pm，颗粒直径小；2. 颗粒间作用力较大，所以不易流化，靠其自然流动也较困难；3. 若将C颗粒形成床层只有在搅拌或振动作用下，方可实现流化操作。D类颗粒：颗粒平均直径约大于600pm，如麦粒、粗玻璃珠均属此类。其流 化特性为：1. 床层易产生喷动；2. 迄今为止B类和D类颗粒不易严格分界。根据流态化技术的

5、不断发展，在Geldart对颗粒分类的基础上，有人提出一种 AB类颗粒，该种颗粒的性质介于A类和B类粒子之间。对炼油工业催化剂而言， 大密度FCC催化剂具有AB类颗粒的一些性质，因此，对大密度FCC催化剂在 操作中注意掌握其流化特性，以实现平稳操作。由Geldart颗粒分类，总结出各类颗粒的宏观特性表，见表1-1-1表1-1-1各类颗粒宏观特性表颗粒类别 项目f fCABD平均粒径（微米）600气泡形状沟流无气泡圆形圆形节涌形状节状轴对称大气泡轴对称壁上流动行为粘连性充气性鼓泡性喷动性由于Geldart对颗粒的分界只是定性的，不是临界值，故不能确切的表明其颗粒 流态化特性。Grace所给出的颗

6、粒分界值则说明了一定颗粒流化特性，在此基础 上Grace提出了 A类与B类颗粒可进一步分为A、AB、B类颗粒，其定性关系 为：A 类颗粒 umb/umfN1.2AB 类颗粒 1.1umb/umf1.2B 类颗粒 umb1.1umf。结合流化催化裂化催化剂，近年来重油催化多使用大密度催化剂，它有AB类颗粒的性质。掌握颗粒的特性，对搞好催化裂化的操作是有好处的。1.2有关催化剂颗粒的一些概念上一节介绍了颗粒的分类，不同类型的颗粒有不同的流化性能。那么，相同 类型的颗粒其结构不同对流化性能也有一定的影响，为了掌握流态化基本理论， 必须对影响流态化的颗粒本身的一些概念作一简介。粉体颗粒的休止角。见下图

7、颗粒的休止角颗粒的休止角（？ r）：休止角也称堆角、安息角，在自然堆放粉体颗粒时， 凡小于？ r时粉体颗粒不能自然流动，反之，大于？ r时粉体颗粒能自然流动，直 到某一角度停止滑动，该角即为休止角。FCC催化剂，属于粉体颗粒，同样具有上述各种角度，一般来说，小密度 催化剂休止角为32。，大密度催化剂休止角为3436。，有时大密度平衡催化剂休 止角达38。工程设计中考虑到催化剂这些物性，一般再生器，沉降器以及催化 剂槽均设计成锥形底，锥底线与水平线的夹角都大于休止角，即达到滑动角的范 围，在停车时便于卸出催化剂。考虑到催化剂在输送管线中流动方便，催化剂管 线也设计成具有一定角度的斜管，还有大型加

8、料线、小型加料线均设计成具有较 大曲率半径的弯管等，都与此有关。1.2.2催化剂颗粒的平均直径粒度和粒度分布对流化床中各种行为的影响，历来是被人们所关心的问题， 但是，至今仅给出了定性的描述，例如对起始流化速度的影响、床层粘度、气泡 大小、床膨胀、气泡上升速度、颗粒直径与沉降速度、颗粒直径与阻力系数、颗粒直径与粒子的水平输送速度、颗粒直径与粒子的垂直输送速度等等都会带来 定的影响，介绍常用的计算颗粒平均直径计算式，见表1-1-2，表1-1-2中x.：某 筛分粒径的重量分率，d.= d.+d.-1）/2表1-1-2平均粒径的计算方法名称符号计算公式物理意义算术平均直径d 10d0 =(1/n)E

