这个速度范围随流体和颗粒的特性（Ar数）不同而有很大差别。
由已知的流体力学关系式可知：
对于大颗粒，或Ar>106,Ui/Umf=7-8
对于小颗粒，或Ar<1,Ui/Umf=64-92
式中：
Ar—流体和颗粒的特性常数；
Umf—临界硫化速度，m/s;
Uf—操作速度，m/s;
Ui—自由沉降速度，m/s;
Ar处于中间的物系，Uf/Umf随Ar的变化较大。
因此，物系不同，操作速度Uf亦有所不同，即应采用不同的流化数n，一般按下列关系确定：
对于大颗粒，n=2—6；对于小颗粒，n=6—30.
操作速度选取的原则为：
1）对于Ar>1000的物料，n值应取小，一般取n=2—6；对于Ar<1000的物料，n值可取大，一般取年=6—10。
2）当粒度分布较宽时，采用的操作速度既要尽可能保证大粒度的流态化，同时又要使吹出量尽可能减少，适宜用较低的气速。
3）反应速度慢，空间速度小的过程，可用较低的气泡。
4）反应的热效应不大时，可采用较低气速。
5）粒度易自磨碎，用较低的气速比较适合。
反之，可用较高的气速。
6）颗粒流化性能好，需要的床层高度比较时，采用较低的气速比较合适。
应当指出，上述讨论是属于一般性的，实际情况要复杂得多，对操作速度的要求往往存在着矛盾，这就要求设计得权衡利弊，合理抉择。
2.1.2流化床反应器结构
流化床一般是由壳体、气体分布装置、内部构件、换热器、气固分离装置和固体颗粒的加卸装置所组成。
现对各部分的结构和作用作简要介绍。
2.1.2.1壳体
壳体由顶盖、筒体和底盖组成，筒体多为圆筒形，顶盖多为椭圆形，底盖可为圆锥形。
壳体的上部为气固分离空间，它的直径往往比筒体的直径大，内部装有气固分离装置。
壳体的中间部分是流化和反应的基本空间，在此空间设置有内部构件和换热装置。
壳体最下部是气体分布空间，安置着气体分布装置。
2.1.2.1气体分布装置
气体分布装置的作用是使进入床层的气体均匀分布，以造成良好的起始流化条件，同时要具有一定的强度以支撑床层中的固体颗粒。
气体分布装置包括预分布器和分布板两部分。
预分布器设置的目的是使进床气体不产生偏流现象，如反应气进口可做成向下弯曲的形式，使气体首先冲向圆锥形的底盖，然后再折回流向分布板。
分布板是均匀分布气体的关键部件，制造分布板的基本要求是要使气体均匀分布，阻力小，不漏不堵，制造和操作方便，具有良好的热稳定性和耐磨性等。
分布板大致有筛板型，侧流型（锥帽侧缝型）、密孔型和填料型，目前有的较多的是锥帽侧缝型。
2.1.2.3内部构件
流化床的内部构件的作用是改善床层中气固两相的接触、减少轴向返混，改善流化质量以提高反应效率。
其形式主要有挡网、挡板、垂直管束或充填物等。
挡网一般用金属丝网；挡板一般用大孔筛板或百叶窗式挡板，目前常用的是百叶窗式挡板；垂直管束挡板是将管束垂直插入床层内，它可起到改善硫化质量的作用，也可起到传热构件的作用。
2.1.2.4换热器
其作用是供给或移走热量，使流化床反应维持在所要求的温度范围内。
一般可在床层的外壳设夹套或在床层内设换热器。
在流化床层内设置换热器时，除考虑反应器的换热要求以外，还要考虑对床层流化的影响。
换热器有管式和箱式两种，常用的管式换热器是垂直管，均匀布置垂直管相当于纵向分割床层，可限制大尺寸的空穴，破坏气泡的成长；箱式换热器是由蛇管组合而成，换热面积大，便于拆装。
2.1.2.5气固分离装置
由于颗粒之间、颗粒与器壁和内部构件间的碰撞与磨损，使固体颗粒被粉化。
当气体离开流化床后夹带有不少的细粒和粉尘，若带出反应器外即造成损失，又会污损后工序或是产品的质量，有时候还会堵塞管路或后续设备。
