化学反应工程第六章非均相反应器(上)

第六章非均相反应器

（上）

化学反应工程

流化床反应器6.2流化床反应器6.3固定床反应器6.1第六章非均相反应器

其他非均相反应器简介6.46.1固定床反应器12固定床反应器的特点固定床反应器的类型34固定床反应器内的流体流动固定床反应器中的传质与传热5固定床反应器的工艺计算6.1.1固定床反应器的特点固定床反应器无论塔式还是管式均垂直设置，气体由顶部进入，流动方向与重力方向一致，这样可以防止气体冲动床层、造成催化剂分布不均匀和催化剂的磨损带出，同时有利于反应器中可能形成的液态物质的排除。图6-1固定床反应器6.1.2固定床反应器的类型6.1.2.1绝热式固定床反应器(1)单段绝热式反应器

单段绝热式反应器是在一个中空圆筒的底部放置搁板(支承板)，在搁板上堆积固体催化剂。图6-2绝热式固定床反应器1-矿渣棉2-瓷环3-催化剂6.1.2固定床反应器的类型(2)多段绝热式反应器多段绝热床中，反应气体通过第一段绝热床反应至一定的温度和转化率而离可逆放热单一反应平衡温度曲线不太远时，将反应气体冷却至远离平衡温度曲线的状态再进行下一段的绝热反应。图6-3多段固定床绝热反应器6.1.2固定床反应器的类型6.1.2.2换热式固定床反应器(1)对外换热式固定床反应器以各种载热体为换热介质的对外换热式反应器多为列管式结构，如图6-4所示，类似于列管式换热器。图6-4列管式固定床反应器6.1.2固定床反应器的类型(2)自热式固定床反应器以原料气为换热介质，利用反应后的高温气体预热原料，使其达到反应温度，本身得到冷却，这种反应器称为自热式固定床催化反应器，有的氨合成塔和甲醇合成塔属于这种类型。图6-5氨合成塔催化床层结构示意图6.1.2固定床反应器的类型自热式反应器在开车时需要外部热源，而且由于大量换热管的存在，减少了催化剂的装载量，影响到反应器的生产能力，因此近年来的大型装置采用中间冷激的多段绝热床，其结构与气体的流向，如图6-6所示。图6-6多段冷激式大型

合成氨反应器一例6.1.2固定床反应器的类型气流不是沿轴向而是沿径向通过催化剂床层，这种流程可以解决床层过高、走轴向压力降过大的问题，该合成塔床层阻力小、可以采用大气量、小颗粒催化剂，利于减小内外扩散的阻力，强化传质，因此特别适用于大中型生产规模的场合。图6-7径向反应塔示意图6.1.3固定床反应器内的流体流动6.1.3.1固定床反应器的床层特点1.催化剂颗粒的直径和形状系数（1）体积相当直径dV体积相当直径是以颗粒（非球型颗粒）体积相等的球体的直径表示的颗粒直径。由可以导出 （6-1）6.1.3固定床反应器内的流体流动（2）外表面积相当直径外表面积相当直径是以与颗粒的外表面积相等的球体的直径表示的颗粒直径，在固定床传热及传质研究中常用这种直径。由A=可以导出(6-2)6.1.3固定床反应器内的流体流动（3）比表面积相当于直径d比表面积相当于直径是以与颗粒的比表面积相等的球体的直径表示的颗粒直径，计算固定床压力降时常用这种直径。这里的比表面积是指单位体积颗粒所具有的外表面积，以S表示则（6-3）6.1.3固定床反应器内的流体流动（4）平均直径当颗粒的形状不规则、大小也不均匀的时应采用平均直径。a.统计平均直径（6-4）b.调和平均直径（6-5）留在某一号筛上的颗粒直径为