9、d.x.某一颗粒的算术平均值几何平均直径dd =(d1x1d2x2)1/n几个颗粒乘积的n次方根调和平均直径gdgd =1/E(x./d.)各粒径的调和平均值平均表面积直径nadnad=E(d.x.) /nu.52U将总表面积除以总个数取平方根重量平均直径2U d3Ud =(1/n)Ed.3x.U-333重量等于总重量，数目等于总个 数的粒子直径平均体积直径d7d7=( E nd3/ E n).5将总体积除以总个数取其平方根对FCC催化剂多使用调和平均直径，表1-1-2中所列的计算平均粒径方法，应用场合不同，采用的公式不同，大体参照表1-1-3使用。表1-1-3不同的物理、化学现象所采用的平均

10、粒径名称物理化学现象算术平均直径蒸发、各种尺寸比较重量平均直径气力输送、重量效率、燃烧、平衡平均表面积直径吸收平均体积直径光的散射、喷雾的质量分布比较比表面积直径蒸发、分子扩散中径分离、分级装置性能表示1.2.3颗粒的其它几个概念a. 催化剂颗粒的球形度W按下式定义山同体积球形表面积叩=一颗粒实际表面积b. 粗糙度系数粗糙度系数=颗粒微观的实际表面积粗糙度系数粗糙度系数外观看成光滑时颗粒的宏观表面积用吸附法测定的比表面积用渗透法测定的比表面积c.起始流化指数FjFj=umf（理论）/umf（实际）1.2.4 FCC催化剂密度的几个概念在工程设计和催化裂化流化试验中，考虑物性对流化和流动的影响，

11、常常用到 催化剂密度的几个概念为了使读者掌握计算和测试，介绍FCC催化剂密度的几 个概念。a.骨架密度多孔性的流化催化裂化催化剂与水构成悬浮液时，水将充满全部颗粒微孔和 颗粒间的空隙，在一定量的悬浮物中，除去水的体积,即为催化剂不包括微孔间隙 的净体积。单位催化剂净体积所具有的重量即为催化剂的骨架密度，可表示为：催化剂的骨架密度=瓶体积-（克/毫升）样品重瓶总重-瓶重-样重200C时水的密度20C时水的密度为0.9982b.颗粒密度：在测量时扣除催化剂颗粒之间的间隙，即得包括微孔在内的催化剂颗粒体积, 在该体积内催化剂重量即为催化剂颗粒密度，催化剂颗粒密度和骨架颗粒密度关 系如下：P p=P

12、J（l+V 孔P s）式中P p 颗粒密度，克/毫升P s催化剂骨架密度，克/毫升V孔催化剂孔体积，毫升/克c. 堆积密度：堆积着的催化剂密度，以质量与其所占体积比表示。堆积着一定质量的催化剂 体积，随颗粒间空隙大小的改变而改变，在不同情况下可分别以充气密度，沉降 密度和压紧密度三种来表示。充气密度：将已知重量的催化剂装入量筒中，并颠倒摇动，然后将量筒直立， 待样品刚刚全部落下时读取其体积，这是所测的密度为充气密度，或称松装密度；沉降密度：依上述方法，将量筒静置，待样品全部落下后，再静置两分钟， 读其体积，此时求得的密度称为沉降密度，或自由堆积密度。压紧密度：将上述已知重量催化剂的量筒在特定操

13、作仪上振动数次，直至体积不变为止，此时的体积为压紧体积，求得的密度为压紧密度，或礅实密度。堆积密度的表达式为：p 堆二W/V式中 p堆：堆积密度，克/毫升W：样品的重量，克V：样品体积，毫升第二节 流化床的形成与流化相图2.1概述前一节已经介绍了颗粒分类和颗粒的一些特性。而某一种颗粒与流体接触， 如催化剂与气体或油气接触，使催化剂也具有流体的性质，这个操作过程叫固体 流态化，简称流化。2.1.1流体通过颗粒层的三个阶段在一个圆筒形容器中设置一块多孔形水平分布板，将颗粒堆放在分布板上， 形成一层固体层，称固体层为床层，或简称床，如果将流体引入分布板下，使流 体均匀地通过分布板而通过床层，因流体速