故要求气体在离开反应器之前要分离反应器之前和回收这部分细粒，常用的气固分离装置有两种。
（1）设置沉降分离段。
在流化层的上方留有较大的分离空间，并且直径要比流化层处直径大。
由于分离段直径较大而使气速降低，因此在床层中被抛散和气流夹带的颗粒可借助重力而降落至流化床。
（2）设置收尘器。
在筒体的上部安装收尘器，常用收尘器的结构形式有旋风分离器和过滤器。
其中，旋风分离器是流化床中常用的主要设备之一，利用离心力的作用，能将颗粒收集并返回床层，从而可使床层在细颗粒和高气速下操作时，不至于有太多的夹带损失。
过滤器常是在若干根多孔管外包商丝网或玻璃布而制成，当含尘气体通过时，粉尘即被过滤掉。
过滤管的分离效率高，但阻力大，网孔易堵塞，检修不方便。
2.2流化床反应器的床型
为了适应生产的发展和不同化学反应的需要，因而有各种不同类型的流化床催化反应器，常用的床型有以下几种。
1.圆筒形流化床
这种床型无内部构件，结构简单，制作方便，设备利用率高，床层内混合均匀，是应用较广的床型之一。
它适用于热效应不大，接触时间长，副反应少的反应过程。
2.锥形流化床
床层的横截面积由下而上逐渐增大，二气体的流速则逐渐减小。
锥形流华床宜于气体体积增大的反应，适用于固体颗粒大小不一（或粒度分布较宽，或催化剂易破碎）的物料，大颗粒在床层的下部，因气速不会停落至分布板上成死床，小颗粒在流速不大的床层上部，减少细颗粒的带出。
3.设有内部部件的流化床
是生产上广泛应用的一种床型，床层内设有挡板或换热器，或两者兼而有之，既可限制气泡的增大和减少物料返混，又可通过换热来控制一定的温度。
这种床型适用于热效应大，又需控制温度在一定范围内，物料返混较轻的反应过程。
4.双体式流化床
它是由反应器和再生器两部分组成。
反应器内进行流化床催化床催化反应，再生器内使催化剂恢复活性，这样催化剂不断地在反应器与再生器之间循环运动，故这种床型特别适用于催化剂活性降低快，而再生又较容易的反应过程。
在流化过程中，用空气将反应器内结炭的催化剂（失去活性）经提升管引入再生器，在再生器中烧掉催化剂表面的炭，使催化剂被加热而且恢复活性。
再生后的催化剂被油气经另一提升管回送到反应器内进行裂解反应。
在反应器和再生器内气固相处于流化状态，在提升管内则是气力输送。
在这一流态化过程中催化剂不仅起到了加速反应的作用，还起到了传热介质的作用。
第三章反应器中的传质及传热过程
3.1传质概率与传质微分方程
3.1.1混合物组成的表示方法
1）质量浓度ρ：
单位体积混合物中某组分的质量。
组分A：
ρ=mA/v
混合物：
ρ=（ρ1+ρ2+……+ρn）
2）物质的量浓度c：
单位体积混合物中某组分的物质的量。
组分A：
cA=mA/V
混合物：
C=（C1+C2+……+Cn）
3）质量分数a：
混合物中某组分的质量与混合物总质量之比
组分A：
aA=mA/m
混合物：
（a1+a2+……+an）=1
4）摩尔分数x：
混合物中某组分的物质的量和混合物中总物质的量之比。
组分A：
xA=nA/n
混合物:
x1+x2+……+xn=1
5）质量比X：
混合物总某组分质量与惰性组分质量的比值。
组分A：
X=mA/（m-mA）
质量比与质量分数的关系：
xA=aA/（1-aA）
6）摩尔比X：
混合物中某组分质量与惰性组分质量的比值。
组分A：
xA=nA/（n-nA）
摩尔比与摩尔分数的关系：
xA=xA/（1-xA）
3.1.2传质的通量
传质通量：
单位时间通过垂直于传质反向上单位面积的物质量。
传质通量等于传质速度与浓度的乘积。
传质通量常用质量通量、摩尔通量表示。
3.1.2.1以绝对速度表示的传质通量
质量通量：
