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第五章 反应器的类型及设计 l1 反应器的设计是针对化学反应过程进行的，如反应器 的选型、条件的优化和放大。 l2 反应器放大，应考虑反应器放大前后保持转化率或收 率相等，而反应的转化率和收率是由化学平衡和反应速 率决定的，其中反应速率是根据生产规模计算所需反应 器有效容积的依据。 l3 从微观看，平衡常数K和反应速率常数k只与反应系统 的温度和压强有关；不会因反应器的构型和大小的不同 而改变。 l4 从宏观看，实际的化学反应速率，除反应系统温度和 反应物料浓度的影响外，还受物料在反应器内的停留时 间及其分布的影响。 5.1工业反应器的基本类型 l一、按反应器的构型特征分类 l可分为：釜式、管式、塔式、固定床和流化床式。 l釜式反应器的结构分为： l(1) 釜体：高径比较小的圆筒体 l(2) 搅拌器：由电动机驱动的安装有浆叶的搅拌轴组成 l(3) 换热器：有壳壁夹套和釜内安装蛇管两种形式 l管式反应器：为一个细长的直管或由多管组成的列管，管子长径比 应大于30。 l塔式反应器：高大的圆筒体内安装塔板或填料。 l固定床反应器：管式反应器或塔式反应器内填充催化剂固体颗粒。 l流化床反应器：将细小催化剂颗粒在管式或塔式反应器内借流体自 下而上的鼓动作用，使之悬浮在反应器中。 二、按反应物料的相态分类 l 有均相反应器和非均相反应器 l三、按操作方法分： l间歇操作、连续操作和半间歇操作 l 间歇反应器：反应物料一次加入反应器内，反应到一定时间 后，将反应物料全部卸出，清洗设备后，重新进行加料重复操 作。 l半间歇反应器：将反应物料中的一种或几种物料一次加入反 应器，而将另 一种物料以一定速率连续加入反应器，直至反 应过程完成后，停止进料，同时卸出全部物料. l另一种半间歇操作是分批向反应器将反应产物蒸出。 连续反应器：物料以一定流速连中加入物料，但连续续送入 反应器，同时反应产物又连续从反应器中流出。 5.2间歇操作搅拌釜 l主要是进行恒温恒容反应的反应器。其特征：反应过程中， 反应物浓度随时间变化。 l反应时间是设计反应器的重要依据 一、等温间歇操作的反应时间 反应的转化率和反应时间的关系： 对间歇操作搅拌器进行设计计算时，必须确定处理每一批 物料所需的操作时间。包括：反应时间t，装料、卸料和清洗等 作业消耗的辅助时间t（由经验确定）。 当已知单位时间应处 理的物料的体积流量（生产任务）qV,则可计算出所需反应器 的有效容积（装料容积）VR，即: l通常间歇搅拌釜的有效容积为釜总体积的75%-85%。 如果反应过程发生起泡或沸腾等现象，装料系数应减 小至0.4-0.6。搅拌釜的总体积为： 二、间歇操作搅拌釜放大应注意的问题 l（1）在满足了生产能力所需搅拌釜体积的前提下，必须注意搅拌 系统所达到的釜内物料的混合状态应与实验时所采用的小釜内物料 的混合状态相同。比如: l1) 对于两种液体物料的均匀混合，在设计搅拌器时，可取大小两 个搅拌系统叶轮末相速度相等的准则。即： 2) 或者采用单位容积(v)投入的搅拌功率(P)相等(P/v，又称之为搅 拌强度)的准则，即： l（2）当搅拌釜放大时，依靠釜壁夹套作为传热面积，不会 随釜的体积的放大而按相同比例增大；相反，其单位体积所 具有的釜壁传热面积相应会减小，则不一定符合要求.可在釜 内可安装蛇形管,但会形成阻力,此时可对搅拌叶轮大小和转 速作适当调整. l设计搅拌釜传热面积： l 先根据热量衡算求出所需的加热（或冷却）的热量，然 后根据加热介质的进出口温度计算介质的用量和传热面积。 （3）对于不同物料系统和工艺要求的混合，应选择不同形 式的搅拌釜。 l1) 低粘度互溶液体的混合: l 采用涡轮式搅拌釜, 当转速较低时，也可采用平直桨式 搅拌釜、这种搅拌釜的功率消耗量较低，但混匀时间比涡轮 式搅拌釜长。