14、度不同，床层将会出现三种不同的状 态。2.1.1.1 固定床当流体流速很低时，床层虽有流体通过，但固体颗粒相对位置不发生变化， 床层高度不发生变化，这种床称为固定床。2.1.1.2输送床进一步提高流体速度，至颗粒开始被流体带到容器之外，这时，从分布板到 容器出口，充满着浮动的流体颗粒，他们以一个向上的净速度运动，因此不存在 床层界面，这种状态称为输送床。综上所述，固体颗粒与流体接触能形成哪种床与流体（或称流化介质）流速 紧密相连。对FCC催化剂的粒子平均直径为d=50-70p m，按颗粒分类属于细粉 p颗粒，细粉颗粒与粗颗粒流化有很大不同。本文针对炼油工业流化催化裂化，因 此在本文中重点谈细颗

15、粒流化床。Squires对细粉流化床流化状态分类，可分为 固定床、散式流化床、鼓泡床、腾涌床、湍流床、快速床、输送床等。对固定床 在2.1.1.1中已叙述。散式化床：固体颗粒脱离接触，但颗粒均匀分布，颗粒间充满气体，无颗粒 与流体的集聚状态。在催化裂化装置上，几乎看不到散式流化床，主要是细颗粒 流化时，散式状态范围很窄，流化表观气速稍微提高就已进入鼓泡床状态，典型 的散式流态化为液固系统。鼓泡床：随着气体表观气速增加，流化介质出现集聚相称为气泡。气泡在密相床中以一定速度上升，边上升边聚并小的气泡，逐渐形成较大的气泡，气 泡的大小与原生气泡大小紧密相关。气泡在流化床中形成不连续相，而催化剂则 形

16、成连续的乳化相，气泡上升到流化界面时会发生破裂，破裂的气泡会产生一个 速度较高的有效气速，通常有效气速，等于10倍气体表观速度，依靠该气速， 将床内的部分催化剂颗粒带入床界面以上的自由空间，出现床界面以下的密相床 和床界面以上的稀相床。催化裂化老W型的再生器和反应器基本上属于鼓泡床范 围。严格的说，提升管催化裂化的汽提段也是鼓泡床，因为操作时气体线速为 0.15 0.25m/s。腾涌床:在床径比较小时，而气泡直径达到与床直径相等时则出现气柱，而气 柱与柱之间的固体呈固定床流动称腾涌床，或叫节涌床。流化催化裂化裂化床直 径都很大，一般不会出现腾涌床。但是对化工而言，因其流化床直径小常常采用 腾涌

17、流化床生产，如甲醇合成烃类、烯醛法合成异戊二烯等。对于腾涌床许多研 究者发表了流体力学特性，气柱上升速度、气柱频率、床膨胀、床内构件等。这 里不详细介绍，读者需要时请查阅有关文献。湍流床：湍流床是一种特殊的床型，它介于鼓泡床与快速床之间，当鼓泡床 进一步提高流化介质表观气速，床层气泡直径变小，气泡数量增多，气泡很快合 并又很快被激烈湍动旋涡搅动所击碎，气泡在床层界面形成大量喷溅，使床界面 变的模糊不清，密相密度与固体循环量无关。上述是我们在冷漠试验中观察到典 型湍流床状态。关于从鼓泡床向湍流床过渡的判据，许多研究着提出不同的看法， Lanneau,Kohoe和Davidson等提出过一些方法，

18、但是没有反映出湍流床湍动的实 质，因此不十分可靠。Avidan和Yerushalumi (1982)提出一个判别准则，他们 认为，对于小直径床来说，在鼓泡床与湍流床之间有一腾涌床存在，对大直径流 化床，随无腾涌现象存在，但在鼓泡床向湍流床过渡时，有一个压力波动区，该 去与小直径腾涌状态相对应。Avidan提出，鼓泡床、腾涌床的膨胀率与湍流床不 同，因此，反映在Richardson-Znki方程上两者指数n不相同利用这一关系获得 湍流点速度。近年来，中国科学研究院化工冶金研究所和清化大学对湍流床和快 速床进行了大量的研究，清化大学提出了鼓泡床到湍流床转变点速度uc的关联 式为：=U211 + 弋