（6-6）6.1.3固定床反应器内的流体流动（5）形状系数

催化剂颗粒的形状系数定义为：球形颗粒的外表面积与体积相同的非球形颗粒的外表面积之比，即

（6-7）6.1.3固定床反应器内的流体流动2.床层空隙率空隙率是催化剂床层的空隙体积与催化剂床层总体积之比，可用式(6-8)进行计算。

(6-8)6.1.3固定床反应器内的流体流动图6-8固定床中的径向流速分布6.1.3.2固定床反应器内的流体流动特性固定床反应器内的流体流动直接影响床层的压力降和传递过程，并最终影响反应结果。6.1.3固定床反应器内的流体流动6.1.3.3流体流过固定床层的压力降固定床的压力降可表示为

(6-9)经实验测定，修正摩擦系数fM与修正雷诺数ReM的关系可表示为(6-10)而修正雷诺数(6-11)6.1.3固定床反应器内的流体流动当ReM<10时，流体处于滞流状态，式(6-10)中150/ReM>>1.75，即式(6-9)可简化为(6-12)当ReM>1000时，流体处于湍流状态，式(6-l0)中150/ReM<<1．75，即式(6-9)可简化为

(6-13)6.1.3固定床反应器内的流体流动例6-1以一筛分为3．3～4．7mm的不均匀颗粒作固定床压力降试验，床层高度为L=1m，空隙率ε=0．38，壁效应忽略不计，在测试条件下ReM>1000，测得的床层压力降△p1=2．3×102kPa。现在同一固定床中，改填与33～4．7mm不均匀颗粒材料相同的φ4mm球形颗粒，空隙率0．40，其他测试条件相同，测得的床层压力降△p2=0．63×102kPa。试求筛分为3．3～4．7mm不均匀颗粒的形状系数。6.1.3固定床反应器内的流体流动解当ReM>1000时，固定床压力降的计算公式按式(6-9)为对于3．3～4.7mm不均匀颗粒

对于φ4mm球形颗粒则由得6.1.3固定床反应器内的流体流动按式（6-7）,颗粒的形状系数为

对于球形颗粒因为

所以

对于不均匀颗粒

又因为

所以6.1.4固定床反应器中的传质与传热6.1.4.1固定床中的传质内扩散控制过程发生的场合是，颗粒大，因而内扩散阻力大，内扩散速度小；温度高因而化学反应速度快；气速高因而外扩散速度大。内扩散控制过程浓度分布特征是CAg≈CAs>>CAc≈CAeq。外扩散的控制过程传质速度（外扩散速度）即为总反应速度。外扩散控制发生的场合是颗粒小，气速小、温度高。外扩散控制过程浓度分布的特征是CAg>>CAs≈CAc≈CAeq。6.1.4固定床反应器中的传质与传热6.1.4.2固定床反应器内的传热传热速率方程可表示为dQ=αtdAi(Tm－Tw)=αtπdtdl(Tm－Tw)(6-14)床层被加热时（6-15）

