第6章 气-固相催化反应器设计

1、第6章气固相催化反应器设计第一类：固定床催化反应器第二类:固定不动流化床催化反应器悬浮漂流第一类:定床催化反应器反应器内填充有固定不动的催化剂颗粒或固体反应物的装置。气态反应物通过床层进行催化反应的反应奇。 应用广泛;此类反应器的优点 催化剂不易跑损和磨损； 器内物料具有平推流模型特点; 速率较快，停留时间容易控制; 转化率和选择性都较高。6.1固定床反应器类型绝热式按与外界换热方式来分 绝热等温式 绝热非等温式 非绝热非等温式连续换热式, 外热式 内冷自热式单段式按催化剂布局特点来分多段式.列管式1轴向流动式按物料的流动方式来分，I径向流动式6.1.1绝热式固定床反应器类型(1) 单段绝热催

2、化床反应器催化剂床层温度和转化率变化（2）多段绝热固定床反应器图73多段固定床绝热反应器非原料气冷激IB*2间接式换热原料气冷激（叮A三段间接换热式操作温度与转化率的变化关系图例床层内变化降温段变化最佳温度方程(3) 绝热式固定床反应器注意要点 绝热对反应器与外界而言，器内存在热量交换； 多段为了使反应在最佳温度线附近进行； 间接换热在间壁式换热器内，用反应后的高温气体预热低温原料气； 原料气冷激式一用低温原料气在各段间与反应后的高温气体直接混合来降低温度； 非原料气冷激式一用低温惰性气体在各段间与反应后的高温气体直接混合来降低温度；6.1.2连续换热式固定床反应器类型6.1.2.1外热式图&

3、5外冷管式催化床及温度分布示意介冷Ljj/=出一IO床层深度！Q乙-度S、/J6.1.2.2内冷自热式(1) 单管逆流式LJLJO床层深度！厶热气热气冷气温度图6-6单管逆流式催化床及温度分布示意图（2）单管并流式O床层深度！厶度S%、/J冷气图6-7单管并流式催化床及温度分布示意图(2)双套管并流式O床层深度！厶%热气冷气图6-8双套管并流式催化床及温度分布示意图（3）三套管并流式O床层深度！厶热气冷气TbL图69三套管并流式催化床及温度分布示意图6.2催化剂颗粒特性和固定床流动特性回忆:流体在非圆形管道内流动时雷诺准数的计算Re=deup流道截面积润湿周边氏新问题：气体在催化剂床层内流动时

4、的雷诺准数的计算其中:R%=dsUGPfM竹久二？ds=(Ps9s=dSdp（催化剂颗粒形状系数）床层空截面流速；pf屮f气体密度和粘度6.2.1催化剂颗粒直径与形状系数体积当量直径 比表面积当量直径 外表面积当量直径7Tde=P兀丿,即Sp_5亡）（=4疋尸）ds球形颗米站卜表面积非球形颗米妙、表面积算数平均直径町=工xidi1=1调和平均直径(6)几和平均直径注：颗粒分布可由筛分法确定筛孔直径a和相应的质量分率。6.2.2床层空隙率及压力降6.2.2.1固定床的空隙率mm人_汎二PbpPb匕一巴PpPb对于球形催化剂颗粒:b=038+0073x14-么2dp7dbdV卩丿（经验式）_6.2

5、22流动特性流体在床层空隙中的流动，不同于空官内的流动(1) 空隙形状复杂多变，各截面上的空隙通道不一;(2) 床层空隙通道特性主要取决于颗粒粒度、粒度分布、形状及粗糙度；(3) 空隙通道内的流动不均匀，可能存在死角；(4) 空隙通道内的流动方向不一致，随处都可能改变;(5) 流动类型不规范，层流和湍流交替存在。6223固定床压力降流体在圆管内流动的压力降pu1流体在床层内流动的压力降2几令字（二）69）ds1&BfM修正摩擦系数；pf流体密度；L床层高度；冷床层空速；ds崔f七齐IJ当量直径；%床层空隙率;修正摩擦系数:九二#+175匕M修正雷诺准数:d_心。严o1_dsG1KeM_；_；A

6、/1-匂竹匂(G为流体质量流率)晋处于层流状态,=150(1y竺也理ReM100(B4,孚1.75,处于湍流状态,匕MeM23十晋守亠【例6-1】有一轴向氨合成塔，其内筒内经730mm,通气截面积0.36亦2,催化床层高度8.23m,催化齐U3m3,进塔气含氨3.8%,相对分子质量11.66,空间速度2500/h,催化床内平均操作状态下混合气体密度53.7kg/m3,粘度318X10-7kg/(m.s),使用4.7-6.7mm催化剂，其形状系数0=0.33,床层孔隙率邑=0-38。(1) 求反应气体通过床层压力降；(2) 若催化剂颗粒粒径改为3.34.7mm,形状系数和床层空隙率不变，求压力降