19、X 10 -3)( D )( P 广七)0.27D 0.27 D 1.27 d p郭幕孙等囹提出了湍流床到快速床的转变点速度ufp为：ufp=(3.54.0)ut，FCC 催化剂 ufp=3.4 ut。快速床：气速再增加，使密相床层要靠固体循环量来维持，当无固体循环 量密相床层固体就会被气体全部带出。气体夹带固体达到饱和量，此时已达到快 速床。快速床的特点是：稀密相床界面消失，床层密度存在上稀下浓状态，床层密 度的大小和循环强度密切相关。当催化剂循环强度较低时，整个床层呈稀相状态， 随着催化剂循环强度的增加床层密度也增加，这时床层虽然呈密相，但其状态却 与鼓泡床、湍流床密相床有很大区别，在快速

20、床中，不连续的气泡相转化为连续 的气相，而连续的乳化相逐渐变为组合松散的颗粒群，类似絮状，时聚时散，突 破了聚式流化床两相模型的界限。因此说，只有细颗粒物料才能形成快速床。快 速床操作气速高，床内气固接触好，传递速度快，气固返混小，设备利用率高， 是一个很有前途的床型。流化催化裂化烧焦罐操作就属于快速床。在我国利用快 速床湍流床串连操作建成了新型催化裂化装置，取得了明显效果。输送床：快速床靠提高固体循环强度维持床层。当气速再提高后，依靠固体 循环强度也无法维持床层，此时已达到气力输送状态称为输送床。流化催化裂化 提升管反应器就属于输送床流化。2.2流化相图：由上节可知，颗粒与流化介质接触，由于

21、流化介质速度不同可以形成不同的床型。床层空隙率不同，床层压降不同等等。根据这些变化许多研究者作出不 同的流态化相图，相图中有些是宽筛分粒子的，有些是窄筛分粒子的，有些是广 义流态化相图，本文选择与催化裂化催化剂颗粒相近的或有关的相图作一介绍以 达到联系实际之目的。2.2.1细粉流化床相图Squires用细粉颗粒作流化试验得到床层压降 p与表观气速ug之间的关系曲 线，因其能表明不同的流化状态，称此种图为流化相图。Squires流化相图见图 （2-2-1），在该相图中无腾涌床，这是因为它所使用的床径较大之故。图中u f一 mf 起始流化速度，umb起始鼓泡速度，uc湍流点速度，ufp快速点速度，

22、 上述这些速度将在以后详细说明，对照图（1-2-1）可以看出在炼油工业中该图 还有实际意义的。如加氢裂化就利用固定床特性。催化裂化再生器采用用鼓泡床 （多数已被淘汰如W型催化裂化再生器）或湍流床乃至快速床。沉降器汽提段采 用鼓泡床或移动床。IgA P/Lucumf umbufplgug图1-2-1细粉颗粒流态化相图23 Umf、Umb、ut、uc、Ufp 的确定2.3.1起始流化速度umf的测定关于umf的计算式有许多种，而且它们之间有较大差异，现将部分公式列出， 供参考。1. 基础化学工程给出：u =(H)2(P广 P(工)(1-2-1)mf150 日1 -8mf式中：0 一球形度sdp一颗

23、粒平均直径，米p p一颗粒密度，kg/m3p g一气体密度，kg/m3|J 一气体粘度，kg.s/m2厂临界空隙率 mf2. u = 4.08 d母(七-七加4(1-2-2)mf日 0.88 p 0.06式中符号与式(1-2-1)相同。上式只有在dp/D1/20，L0/D2时适用，这里D为流化床直径，L0为固定床高 度。3. u = 8 七2(七叩(C.G.S 制) (1-2-3)mf 日4. 对于流化催化裂化再生器和反应器umf中的值为：再生器 umf=0.003 (m/s)反应器 umf=0.0019 (m/s)也有人认为，工业装置umf=0.00128 (m/s)5. 洛阳石化工程公司设