用推进式螺旋桨，也可取得相同的搅拌效果. l2)固液悬浮液或固体在液体中溶解: l 应促使物料的容积循环，可用涡轮式搅拌釜。 l a: 如果固体的相对密度与液体的相对密度相近，则固体 不容易沉降，当固体的质量分数和液体的粘度都较小时，则 用推进式螺旋桨. l b: 当固、液相对密度较大，若只要求固体离开釜底而不要求均 匀悬浮时，应安装底挡板；如果要求均匀悬浮，则应同时安装 底挡板和壁挡板； l3)对于气体在液体中分散或气体的吸收: l 要求良好的容积循环和剪切作用,选用涡轮式搅拌器。 l a:当液层深度大时，宜用多层搅拌桨，釜内也应有挡板，通 气管应插入在搅拌桨下面，气体则由搅拌釜下的中央管口或环 形分布管口排山。 l b:为促进釜内物料和釜壁间的传热，以及需除占粘附于釜壁 的沉淀或粘稠液体，则可采用锚式或框式搅拌釜. l l其外部边缘与釜壁和釜底的形状一致，易刮动粘附于釜 底和釜壁的物料, 提高传热效果，但液体随搅拌釜作水 平方向旋转、搅动并不激烈。转速一般只有2080转/ 分。 l 4) 高粘度液体的搅拌: l 这种液体不能依靠搅拌釜使液体翻腾而产生容积循 环,它们的混合必须依靠搅拌釜转动搅混整个液体。故 不能用推进式搅拌釜, 可采用锚式(或框式)、螺带式、 螺杆式等型式。 l一、活塞流反应器的数学模型 l 根据活塞流模型的概念，物料通过反应器内任一体积微 元dv的物料衡算关系，如图5-3 所示。 5.3管式反应器 则物料衡算式可写为: 5-9 l设反应物组分A的初始摩尔流量为 ,则有: l5-9 可写成: 对5-10 进行积分: 5-10 5-11 令qv.0,为反应物料的初始体积流量，则 则有 对于绝热非等温系统，应考虑温度改变对反应速率所产生 的影响。通过热量衡算可以求出转化率变化与温度变化的关系 ： 为组分A在反应物料中占的摩尔分数,% ; 为反应物料 的平均摩尔定压热容,J/ (mol.K). 5-12 l如果物料在管内流动产生较大的压强降时，则应考虑压强的 变化对于化学反应速率的影响。对于空管，用范宁公式计算 ： 为换算因子,压强量纲不同, 值不同,见表5-1 l如果反应管内填充了固体颗粒，计算压强降时应考虑颗粒床 层产生的阻力。 l只用物料衡算式计算: 恒温系统,压强变化很小 l物料衡算式和热量衡算式: 变温系统 l物料衡算式、热量衡算式和动量衡算式联立求解: 反应管很 长，阻力损失较大 在空管内物料层流流动： 摩擦因子 f=16/Re 在空管内物料湍流流动： 二、管式反应器放大应注意的问题 l1）为了保持反应器内物料的流动状况在放大后与放大前相同，无 论是作层流还是作湍流，都应保持两系统内物料流动的雷诺数相等 ； l2)在保持大小两反应系统几何相似的前提下，应使两反应系统内物 料流动的停留时间分布函数相同。 l3）反应器内物料流动所产生的压强变化与总压相比，如能忽略不 计，则放大后的平均停留时间可用 计算； l4）对于气相反应，当反应器的管长远大于管径，而产生的压强变 化又影响到反应器内的总压时，除了保证放大前后两反应系统具有 相同的平均停留时间和停留时间分布函数外，还必须保证压强的变 化值相同。 5.4连续操作搅拌釜 l一、连续操作搅拌釜的数学模型 可分为单釜和多釜串联两种反应器,如图5-4和5-5所示意 单釜釜内的物料充分搅混，近似于理想混合状态； l多釜可视为若干理想混合反应器串联 l每一釜内物料衡算都遵循以下衡算关系: 可改成: 5-16 式中： ，表示物料通过反应器的空间时间 ，h。 如果物料浓度的变化用反应转 化率xA表示，当n=1时，上式变为 : 5-17 l设化学反应为一级不可逆反应 单釜一级不可逆反应的设计 方程： 对于多釜串联，当各釜的有效容积相等： 多釜串联连续操作的的搅拌釜一级不可逆反应的设计方程为： 代入5-17 二、连续操作搅拌釜放大应注意的问题 l1）设计方程是在假定釜内物料的流动与混合已达到了理想 混合状态的情况下导出的,运用该方程进行设计计算时，实际 反应系统应尽可能满足或接近这一条件。 