7、；(3) 将上述轴向氨合成塔改为径向塔，催化剂装载量不变,如果径向催化床内圈直径d2=216mm,外围直径d1=720mm轴向高度L=8.23m,催化剂颗粒粒径为3.34.7mm,其它条件与轴向塔相同，求径向催化床的压力降。图61轴向流动式和径向流动式反应气轴向塔反应气气料！径向塔反应气【解】（1）进入催化床混合气体的质量流量=10.45(kg/s)1IZ250003.011.66YYXX36001+0.3822.4混合气体的质量流率G=10.450.362=28.87(Ag/m2s)颗粒筛析平均直径=74.7x6.7=5.612(mm)颗粒的当量直径ds=町妙=5.612x0.33x1Or3

8、=1.852x1(T3(m)A/1-318x107p=l75%U_J)L=175G?(1J)LdsPfs28.8729QQ721_f)QQ=1.75xxx8.23=1.364xlO6(P6i)53.7x1.852x1030.383(2) 如果催化剂颗粒改为3.3-4.7mm,其它条件不变，则dpa/3.3x4.7=3.94(mm)ds=dp(/)s=3.94x0.33x10r3=1.30x1Or3(m)318xl(T7ReM-1.8521.300A/?=1.943x106(P)(3) 在径向塔内气流通道截面积随截面距中心轴的半径r而改变，因此质量流速G也随之改变，G=W/(2-rrrL),将径

9、向床压力降写成为微分式d(Ap)=150(1-空必+1.75xG2Pfds积分时，径向距离变化由r1=0.108m增至r2=0.360m,且将微分式展开，得dG+1.75Gdr+1.75x150“/(1一勺)2123PfdSB15QZ/(i勺)？_w_2兀rLG2XPfdsG2Pfds)(-ItvtLdr+对上式积分，得p=164.5(M)由计算可知：同类型塔中，催化剂颗粒减小，压降增大;不同类型塔中，径向塔压力降大为降低。6.3定床反应器设计6.3.1经验或半经验方法一以空间速度为依据认为在实验室或中试工艺条件下，得到的最适宜空间速度可用于放大设计，催化剂可能保持同样优良性能。空间速度一通过

10、单位催化剂床层体积的气体流量，即原料气体体积流量催化剂床层体积注意:原料气体积流量通常以标准状况下计量。【例6-2】乙烯在银催化剂上氧化制环氧乙烷，年产环氧乙烷1X106kg,采用二段空气氧化法。主要反应为根据下列给出的中试数据，估算第一反应器尺寸。C2H4+0.502C2H4OAH1=-103.4kJ/mol(25C)C2H4+3O2-2CO2+2H2OAH2=-1323kJ/mol(25C)(1)进入第一反应器的原料气组成为：组成C2H402|CO2n2c2h4ci2摩尔分率3.56.07.782.8微量(2)第一反应器内进料温度为210C,反应温度为250C,反应压力为980.0665k

11、Pa,转化率为20%,选择性为66%,空速为5000/ho(3) 第一反应器采用列管式固定床反应器，歹IJ管为27X2.5,管长6m,催化剂充填高度5.7m。(4) 管间采用导生液强制外循环换热。导生液进口温度230C,出口温度235C,导生液对管外壁传热系数a2可取2721kJ/(m2.h.C)。(5) 催化剂为球形，直径dp为5mm,床层空隙率邑为0.48。(6) 年工作7200h,反应后分离，精制过程回收率为90%,第一反应器所产环氧乙烷占总产量的90%o(7) 250C,1MPa下，反应混合物有关物性数据如下有效热导率入e=01273kJ/(mhC)粘度|j=2.6X10-5kg/(m

12、.s)密度pf=7.17kg/m3.各组分在25-250C范围内平均气体热容如下成CHOcN2co2h2o|c2h4o平均气体热容1.970.961.050.961.971.38【求解过程见教材P124-127】补充内容：(1) 床层对壁面总传热系数常用利瓦(Leva)关联式床层被加热时床层被冷却时(dpGx0.7ex-4.6乞、d（丿几/流体热导率，kcal/m-hK）;即1.16刃（加K）G表观质量流速，kg/m2（床截面积）M流体粘度，kg/（m-h）参考文献王正平，陈修娟；精细化学反应设备分析与设计，150751.(2) 正三角形排列与孔数计算开孔率0=虫A)开孔总面积；d0孔径A“开

