第6章 氣-固相催化反應器設計

1、第6章氣固相催化反應器設計第一類：固定床催化反應器第二類:固定不動流化床催化反應器懸浮漂流第一類:定床催化反應器反應器內填充有固定不動的催化劑顆粒或固體反應物的裝置。氣態(tài)反應物通過床層進行催化反應的反應奇。 應用廣泛;此類反應器的優(yōu)點 催化劑不易跑損和磨損； 器內物料具有平推流模型特點; 速率較快，停留時間容易控制; 轉化率和選擇性都較高。6.1固定床反應器類型絕熱式按與外界換熱方式來分 絕熱等溫式 絕熱非等溫式 非絕熱非等溫式連續(xù)換熱式, 外熱式 內冷自熱式單段式按催化劑布局特點來分多段式.列管式1軸向流動式按物料的流動方式來分，I徑向流動式6.1.1絕熱式固定床反應器類型(1) 單段絕熱催

2、化床反應器催化劑床層溫度和轉化率變化（2）多段絕熱固定床反應器圖73多段固定床絕熱反應器非原料氣冷激IB*2間接式換熱原料氣冷激（叮A三段間接換熱式操作溫度與轉化率的變化關系圖例床層內變化降溫段變化最佳溫度方程(3) 絕熱式固定床反應器注意要點 絕熱對反應器與外界而言，器內存在熱量交換； 多段為了使反應在最佳溫度線附近進行； 間接換熱在間壁式換熱器內，用反應后的高溫氣體預熱低溫原料氣； 原料氣冷激式一用低溫原料氣在各段間與反應后的高溫氣體直接混合來降低溫度； 非原料氣冷激式一用低溫惰性氣體在各段間與反應后的高溫氣體直接混合來降低溫度；6.1.2連續(xù)換熱式固定床反應器類型6.1.2.1外熱式圖&

3、5外冷管式催化床及溫度分布示意介冷Ljj/=出一IO床層深度！Q乙-度S、/J6.1.2.2內冷自熱式(1) 單管逆流式LJLJO床層深度！厶熱氣熱氣冷氣溫度圖6-6單管逆流式催化床及溫度分布示意圖（2）單管并流式O床層深度！厶度S%、/J冷氣圖6-7單管并流式催化床及溫度分布示意圖(2)雙套管并流式O床層深度！厶%熱氣冷氣圖6-8雙套管并流式催化床及溫度分布示意圖（3）三套管并流式O床層深度！厶熱氣冷氣TbL圖69三套管并流式催化床及溫度分布示意圖6.2催化劑顆粒特性和固定床流動特性回憶:流體在非圓形管道內流動時雷諾準數的計算Re=deup流道截面積潤濕周邊氏新問題：氣體在催化劑床層內流動時

4、的雷諾準數的計算其中:R%=dsUGPfM竹久二？ds=(Ps9s=dSdp（催化劑顆粒形狀系數）床層空截面流速；pf屮f氣體密度和粘度6.2.1催化劑顆粒直徑與形狀系數體積當量直徑 比表面積當量直徑 外表面積當量直徑7Tde=P兀丿,即Sp_5亡）（=4疋尸）ds球形顆米站卜表面積非球形顆米妙、表面積算數平均直徑町=工xidi1=1調和平均直徑(6)幾和平均直徑注：顆粒分布可由篩分法確定篩孔直徑a和相應的質量分率。6.2.2床層空隙率及壓力降6.2.2.1固定床的空隙率mm人_汎二PbpPb匕一巴PpPb對于球形催化劑顆粒:b=038+0073x14-么2dp7dbdV卩丿（經驗式）_6.2

5、22流動特性流體在床層空隙中的流動，不同于空官內的流動(1) 空隙形狀復雜多變，各截面上的空隙通道不一;(2) 床層空隙通道特性主要取決于顆粒粒度、粒度分布、形狀及粗糙度；(3) 空隙通道內的流動不均勻，可能存在死角；(4) 空隙通道內的流動方向不一致，隨處都可能改變;(5) 流動類型不規(guī)范，層流和湍流交替存在。6223固定床壓力降流體在圓管內流動的壓力降pu1流體在床層內流動的壓力降2幾令字（二）69）ds1&BfM修正摩擦系數；pf流體密度；L床層高度；冷床層空速；ds崔f七齊IJ當量直徑；%床層空隙率;修正摩擦系數:九二#+175匕M修正雷諾準數:d_心。嚴o1_dsG1KeM_；_；A