24、备研究所在实验室测得FCC催化剂umf=0.00143 (m/s)6. u =_(33.7)2 + 0.0408d 3p(Pp Pg)1/2 -33.7(1-2-4)mf d pp g 口 2式(1-2-4 )也可用两个简化公式：对小颗粒Rep1000时u = d(Pp _Pg (1-2-6)mf 24.5 pgR = d 叩 mfeP|Ll除经验数外,(1-2-4)式还是一个较为实用的经验关联式。2.3.2起始鼓泡速度umb的确定umb的计算式有：王樟茂 1984 年给出： = 479 十1x 106 七(1-2-7)u fd 0.2f dpx d i I pi /(Fa定义为细粒子作用因子

25、)Muster 1979 年给出：u =ad。.7p o.o6日一旧(1-2-8)对 FCC 催化剂 a = 4.23 x 10一3Geldart 和 Abrahahisen 给出: = 23。七耳淄舞叫16公 go U fd 0-8 1( p - p ) g -0-9 3 4用Abraharnsen和王樟茂的兰屈计算式比较， umfU、mbuk mf 1 A=3.69计算物料为共y-15平衡催化剂umb-uk mf 1 w经比较，相差2倍之多，这主要是由于两者所定义umb的不同所致。Yerushalmi也指出，以FCC催化剂umb=3umf, Steenge、Dame、Parer对FCC催化

26、剂采用=1.48Umb=2umf。2.3.3带出速度ut带出速度是一个很重要参数,ug=ut时颗粒被流化介质带出床层并从容器中带 走，对单颗粒无限大空间中带出速度就等于沉降速度,对于球形固体颗粒的带出速 度ut可以用下述公式计算:当Rep0.4时u = g （ 一 咋（1-2-10）t 18旦当 0.4Rep5。0 时u .(P广 Pg)g2t 225 P 旦1-g当 500Rep200000 时1/3dp(1-2-11)u =邛(HP Xp 12P1-g-1(1-2-12)颗粒若为非球形，求ut时则必须乘以校正因子n = 0.843lgI巾10.005 )根据催化裂化工艺设计，催化剂的带出速

27、度为表1-2-2所示。表1-2-2催化剂带出速度颗粒直径p m30406080100再生器 ut(m/s)0.01750.03050.06900.12000.1850反应器 ut(m/s)0.0640.1400.2420.4220.570(1-2-13)_ 叫3(Pp _pg3cdP gp p,p g为颗粒和气体密度,kg/m3dp颗粒直径,m （如用混合颗粒用最大值）Cd摩擦系数层流Cd=24/Re；过渡流Cd=10/Re1/2；湍流Cd=0.43此式为单个颗粒的终端速度。颗粒群的终端速度：u = u (1 - c)n(1-2-14)式中u颗粒群的终端速度，m/sut单个颗粒的终端速度，m/

28、sc固体颗粒在层中的体积分数n雷诺数的函数对球形颗粒群的终端速度用(1-2-15)，日A 8 4.75dp Pp18 + 0.6 A 4.75式中 A =QQg(p 一气体粘度,Pa s)r旦2e= 18R + .36R ” -21 A ir1ut的经验数据：化工冶金研究所给出ut=0.368 (m/s)催化裂化工艺设计计算ut=0.6 (m/s)Conhurt 说对 49p m 的颗粒 ut=0.076 (m/s)流化工程给出ut/umf=91.6 (m/s)举例说明ut和umf的计算已知条件：某催化裂化装置的再生器在580C及0.78巴(表压)下操作，再生烟气的密度为0.733x10-3

29、(g/cm3),粘度为3.7x10-4g/cms，密相床层表观气速为1m/s，平衡催化剂的颗粒密度为1.3g/cm3，其筛分组成如下：粒径(p m)02020 4040 8080 110110150% (重)0.4810.52853.840.14试计算催化剂的起始流化速度umf和带出速度七 解：1)催化剂平均粒径的计算：日广山Z/dpi= 0.4810.52853.840.14= 53Rm = 5.3310-3(cm)+103060951302)用(1-2-5)式计算umf_ dp(pp -pg _ 5.3x 10-3(1.3-0.733x 10一3)x980 _/ .Umf &5 1.65