床层被冷却时

(6-16)6.1.5固定床反应器的工艺计算6.1.5.1经验法1.空速Sv单位体积的催化剂在单位时间内所通过的原料标准体积流量，称为空间速率，简称空速。即

Sv=(6-17)6.1.5固定床反应器的工艺计算2．催化剂空时收率SW。定义为：单位质量(或体积)的催化剂在单位时间内所获得的目的产物量。即

Sw=(6-18)3．催化剂负荷SG定义为：单位质量的催化剂在单位时间内所处理的某一原料量。即

SG=(6-19)6.1.5固定床反应器的工艺计算例6-2乙烯以银催化剂氧化制环氧乙烷，主要反应为

C2H4+1/2O2→C2H4O(1)在298K时标准反应热:△H¢l=－103.38kJ／molC2H4+3O2→2CO2+2H2O(2)在298K时标准反应热:△H2=－1323.1kJ／mol要求年产环氧乙烷1000t，采用二段空气氧化法，试根据中试经验，取用下列数据估算第一反应器体积、传热面积及床层压力降。6.1.5固定床反应器的工艺计算(1)进入第一反应器的原料气组成为⑵第一反应器内进料温度为483K，反应温度为523K，反应压力为0.981MPa，转化率为20％，选择性为66％，空速为5000h-1。(3)第一反应器采用列管式固定床反应器，列管为φ27mmX2.5mm，管长6m，催化剂充填高度5.7m。组分C2H4O2CO2N2C2H4Cl合计体积分数/%3.56.07.782.8微量1006.1.5固定床反应器的工艺计算(4)管间采用道生油强制外循环换热。道生油进口温度503K，出口温度508K,道生油对管壁给热系数α0可取2717kJ／(m2·h·K)。(5)催化剂为球形，直径dP为5mm，床层空隙率ε为0.48。(6)年工作7200h，反应后分离、精制过程回收率为90％，第一反应器所产生环氧乙烷占总产量的90%。6.1.5固定床反应器的工艺计算(7)在523K、0.981MPa条件下，反应混合物有关物性数据为：导热系数λf=0.1273kJ／(m2·h·K)、黏度μf=2.610-5Pa·s、密度ρf=7.17kg／m-3，各组分在298～523K范围内平均气体比热容cf为组分C2H4O2N2CO2H2OC2H4Ocf/J·kg-1·K-11.9680.9631.0470.9631.9631.3826.1.5固定床反应器的工艺计算解(1)物料衡算要求年产1000t环氧乙烷，考虑过程损失后每小时应生产环氧乙烷量为：kg/h由第一反应器反应生成环氧乙烷量为

154.32×0.9=139kg／h=3.16kmol／h第一反应器应加入乙烯量为

kmol／h6.1.5固定床反应器的工艺计算按原料气组成，求得原料气中其余各组分量为

O223．94×6.0／3.5=41.04kmol／hCO223．94×7.7／3.5=52.67kmol／hN223．94×82．8／3.5=566.35kmol／h根据乙烯转化率20％，选择性66％,按化学计量关系计算反应器出口气体中各组分量。6.1.5固定床反应器的工艺计算反应⑴消耗乙烯量23.94×0.2×066=3.16kmol／h消耗氧气量3.16X05=1.58kmol／h生成环氧乙烷量3.16kmol／h反应⑵消耗乙烯量23．94X02×0.34=1.63kmol／h消耗氧气量1．63×3=4.89kmol／h生成二氧化碳量1．63×2=3.26kmol／h生成水量1．63×2=3.26kmol／h6.1.5固定床反应器的工艺计算故反应器出口气体中各组分量为C2H423.94一(3.16+1.63)=19.15kmol／hO241.04－(1.58+4.89)=34.57kmol／hCO252.67+3.26=55.93kmol/hN2566.35kmol/hC2H4O3.16kmol/hH2O3.26kmol/h6.1.5固定床反应器的工艺计算计算结果列表如下。组分进料出料F0/kmol·h-1W0/kg·h-1F/kmol·h-1W/kg·h-1C2H4O2CO2N2C2H4OH2O23.9441.0452.67566.35670.321313.282317.4815857.8019.1534.5755.93566.353.163.26536.21106.242460.9215857.80139.0458.68合计684.0020158.88682.4220158.886.1.5固定床反应器的工艺计算(2)计算催化剂床层体积VR进入反应器的气体总流量Ft0=684kmol/h,给定空速所以(3)反应器管数n给定管子为φ27mm×2.5mm,故管内径dt为0.022m,管长6m,催化剂充填高度L为5.7m。所以n=采用正三角形排列，实取管数为1459根6.1.5固定床反应器的工艺计算(4)热量衡算基准温度为298K①原料气带入热量Q1Q1=(670.32×1.968+1313.28×0.963+2317.48×0.963+15857.8×1.047）×（483－298）

=396.X10kJ/h②反应后气体带走热量Q2Q2=(535.×1.68+1106.4×0.963+2460.92×0963+15857.8×1.047+139.04×1.382+58.68×1.968)×(523-298)=481.5×104kJ/h6.1.5固定床反应器的工艺计算③反应放出热量Qr

④传给道生液的热量Qc6.1.5固定床反应器的工艺计算⑤核算换热面积床层对壁给热系数按式(6-20)计算为所以6.1.5固定床反应器的工艺计算查得碳钢管的导热系数λ=167.5kJ/(m·h·K)；较干净壁面污垢热阻Rst=4.78×10-5(m·h·K)／kJ。代人总传热系数Kt的计算式，得Kt==kJ/(m·h·K)6.1.5固定床反应器的工艺计算因转化率低，故整个反应器床层可近似看成恒温，均为523K。传热推动力为需要传热面积为实际传热面积为