6、/1-匂竹匂(G為流體質量流率)晉處于層流狀態(tài),=150(1y竺也理ReM100(B4,孚1.75,處于湍流狀態(tài),匕MeM23十晉守亠【例6-1】有一軸向氨合成塔，其內筒內經730mm,通氣截面積0.36亦2,催化床層高度8.23m,催化齊U3m3,進塔氣含氨3.8%,相對分子質量11.66,空間速度2500/h,催化床內平均操作狀態(tài)下混合氣體密度53.7kg/m3,粘度318X10-7kg/(m.s),使用4.7-6.7mm催化劑，其形狀系數0=0.33,床層孔隙率邑=0-38。(1) 求反應氣體通過床層壓力降；(2) 若催化劑顆粒粒徑改為3.34.7mm,形狀系數和床層空隙率不變，求壓力降

7、；(3) 將上述軸向氨合成塔改為徑向塔，催化劑裝載量不變,如果徑向催化床內圈直徑d2=216mm,外圍直徑d1=720mm軸向高度L=8.23m,催化劑顆粒粒徑為3.34.7mm,其它條件與軸向塔相同，求徑向催化床的壓力降。圖61軸向流動式和徑向流動式反應氣軸向塔反應氣氣料！徑向塔反應氣【解】（1）進入催化床混合氣體的質量流量=10.45(kg/s)1IZ250003.011.66YYXX36001+0.3822.4混合氣體的質量流率G=10.450.362=28.87(Ag/m2s)顆粒篩析平均直徑=74.7x6.7=5.612(mm)顆粒的當量直徑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) 如果催化劑顆粒改為3.3-4.7mm,其它條件不變，則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) 在徑向塔內氣流通道截面積隨截面距中心軸的半徑r而改變，因此質量流速G也隨之改變，G=W/(2-rrrL),將徑

9、向床壓力降寫成為微分式d(Ap)=150(1-空必+1.75xG2Pfds積分時，徑向距離變化由r1=0.108m增至r2=0.360m,且將微分式展開，得dG+1.75Gdr+1.75x150“/(1一勺)2123PfdSB15QZ/(i勺)？_w_2兀rLG2XPfdsG2Pfds)(-ItvtLdr+對上式積分，得p=164.5(M)由計算可知：同類型塔中，催化劑顆粒減小，壓降增大;不同類型塔中，徑向塔壓力降大為降低。6.3定床反應器設計6.3.1經驗或半經驗方法一以空間速度為依據認為在實驗室或中試工藝條件下，得到的最適宜空間速度可用于放大設計，催化劑可能保持同樣優(yōu)良性能?？臻g速度一通過

10、單位催化劑床層體積的氣體流量，即原料氣體體積流量催化劑床層體積注意:原料氣體積流量通常以標準狀況下計量?！纠?-2】乙烯在銀催化劑上氧化制環(huán)氧乙烷，年產環(huán)氧乙烷1X106kg,采用二段空氣氧化法。主要反應為根據下列給出的中試數據，估算第一反應器尺寸。C2H4+0.502C2H4OAH1=-103.4kJ/mol(25C)C2H4+3O2-2CO2+2H2OAH2=-1323kJ/mol(25C)(1)進入第一反應器的原料氣組成為：組成C2H402|CO2n2c2h4ci2摩爾分率3.56.07.782.8微量(2)第一反應器內進料溫度為210C,反應溫度為250C,反應壓力為980.0665k

11、Pa,轉化率為20%,選擇性為66%,空速為5000/ho(3) 第一反應器采用列管式固定床反應器，歹IJ管為27X2.5,管長6m,催化劑充填高度5.7m。(4) 管間采用導生液強制外循環(huán)換熱。導生液進口溫度230C,出口溫度235C,導生液對管外壁傳熱系數a2可取2721kJ/(m2.h.C)。(5) 催化劑為球形，直徑dp為5mm,床層空隙率邑為0.48。(6) 年工作7200h,反應后分離，精制過程回收率為90%,第一反應器所產環(huán)氧乙烷占總產量的90%o(7) 250C,1MPa下，反應混合物有關物性數據如下有效熱導率入e=01273kJ/(mhC)粘度|j=2.6X10-5kg/(m

12、.s)密度pf=7.17kg/m3.各組分在25-250C范圍內平均氣體熱容如下成CHOcN2co2h2o|c2h4o平均氣體熱容1.970.961.050.961.971.38【求解過程見教材P124-127】補充內容：(1) 床層對壁面總傳熱系數常用利瓦(Leva)關聯式床層被加熱時床層被冷卻時(dpGx0.7ex-4.6乞、d（丿幾/流體熱導率，kcal/m-hK）;即1.16刃（加K）G表觀質量流速，kg/m2（床截面積）M流體粘度，kg/（m-h）參考文獻王正平，陳修娟；精細化學反應設備分析與設計，150751.(2) 正三角形排列與孔數計算開孔率0=蟲A)開孔總面積；d0孔徑A“開