30、x 3.7 x 10-4. Cm S3)核算R epRep5.3 x 10-3 x 0.733 x 10-3 x 0.0583.7 x 10 - 4_ 6.09 x 10-4 20ii）对于dp=110|J m的颗粒用(1-2-11 )式计算4(P -P )g2225 p 旦 g1/3d p4(1.3 0.733x10-3)x98022250.733x10-3 x3.7x10-41/3x 110 x 10-4 _ 51.5(cm / s)故（2-5）式是适用的。4） ut的计算i）对于最小颗粒的dp=20p m的颗粒用（1-2-10）式计算_ 0.000765(cm/ s)_ g(p“ -p

31、)d“2980 x(1.3 - 0.733 x10-3) x (20 x10-4)218 x 3.7 x 10-4Ut 183.7 x 10 - 4校核 Re R _ d _ 110x10-4 x0.733x10-3 x51.5 _ 1.113 pep旦0.4Rep500,所以公式（1-2-11）适用。（5）计算结果讨论众所周知，操作表观气速ug与起始流化速度umf之比称为流化数，从计算结 果可以看出u /uf _ 1/0.00058_ 1720该值比一般催化裂化用的流化数10 100高得多，不仅如此，ug/ut也高出很多，即使对大颗粒催化剂ug/ut也达1.95。从前面对流化床的形成分析来看

32、，为了保持流化床层，操作线速应当在u - mf与ut之间，一般流化床都是这样设计的。但是，对流化催化裂化装置而言则有所 区别，因为FCC催化剂实验操作过程中颗粒多以粒团形式出现，用简单的单颗 粒的终端速度，绝代替不了颗粒团的终端速度，所以在实际操作过程中，尽管操 作的表观气速已超过u/直很多，然而操作中仍然能保持床层。我们必须认识FCC 催化剂的特点，以加强正常的生产操作。2.3.4湍流点速度uc的确定过去由于概念不清，常常对鼓泡状态和湍流状态不加区别，同等对待，不但不能取其所长，反而取其所短。如用鼓泡床进行催化反应工业放大，常常出现收 率大幅度下降。湍流床速度报导的不多，定义也略有不同，主要

33、有：1. Yerushalumi指出：当床层进入湍动状态时，可以发现床层压力波动值陡然下 降。根据催化裂化数据，当气速达0.6m/s时，床层压力波动明显减小，此时为进入湍流床的标志。较为确切的湍流点速度乃是第二节所述的清华大学提出的转变点速度。当床，C c A 0.27PP gI d P II pg，(1-2-16)径较大时，可用下式近似估算:= 0.211询p浙江大学实验结果凶表明，从鼓泡床向湍流床过渡最先发生在床内中心区，当气速达到0.35m/s以后床中心区开始呈现湍动流化行为，当气速达2.58m/s时 整个床进入湍流床，上述数据是用FCC催化剂做流化实验所得到的，该数据与 工业流化床进入

34、湍化床现象是极一致的。他们的数据与其他学者数据比较见表1-2-3。表1-2-3湍动流态化区域的RichardsonZaki关系来源颗粒床径(mm )单颗粒终端速度ut(m/s)n进入湍流态名称直径(四m)密度 (g/cm3)转折点速度(m/s)空隙 率文献FCC491.071520.077850.370.640浙大工业催化剂631.98000.22693.70.350.583浙大FCC66.71.481140.19801.710.350.672.3.5快速点速度up的确定对流化催化裂化装置的高效再生器烧焦罐，其操作气速在0.93.0 m/s之间， 按Squires分类法应属于快速流化床。判断其