13、孔区面积；t孔中心间距禺;用正三角形排列，孔与孔之间的距离相等，在同样的面积里，孔的数量最多，结构比较牢固，不易损坏。6.3.2数学模型法通过建立反应器数学模型实现反应器的设计与放大的方法。表62催化反应器数学模型分类A.拟均相模型一维模型AI基础模型All.AI+轴向返混AHLAI+径向浓度、温度差二维模型AMAM+轴向反混非均相模型I基础模型+相间或粒内浓度、温度分布II.BI+轴向返混m.bi+径向浓度、温度分布IV.bih+轴向反混数学模型一在假设条件下所建立的物料衡算、热量衡算及反应动力学方程。如(1) 若不考虑传递过程得到的拟均相模型；若考虑传递过程得到的非均相模型。(2) 若不考

14、虑垂直于气流方向传递过程的一维模型；若考虑垂直于气流方向传递过程的二维模型。(3) 根据流体的不同流动状况得到的理想流动模型和非理想流动模型。显然，所建模型的复杂程度与求解难度取决于建立模型时所假设的条件而定。如：一维拟均相-理想流动模型的假设条件是： 在垂直于气流方向的的截面上不存在径向的浓度差和温度差。 轴向传质和传热只是由平推流的总体流动所引起。一维拟均相理想流动模型的表达形式:兀物料衡算方程式Faa=Pb(G)(才)dl热量衡算方程式FtMcpmdT=FA.dxA(-AHa)-Kq(T-Tstl反应动力学方程式(G)=f(xA,T)在特定条件下还可以简化，如绝热条件下的热量衡算式为巧阪

15、pmdT=FaocIxa(-5HJ【例6-3】单段绝热床反应器设计乙苯脱氢制苯乙烯，每天产量为13500kgo采用直径4为1.215m的单段绝热式反应器。用一维理想流动基础模型计算：(1) 绝热操作，转化率达45%时所需床层高度和反应器台数;(2) 如床层漏热，环境温度为294K，总传热系数Kq为32.66kJ/(m2.h.C),所需床层高度有何改变？主反应方程式(略去副反应)C6H5C2H5C6H5C2H3+h2ESH宏观反应速度方程式为：罠)=煤5-PsPh丨K)kT=1259(bxpGl100(/T)式中，Pe，Ps，Ph分别为乙苯、苯乙烯和氢的分压，atm。平衡常数K与温度的关系如下t

16、/c400500600700K1.7X1032.5X1022.3X1011.4已知条件和数据为：进料量乙苯6.11kmol/h,水蒸气122.2kmol/h进料温度T0=625C=898K床层平均压力p=1.2159x105Pa催化剂床层堆积密度pB=1450kg/m3反应热HeT.3984X105kJ/kmol【求解过程见教材P129-131第二类：流化床催化反应器设计探固定床反应器的缺陷与不足 对于热效应大的反应，温度难以控制； 很难防止床层的局部过热； 当反应物或产物是固体物料，或催化剂需要不断再生时,难以适应所涉固体物料的输送；探硫化床反应器的优势以固体颗粒的流态化为特征，使固体颗粒在

17、流体的作用下像流体一样的流动，从而解决床层温度的控制和固体物料的输送问题。6.4气固流化床反应器6.4.1流态化现象11气谭城睫斧【蚯扣蚩式眩匪紀气俸臥農味4MiMlSikreias促昵烧臭舜就常恢最旳不口宴戋流态化系统特性固体（na扎屮嗪出AP（床足舐力）流态化干燥工业装置Q6.4.2流态化特征参数(1)流化床中的压降气固摩擦力=净重力=重力-浮力pA-W-AL(l-B)pBg-AL(l-sB)PfgAL(1-*b)(Pb-P,g当为气体时，pBPfpaL(l-sB)pBg=单位面积上的床层重才【例6-4】在内径为1.2m的丙烯氨氧化制丙烯月青流化床反应器中堆放了3.62t磷铝酸锄微球催化剂

18、，其颗粒密度为1100kg/m3,堆积高度为5m,流化后床层高度为10m,操作条件下混合气体的密度为1.2kg/m3,粘度为0.30X1(HPa.s。试求：(1)固定床空隙率；(2)流化床空隙率；(3)流化床的压降。【解】(1)按空隙率定义，有二空隙体积_床层体积-颗粒体积匂床层体积床层体积_1颗粒体积床层体积其中，颗粒体积二理輕=3-62xltf二3.29(龙)Q颗粒11007T固定床床层体积二才盃绻定床高度=0.785xl.22x5=5.65(m3)7T流化床床层体积弘流化床高度=0.785xl.22xl0=11.31(m3)329因此，固定床空隙率=1-甞二0.425.65329流化床空隙率=1-土2