nA=ρAuAnB=ρBuB
混合物的总质量通量：
n=nA+nB=ρAuA+ρBuB=ρu
u=（ρAuA+ρBuB）/ρ质量平均速度的定义式
摩尔通量：
nA=cAuAnB=cBuB
混合物的总摩尔通量：
n=nA+nB=cAuA+cBuB=cu
uM=（cAuA+cBuB）/c
3.1.2.2以扩散速度表示的传质通量
质量通量：
jA=ρA（uA-u）
jB=ρB（uB-u）
摩尔通量：
Ja=cA（uA-uM）
Jb=cB（uB-uM）
混合物：
j=jA+jBJ=Ja+Jb
3.1.2.3以主体流动速度表示的传质通量
质量通量：
A组分：
ρAu=（ρAuA+ρBuB）ρA/ρ=aA（nA+nB）
B组分：
ρBu=aB（nA+nB）
摩尔通量：
A组分：
cAuM=（cAuA+cBuB）cA/c=xA（nA+nB）
B组分：
cBuM=xB（nA+nB）
3.2质量传递的基本方式
分为分子传质和对流传质
3.2.1分子传质
3.2.1.1分子扩散现象
如图所示。
A分子向右运动，B分子向左运动。
左右两室交换的分子数虽相等，但因左室A浓度高，故在同一时间内A分子进入右室较多而返回左室较少，
其净结果是物质A自左向右传递。
同理，物质B自右向左传递。
两种物质各自沿其浓度降低的方向传递。
上述扩散过程将一直进行到整个容器中A、B两种物质的浓度完全均匀为止，此时通过任一截面物质A、B的净的扩散通量为零，但扩散仍在进行，只是左右两方向物质的扩散通量相等，系统处于扩散的动态平衡中。
当流体内部存在某一组分的浓度（或分压）差时，凭借分子的无规则热运动使该组分由高浓处向低浓处迁移的过程，称为分子扩散或分子传质，简称扩散。
3.2.1.2费克（Fick）定律
描述分子扩散的通量或速率的方程。
jA=-DABdρA/dz；jB=DBAdρB/dz
JA=-DABdcA/dz；JB=DBAdcB/dz
式中：
jA――组分A的质量通量，kg/（m2s）
dρA/dz――组分在传质方向上的质量浓度梯度，（kg/m3）/m
DAB――组分A在B中的扩散系数，m2/s
JA――组分A的摩尔通量，kmol/（m2s）
dcA/dz――组分在传质方向上的摩尔浓度梯度，（kmol/m3）/m
3.2.1.3等分子反向扩散
因两容器中气体总压相同，所以A、B两组分相互扩散的量nA和nB必然相等，故称为等摩尔反方向扩散。
即：
JA=JB
在扩散过程，虽然A、B两组分发生变化，但混合气体总压不变，即c=cA+cB=常数，因而dcA/dz=dcB/dz，根据菲克定律：
JA=-DABdcA/dz=JB=DBAdcB/dz
故：
DAB=DBA
该关系说明：
对双组分混合气体，在进行等摩尔反方向分子扩散时，A在B和B在A中的分子扩散系数相等，以后以D表示。
3.2.1.4一组分通过另一停滞组分的扩散
2截面上有一层只允许A组分通过但不允许B组分通过的膜。
由于在气相主体与液面处存在A组分的分压差，所以组分A将不断向右进行分子扩散，并进入液相中去，而液相中无任何组分进入气相，使得液面处总压低于气相主体，在此压的作用下，混合气体（A+B）便会自动向2截面发生宏观运动，称为总体流动。
总体流动的结果又使得液面附近B组分的分压大气相主体中B的分压，因而组分B又将以分子扩散的方式向气相主体移动。
这样实际的净结果是A组分不断向液面移动，对于组分B来讲，随总体流动向液面运动的同时又以相反方向进行分子扩散到气相主体，实际上等于没有运动，故称为A组分通过停滞组分B的扩散。
JA=cA（uA-uM）=-DABdcA/dz得cAuA=-DdcA/dz+cAuM