13、孔區(qū)面積；t孔中心間距禺;用正三角形排列，孔與孔之間的距離相等，在同樣的面積里，孔的數量最多，結構比較牢固，不易損壞。6.3.2數學模型法通過建立反應器數學模型實現反應器的設計與放大的方法。表62催化反應器數學模型分類A.擬均相模型一維模型AI基礎模型All.AI+軸向返混AHLAI+徑向濃度、溫度差二維模型AMAM+軸向反混非均相模型I基礎模型+相間或粒內濃度、溫度分布II.BI+軸向返混m.bi+徑向濃度、溫度分布IV.bih+軸向反混數學模型一在假設條件下所建立的物料衡算、熱量衡算及反應動力學方程。如(1) 若不考慮傳遞過程得到的擬均相模型；若考慮傳遞過程得到的非均相模型。(2) 若不考

14、慮垂直于氣流方向傳遞過程的一維模型；若考慮垂直于氣流方向傳遞過程的二維模型。(3) 根據流體的不同流動狀況得到的理想流動模型和非理想流動模型。顯然，所建模型的復雜程度與求解難度取決于建立模型時所假設的條件而定。如：一維擬均相-理想流動模型的假設條件是： 在垂直于氣流方向的的截面上不存在徑向的濃度差和溫度差。 軸向傳質和傳熱只是由平推流的總體流動所引起。一維擬均相理想流動模型的表達形式:兀物料衡算方程式Faa=Pb(G)(才)dl熱量衡算方程式FtMcpmdT=FA.dxA(-AHa)-Kq(T-Tstl反應動力學方程式(G)=f(xA,T)在特定條件下還可以簡化，如絕熱條件下的熱量衡算式為巧阪

15、pmdT=FaocIxa(-5HJ【例6-3】單段絕熱床反應器設計乙苯脫氫制苯乙烯，每天產量為13500kgo采用直徑4為1.215m的單段絕熱式反應器。用一維理想流動基礎模型計算：(1) 絕熱操作，轉化率達45%時所需床層高度和反應器臺數;(2) 如床層漏熱，環(huán)境溫度為294K，總傳熱系數Kq為32.66kJ/(m2.h.C),所需床層高度有何改變？主反應方程式(略去副反應)C6H5C2H5C6H5C2H3+h2ESH宏觀反應速度方程式為：罠)=煤5-PsPh丨K)kT=1259(bxpGl100(/T)式中，Pe，Ps，Ph分別為乙苯、苯乙烯和氫的分壓，atm。平衡常數K與溫度的關系如下t

16、/c400500600700K1.7X1032.5X1022.3X1011.4已知條件和數據為：進料量乙苯6.11kmol/h,水蒸氣122.2kmol/h進料溫度T0=625C=898K床層平均壓力p=1.2159x105Pa催化劑床層堆積密度pB=1450kg/m3反應熱HeT.3984X105kJ/kmol【求解過程見教材P129-131第二類：流化床催化反應器設計探固定床反應器的缺陷與不足 對于熱效應大的反應，溫度難以控制； 很難防止床層的局部過熱； 當反應物或產物是固體物料，或催化劑需要不斷再生時,難以適應所涉固體物料的輸送；探硫化床反應器的優(yōu)勢以固體顆粒的流態(tài)化為特征，使固體顆粒在

17、流體的作用下像流體一樣的流動，從而解決床層溫度的控制和固體物料的輸送問題。6.4氣固流化床反應器6.4.1流態(tài)化現象11氣譚城睫斧【蚯扣蚩式眩匪紀氣俸臥農味4MiMlSikreias促昵燒臭舜就?；肿顣A不口宴戔流態(tài)化系統(tǒng)特性固體（na扎屮嗪出AP（床足舐力）流態(tài)化干燥工業(yè)裝置Q6.4.2流態(tài)化特征參數(1)流化床中的壓降氣固摩擦力=凈重力=重力-浮力pA-W-AL(l-B)pBg-AL(l-sB)PfgAL(1-*b)(Pb-P,g當為氣體時，pBPfpaL(l-sB)pBg=單位面積上的床層重才【例6-4】在內徑為1.2m的丙烯氨氧化制丙烯月青流化床反應器中堆放了3.62t磷鋁酸鋤微球催化劑

18、，其顆粒密度為1100kg/m3,堆積高度為5m,流化后床層高度為10m,操作條件下混合氣體的密度為1.2kg/m3,粘度為0.30X1(HPa.s。試求：(1)固定床空隙率；(2)流化床空隙率；(3)流化床的壓降?！窘狻?1)按空隙率定義，有二空隙體積_床層體積-顆粒體積匂床層體積床層體積_1顆粒體積床層體積其中，顆粒體積二理輕=3-62xltf二3.29(龍)Q顆粒11007T固定床床層體積二才盃綣定床高度=0.785xl.22x5=5.65(m3)7T流化床床層體積弘流化床高度=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