，能满足传热要求。6.1.5固定床反应器的工艺计算(5)床层压力降计算6.1.5固定床反应器的工艺计算6.1.5.2数学模型法表6-l催化反应器数学模型分类类

别A拟均相B非均相一维AⅠ理想流动基础模型BⅠAⅠ+相间及粒内浓度分布及温度分布AⅡAⅠ+轴向返混BⅡBⅠ+轴向返混二维AⅢAⅡ+径向混合BⅢBⅡ+径向混合6.1.5固定床反应器的工艺计算1.拟均相一维理想流动基础模型及其应用物料衡算式

(6-20)热量衡算式

(6-21)

反应动力学方程式6.1.5固定床反应器的工艺计算2．固定床反应器计算的其他数学模型简介从固定床内传热和传质的研究结果得知：固定床内传热和传质的重要性顺序大体为以下所示。传热：床层内部>流体与催化剂问>颗粒内部传质：颗粒内部>床层内部>流体与催化剂间6.2流化床反应器12流化床反应器的特点流化床反应器的类型及结构34流化床反应器内的流体流动流化床反应器内的传质和传热5流化床反应器的构件6流化床反应器的工艺计算6.2.1流化床反应器的特点流化床反应器在工业中的应用可分为催化过程和非催化剂过程两大类，催化过程的主要特点是固体颗粒为催化剂。如硫铁矿焙烧、氧化铁矿石还原、石灰石焙烧等。如图6-9所示。图6-9流化床反应器6.2.1流化床反应器的特点流化床反应器之所以在化学工业中得到广泛的应用，是由于它与固定床反应器相比具有以下优点：⑴.从对催化剂的要求看，流化床可采用小颗粒且粒度范围较宽的催化剂，从而增大了气固相间的接触面积。⑵.从传热上看，由于流化床采用小颗粒催化剂，流体与催化剂颗粒间的传热面积很大，加之快速循环的催化剂颗粒的冲刷作用，使得催化剂颗粒之间、床层与器壁及换热器壁之间的给热系数增大，传热速率加快，所需传热面积较小。6.2.1流化床反应器的特点⑶.从传质上看，由于催化剂颗粒和流体处于剧烈搅动状态，气固相界面不断更新，使传质系数增大；加之催化剂粒度小，单位体积催化剂具有很大的表面积，使传质速率加快。⑷.从操作上看，由于流化床中的固体颗粒有类似于流体的流动性，所以从床层中取出颗粒和加入新的颗粒都很方便，对于催化剂易于失活的反应，可使反应过程和催化剂再生过程连续化，且易于实现自动控制。6.2.1流化床反应器的特点5.从生产规模上看，流化床传热良好，设备结构简单，投资省，适合于大规模生产。流化床由于气流和固体颗粒间的剧烈搅动也产生一些缺点：⑴.由于颗粒的剧烈湍动，造成固体颗粒与流体的严重返混，导致反应物浓度下降。⑵.对气固流化床，常发生气体短路和沟流，严重降低了气固相接触效率，使反应转化率下降。6.2.1流化床反应器的特点⑶.催化剂颗粒之间的剧烈碰撞，造成催化剂破碎率增大，增加了催化剂的损耗。需增设回收装置。⑷.由于催化剂颗粒与器壁的剧烈碰撞，易于造成设备及管道的磨损，增大了设备损耗。6.2.2流化床反应器的类型及结构6.2.2.1流化床反应器的类型⑴.按固体颗粒是否在系统内循环分类⑵.按床层外形分类⑶.按反应器层数分类⑷.按床层中是否设置内部构件分类图6-11催化裂化反应器6.2.2流化床反应器的类型及结构6.2.2.2流化床反应器的结构1.流化床反应器主体2.气体分布装置3.内部构件4.换热装置5.气固分离装置