35、是湍流床还是快速床，其分界限应 该用快速点速度，根据资料介绍，有如下公式确定ufp。中国科学院化工业冶金研究所郭幕孙等通过实验发现，FCC催化剂的快速 点速度ufp=3.4u，对小密度催化剂ufp=1.25m/so洛阳石化设备研究所通过实验测定出：对大密度催化剂（CRC-1）为=1.34m/s小密度催化剂对u =1.28m/s。fp清华大学白丁荣等1987年给出：u = 0.203 X . gdfp pGD (pp-pg)g0.328(1-2-17)举例说明计算湍流点速u和快速点速度%。例2已知60万吨/年同轴式催化裂化装置，使用高铝微球催化剂，其筛分组成 见表（1-2-4）表（1-2-4）催

36、化剂筛分组成筛分（四m）121Wt%1.212.078.67.700.2颗粒密度p p=1247（kg/m3），再生器操作温度为680。c，再生器底部压力为0.15MPa，求：湍流点速度u和快速点速度u 解：1） uc的计算:d = 1/ x /d = 47.3pm由操作温度和操作压力查的烟气密度夕g=0.87 kg/m3，粘度口=3.6x 10-5 Pa - S由(1 2 16)计算=0.211jgj-p -p )/d P 1.27 = 0.501 (m/s)2)由式ufp的计算：(2-10)先计算出utg (P p 一七咋=0.42218旦(m/s)uiW4 X 0.422=1.43(m/

37、s)通过对工业装置FCC催化剂计算湍流点速度和快速点速度，经分析认为它们 的速度范围大致可定为：c=0.40.6(m/s)%=1.21.5(m/s)因为uc和为都与物性，操作条件有关，针对不同的装置应当通过计算来 初步确定床层的属性。2.4稀相输送的一般规律催化剂在管路中输送时，根据催化剂密度可分为稀相输送和密相输送。流化 工程原理定义以100kg/m3为分界，凡密度大于100kg/m3者为密相输送，而小于 100kg/m3则属于稀相输送范畴。在催化裂化装置中，催化剂大型加料线、大型卸 料线、小型加料和卸料线、稀相提升管和提升管反应器等均属于稀相输送。图1-2-11提升管底部流型图1) 稀相输

38、送的流型：以提升管反应器为例，在提升管反应器中，气体线速较流化床高的多，工业 装置中，油进口处的线速一般为4.57.5m/s在此气速下气固混合后固体流动会形 成三种不同的型式。第一，催化剂沿再生斜管流入提升管，通过孔口时，催化剂 先向下流落，流落的距离与气速成反比，流落的催化剂然后反转向上，系由于气 速携带颗粒，其主流(也就是较多的催化剂流型)为螺旋向上。第二，比主流较 少的催化剂沿提升管中心呈稀薄的催化剂流股向上流动。第三，沿提升管管壁有 催化剂呈絮状物向下流动。这三种流股在一定高度内共存，超过一定高度后逐渐 汇合，可视为活塞流，催化裂化喷嘴应设置在此高度以上，方能保持原料油与催 化剂充分接

39、触，达到良好裂化的目的。当原料油与催化剂接触后，原料油裂化成 较小分子，使油气量增加，气体体积增大，从而提高了提升管线速，至提升管出 口气速已增大到1018m/s，颗粒速度随气速增加而增加。只是催化剂颗粒由于 受重力作用，它上升的速度总是低于油气的速度，这种现象称为催化剂的滑落。气体速度ug与催化剂颗粒速度us之比则称为滑落系数。当催化剂颗粒被加速完 成以后，催化剂颗粒速度应等于ug与自由沉降速度u（亦即终端速度）之差， 因此超过加速段以后，其滑落系数为：滑落系数二 u（1-2-18）u u由（1-2-18）式看出，ug增加滑落系数下降，当ug大到一定数值后，滑落 系数趋近于1，也就是固体颗粒

40、速度us趋近于气体速度ug，即没有滑落现象。此 时，催化剂的返混减至最低。图（1-2-12）表示u=0.61.2m/s范围内气速与滑落 系数的关系曲线。由图（1-2-12）看出，当气速增加到20m/s以后催化剂的滑落 系数几乎变化不大，而且其值趋近为1。图1-2-12气速与滑落系数的关系2）催化剂通过斜管流入提升管的流落特征催化剂自J型（或Y型）入口结构流入提升管后，首先是向下流落，其向下 流落的距离依操作条件不同而异。当提升管表观气速低时，向下流落的距离长， 随提升管表观气速增加，向下流落的距离递减，当提升管气速超过某一值后，基 本上没有向下流落，流落情况见图（1-2-14）。图（1-2-1