nA=cAuA;cAuM=xA（nA+nB）
nA=-DdcA/dz+xA（nA+nB）
同理：
nA=-DdρA/dz+aA（nA+nB）
据以上形式的得结论：
组分的实际通量=分子扩散通量+主体流动通量这是费克第一定律的一般表达式。
3.2流化床的传热
流化床的优点之一是传热效率高、床层温度高均一。
在一般情况下，自由流化床是等温的。
粒子与流体之间的温差，除特殊情况之外，可以忽略不计，所以重要的是床层与内壁间的传热及床层与浸没于床中的换热器表面间的传热。
流化床与外壁的给热系数hw比空管及固定床中都高，一般在400～1600J/㎡hk左右。
在起始流化速度以上，hw随气速的增加而增大到一个极大值，然后下降，像一个倒U形。
对不同的体系，曲线的性状相仿。
确定hw所用的给热系数的定义为：
w
W
θ（T-Tw）
/
w
根据流化床与换热表面间传热的许多研究结果，可以得出各种参数对给热系数间的定性规律如下。
颗粒的导热系数及床高对
没有影响；颗粒的比热增大，
也增大；粒径增大，
降低。
这种影响对细颗粒的情况比较粗颗粒更甚；圆球形的及表面光滑的颗粒
最大，因为它更容易流动；流体的导热系数对
具有最主要的影响，
与
n成正比例，
1/2～2/3；床层直径的影响较难判定；床内管子的管径细时
大，因为它上面的颗粒群更易于更替下来；管子的位置对
影响不太大，主要应根据工艺上的考虑而定；但如管束排列过密，则
降低；对水平管束来说，错列的影响更大些；横向挡板使可能达到的
的最大值降低而相应的气速却需要提高；分布板的开孔情况影响气泡的数量和尺寸，在气速小于最佳值时，增加孔数和孔径将使与外壁面的
值降低。
第四章数据处理及结论
4.1数据处理
当前化工领域做设计时都要用物料衡算出反应器的尺寸，然后根据反应器的尺寸去设计，去矫正反应器运行所出现的不必要的问题等等，更加完善设计方案。
4.1.1质量衡算
W1+W2=W3+W4+W5+W6+W7
式中：
W1----参加反应的物料的质量，kg；
W2----砂子的质量，kg；
W3----生物油的质量，kg；
W4----热裂解气体的质量，kg；
W5----生物质炭的质量，kg；
W6----剩余的物料的质量，kg；
W7----剩余的砂子的质量，kg；
即反应前后的质量是守恒的，参加反应的物质和反应后生成的物质质量平衡。
4.1.2能量衡算
根据能量守恒定律，电阻丝带入热量和气体升温带出热量的差值是来提供物料裂解的热量，可以近似得出单位质量的生物质裂解所需的热量。
4.1.2.1电阻丝产生的热量
电阻丝功率为6kW，根据实验，从开始加温到反应结束时间为1.08h，以0℃为衡算基准。
电阻丝带入热量
Qs=Ptsη
式中：
Qs-----电阻丝产生的热量，kJ；
P-----电阻丝功率，kW；
ts-----从开始加温到反应结束的时间，h；
η-----考虑热量损失后的系数；
4.1.2.2气体升温带出热量的计算
已知：
Q=mCpΔt
式中：
Q----为气体升温带出的热量，kJ；
m----流化床流出气体的质量，kg；
Cp----气体的比定压热容，kJ/（kgK）
Δt----流化气体进入流化床前后的温差，℃；
热裂解后气体的成分如下表所示：
表热裂解过程中不同时刻裂解气体成分含量
由表计算得：
气体的平均比热容是各气体的比热与体积分数乘积的总和。
Cp=Cp1×0.1037+Cp2×0.062+Cp3×0.03+Cp4×0.002+Cp5×0.0081+Cp6×0.00461+Cp7×0.7425=1.699kJ/（kg·K）
4.1.2.3流化床操作速度的计算
Uf=k·Umf
式中：
Uf为实际
升级会员 