l2）应保持大小两系统内物料流动的停留时间分布函数相同 ，平均停留时间相等。还要保证大小两系统的单位容积传热 面积的传热量相等。 l3）要保持大小两系统内物料流动的停留时间分布函数和平 均停留时间相同，则需保持物料流动的空间速度相等；而要 保证大小两系统单位容积传热面积相等，则需要改变釜的结 构。 l4）对于多釜串联反应器的放大，应保证大小两系统中每一 釜内物料流动的停留时间分布相同、温度相同和反应的转化 率相同；且反应速率应当不受搅拌速率的影响。 l5）对于非均相反应系统，放大的依据是保持大小两系统的 相界面相等，但是测定实际反应器内的相界面积很困难，通 常是以保持单位容积输入的搅拌功率相等来取代的。 5.5固定床催化反应器 l 特点：催化剂床层的床径较小，床层内物料的流动速度较高 ，可视为“拟活塞流反应器” 一、固定床反应器放大应考虑的问题 1.反应热效应的影响 当反应器放大后，由于反应产生的热效应十分明显，此时 对于吸热反应，应考虑如何供热；对于放热反应，则应考虑如 何去热。且应尽可能减小床层内的温度梯度，力求温度均匀。 2.最佳反应温度 在此最佳操作温度范围内，催化剂的活性和催化剂对催 化反应的选择性应处于最佳状态。 l3.催化剂床层 l(1) 床层的直径，催化剂的填充高度和填充的均匀性都会 影响反应器内物料流动的停留时间分布、浓度分布和温度分 布等。 l (2) 为了保证良好的反应条件，催化剂床层的直径不宜过 粗，床层高度不宜过大，催化剂的填充应力求消除颗粒搭桥 形成的空穴和短路等不均匀现象。因此有了列管式和多层式 等多种结构形式。如图所示意: 二、固定床催化反应器的数学模型 l该类反应器具有拟均相模型和非均相模型 l1.拟均相模型 不考虑催化剂的存在，把整个反应过程作为均相看待。 l2.非均相模型 充分考虑物料主体与催化剂表面的差别，对流体主体和 催化剂分别列出物料衡算方程。由于非均相模型较复杂，大 多数研究与设计多采用拟均相一维模型。 即以轴向活塞流为基础建立的数学模型。 假定: 在反应器的径向无浓度梯度和温度梯度，而沿轴 向出现的浓度变化和温度变化则是由物料的总体流动和化学 反应所引起的。 2 l定常态条件下，固定床中进行绝热催化反应，其物料衡算式 、热量衡算式和动量衡算式如下: l其中:为催化剂床层空隙率, 为摩擦系数,量纲为1. 5-21 5-22 5-23 l式中: 为修正的雷诺数,代入5-23得: l上述数学模型为固定床反应器的设计方程。在设计时数学模 型的运算并不困难，如果用机算机，则更为方便，可以求出 不同工艺条件和不同工艺要求时的催化剂床层高度和床层体 积。 5-24 5.6流化床反应器 l属于非均相反应装置，它与固定床反应器不同之处是：固体 颗粒悬浮在流体中，不断地处于搅动状态，其传热和传质性 能都比固定床反应器优越。 l模型假定： l1）在床层内存在气泡相、气泡晕相和乳化相。在这三相间 的物质传递和反应过程是串联的。 l2）床层内气泡的大小均匀且均匀分布于床层中。上升气泡 的有效直径可用当量直径表示。 l3）乳相中的气体处于临界流态化速度下运动，而超过临界 流态化速度的所有气体则呈气泡形式通过床层。 关于流化床的数学模型已有两相模型、三相模型、四相模型 等多种,比较成熟和应用简便的为三相模型中的一种鼓泡床模型 。 一、流化床反应器的数学模型 l4）当操作气速 ( 临界流态化气速)时，床层内的 鼓泡条件即可满足。 l5) 当 6-11时，乳相中的气体全部转为向下流动。 气泡中的气体量远大于乳化相中 的气体量，该模型可用气泡组成代替 总气相组成，不必考虑乳化相中气体 的变化。 