41、4）a.流落距离较长，图 （1-2-14）c.基本没有向下流落。根据流落实验数据标绘出流落曲线见图（1-2-13）， 由该曲线回归可的如下关联式：*822.5-60.5气（mm）（1-2-19）相关系数R=0.98图1-2-13京与L关系图1-2-14提升管底部催化剂流落图由图（1-2-11）和图（1-2-14 ）可以看出：当催化剂流落以后在返转向上运 动时，气流流股与提升管壁之间有一夹角a，a角与提升管气速成正比，气速愈 大a角愈大，在本实验条件下，a角变化范围为28。因有a角的存在所以会 形成一股螺旋向上的流股。3）提升管中催化剂密度分布：上述已谈到提升管入口处催化剂的流落，也简单介绍了提

42、升管底部催化剂流 动的流型。工业生产装置提升管反应器高度一般在2540米，在提升管顶部使 用着不同结构的快速分离器，由于不同结构的快速分离器压降不同，将会对提升 管中催化剂密度分布产生一定影响。以往的研究者认为，循环流化床中提升管密 度的分布为单调的S形分布，见图（1-2-15）。图1-2-15空隙率沿高度的分布在我们的实验中，采用了与工业催化裂化装置两器循环相同的工艺流程，分 别考察了使用三种不同结构的快速分离器时提升管内催化剂的密度分布规律，实 验结果分别见图（1-2-16），图（1-2-17），图（1-2-18）。从图（1-2-16）、图（1-2-18） 看出，在提升管底部3米以内催化剂

43、的密度波动较大，这是因为，催化剂通过斜 管孔口约束作用不同，造成催化剂流入提升管时呈非均匀流落，其次是催化剂流 落距离和返回角a不同，使之与提升管壁的摩擦力不同，因而造成催化剂密度改 变。另一个主要原因是催化剂在该范围内有明显的滑落，见图（1-2-14），絮状 物滑落有时被上升的气速夹带走，有时在一定高度范围内上下摆动而不被带走， 当絮状物被夹带走后，在该段催化剂密度会突然降低，然后由重新滑落的絮状物 补充，造成密度加大，此现象在输送中迭而复始进行。根据快速流态化理论可知， 絮状物时聚时散，又据郭幕孙提出的上窜下沉理论，也说明提升管底部催化剂密 度有较大幅度变化。而不象是单调的S型变化。这一现

44、象供操作者参考使用。图1-2-16提升管密度分布（用三叶型快分）图1-2-17提升管密度分布（用清华快分）图1-2-18提升管密度分布（用杯口型快分）提升管3米以上催化剂密度逐渐减小，但是到某一高度以后，催化剂的密度 几乎不再发生变化，它维持在一个恒定值。至于能否完全均匀分布，还取决于气 固两相流动过程本身的静压、动压能、位能和摩擦内能损耗之间的相互转换，由 此决定催化剂沿轴向密度分布。从提升管结构看它也影响催化剂密度分布。如在 试验中，将提升管安装倾斜34度，催化剂在流动过程中，要向倾斜一侧偏流， 造成提升管截面上一侧催化剂密度大，而另一侧密度较小，因此，保证提升管在 安装时垂直是很重要的。一般来讲，提升管出口段催化剂密度会有不同程度的提高，这主要受快速分 离器压降的影响，催化剂颗粒受阻，反弹等因素造成。试验发现，出口段催化剂 密度比提升管中部密度提高1020% （该数据为冷态试验数据，且在本试验装置 和操作条件下求得，供参考）。2.4.1气固运动形态分析在提升管中，当固体质量流率Gs=0时，即只有气体通过提升管。此时单位长 度上的压降 p/L（压力梯度），随气