根据假定，可作出如图5-9所示的 鼓泡床模型示意图，并列出物料衡算 式如下： 5-26 l式中：cb，c c，c e分别为反应物在气泡、气泡晕和乳化相中的浓度； l (Kb,c)b，(Kc,e)b分别为以单位气泡体积为基准的气泡与气泡晕：气泡晕与 乳化相之间在单位时间内交换的气体体积，称为“相间交换系数”； l rb,rc,re分别为气泡、气泡晕、乳化相中固体颗粒体积与气泡体积之比； l ub气泡上升速度； l Kr为以固体体粒子体积为基准的反应速率常数； l (K 总)b为以气泡体积为基准的总括反应速率常数， (传到气泡晕中的量)(气泡晕中反应的量)(传到乳化相中的量) (传到乳化相中的量)(乳化相中反应的量) 5-27 5-28 (Kb,c)b(cb-cc) = rckrce + (Kce)b(cc-ce) (Kc,e)b(cc-ce) = rekrce l将式(5-26)在边界条件 lL=0时, cb=cA,0 积分得 l其中Lf为操作时流化床的床层高度，可由床层的膨胀比 R求出,即 对于无内部构件的自由床，及值按下式计算： 5-30 l安装了斜片挡板或挡网的流化床，则按下式计算： 式(5-31)的适用范围为：0.07u0.92cm/s。 (5-31) 通常临界流化状态的床层高度Lm,f可用静床高度L代替。在已知 膨胀比R的情况下，操作时的床层高度Lf可求出。 由式(5-26)，(5-27)，(5-28)，消去cc和ce ，得： (5-32) l其中: 式中：D为气体扩散系数,db为气泡的有效直径，umf为起始流 态化速度，mf为临界流态化时的床层孔隙率。 rb一般取0.01-0.001，由于气泡中固体颗粒极少，可以忽略不 计。 式中：vw,vb分别为床层内固体体积和气泡体积. (5-33) (5-34) (5-35) rc 式中：b为气泡占床层体积的分数，即： 式小：u为气体的空床流速，um,f为起始流态化速度，ub为 气泡上升速度。 re (5-36) (5-37) (5-38) rc 由式(5-33)计算出Kf值，即可求出LLf时流化床反应器的最终转化率xA。 如果已知最终转化率xA ，就可以由式(5-39)求出Kf,再由 式(5-32)求出床层高度Lm 在上述模型中，主要参数是上升气泡的有效直径db， 但没有可靠公式计算，通常由试验测定。 (5-39) 二、流化床反应器放大应考虑的问题 l1.催化剂 l(1) 所使用的催化剂应具有良好活性、选择性和稳定性，其 中活性的控制尤为重要。通常取以静止床层为基准时的反应 速率常数为宜。 (2)由返混程度大，易加速副反应，催化剂失活也比固定床 快，故对其选择性要求较高。此外，催化剂必须耐磨，具 有一定的机械强度，活性组分不易流失，而且粒度分布也 应适当，以便保持良好的流态化性能。 (3)通常细颗粒床层(dp50-100m)比粗颗粒床层(dp200 m)的流化性能好。当反应器放大需增加床层高度和增大气速 时，不易产生短路。根据经验，粒径的分布倩况应大致为： 50-70m的占50，小于44m的占25一30，大于88m 的占5一20. 2.操作条件 (1) 操作条件在流化床放大时必然有所改变，因为放大 后的气、固相接触不如小装置好，必须用增加床层的高径比 来延长反应时间，但又易引起节涌, 对于大床层，通常应控 制床层的高径比在3以下。 (2) 为了促进流态化和加强物料的混合与传热，流化床放 大后，往往要加大空速,并适当提高温度，增加反应速率来弥 补气固相接触不良和返混带来的影响。 (3)床径较小时，径向和轴向的浓度梯度都较大。当床径放大 后，由于乳化相中物质的扩散系数增大，使乳化相中的浓度 梯度减小甚至消失。 因此，由床径为50mm的小型试验装置放大至床径为 500mm的中试装置时，产生的放大效应特别明显，而由 500mm床径再放大，则不会有太明显的放大效应。故冷模 试验的床径一般都大于500mm。 3.反应器结构 l(1)对于气体分布板的要求：保证气体均匀分布，板上应无积 料，能维持床层流态化均匀。 l(2)床层内的垂直管束具有加强传热和控制气泡合并增大的作 用。横向挡板有限制气、固相流动，改变床层内浓度和温度 分布的作用。 l(3) 由小床放大至大床，挡板的间距可适当增大。 l4.反应速率和反应的转化率 (1)对于低转化率反应（单程转化率在20%以下），流动状态对 反应结果影响较小，如果转化率很高，且有串联反应产生，有 物料返混则不利于反应。 (2)对于主反应速率远大于副反应速率，而且表面反应速率大于 相际间的传质速率的情况，需要强化传质。 (3)对于传质速率大于表面反应速率，单程转化率不高而副反应 的影响又比较明显的情况，则宜采用低气速，提高催化剂的活 性，增加气、固相接触时间，以及提高反应的温度等措施来提 高表面反应速率。 5.7气、液反应器 一、气、液反应器的选型 选型时应注意气、液反应器的特征： 1. 气、液相接触方式 1）对于逆流操作的塔设备，气体和液体都可近似看成活塞流 。气、液间有较大的浓差推动力。 2）在鼓泡塔中，气体为活塞流，液体近似全混流。 3）在搅拌鼓泡釜中，气、液两相均可视为全混流。 2传质系数(KG，KL) 当液体成滴状分散在气相中，气相传质系数KG高，液 相传质系数KL低。如果气体以气泡状态分散于液体时，则 液相传质系数KL 高，而气相传质系数KG低。 l 3气、液相的流动速率 l 填料塔的液速/气速比受到一定的限制，在常压下一般都控 制在10左右。 l4气、液相反应的控制步骤 l 当传质速率由两相界面的气膜或液膜控制时，应选具有高 相界面的反应器；但也要注意传质系数的大小。 例如:由液膜控制时,不宜选用喷淋塔。因为喷淋塔虽有 很高的相界面，但液相传质系数KL较小。同理，由气膜 控制时，则不宜选用鼓泡式反应器。因为鼓泡式设备内 的气相传质系数KG较小。 二 几种类型的气、液反应器 二气、液反应器的数学模型 l由于气、液反应器型式有多种，根据气、液两相物料流动的 形态不同有模型，即 l (1)气、液两相均为全混流的数学模型； l (2)气相为活塞流，液相为全混流的数学模型； l (3)气、液两相均为活寒流的数学模型： l 较广泛应用的是针对鼓泡塔设计的气相为活塞流，液相 为全混流的数学模型： l 设鼓泡塔中气相组分A与液相组分B成逆流接触进行吸收反 应，塔内液相浓度均一，且单位体积气、液混合物的相界面 积A不随位置而改变；但塔内的总压则随塔高而改变，并符 合以下线性关系： (5-40) l 如图5-11所示，在塔内距上界面 l的距离为Z处取一微元高度为dZ， l对此微元段作物料衡算，则有： 将5-41积分得： 5-41 5-42 设反应A+B-S 为拟一级反应，由于液相呈全混流状态，塔内 组分B的浓度均一恒定，而液膜内化学反应速率与物理吸收速 率之比远大于1。此时，鼓泡吸收塔内的宏观反应速率(-rA)可 表示为： 代入 5-41得 5-43 5-44 在恒温条件下的吸收过程k为常数；如果气、液相界面气相一 侧气膜的阻力可忽略不计,则相界而处组分A的分压PA,i应与气相 主体的分压PA,G相等。则有 由5-40,5-45,5-44得 5-45 5-46 l当Z=0时yAyA.0；ZL时，yAyA.L l积分得: 5-47 解式(5-47)即可求出鼓泡塔内气、液混合物的高度L l如果气膜内的传递阻力不能忽赂则应找出气膜内组分A的分 压PA,i与气相主体内组分A的分压PA,G的关系。因为组分A通过 气膜的传质速率应与该组分在液相中的转化速率相等，当 l化学反应速率大于物理吸收速率时，即 l得 5-48 则 5-49 l 鼓泡塔内气、液混合物层高与塔径之比(L/D)一般为312。 l 鼓泡塔的高度除了气、液混合物的高度外，还包括气、液 相分离空间，其高度一般约为气、液混合物高度的1/3左右. 第八节 气、液、固三相反应器 l气、液、固三相反应器有滴流床反应器和浆态反应器两种形 式 l一、滴流床反应器 l 滴流床反应器类似于固定床反应器