气固相催化固定床反应器ppt课件.ppt

第六章 气固相催化固定床反应器 1 基本问题温度 浓度分布 气相压降 转化率及催化剂用量选择固定床反应器的原则 什么反应需要用固定床反应器 气固相催化反应首选 非常普遍如 合成氨 硫酸 合成甲醇 环氧乙烷乙二醇 苯酐及炼油厂中的铂重整等 2 流体在固定床反应器内的传递特性 气体在催化剂颗粒之间的孔隙中流动 较在管内流动更容易达到湍流 气体自上而下流过床层 3 床层空隙率 B 单位体积床层内的空隙体积 没有被催化剂占据的体积 不含催化剂颗粒内的体积 若不考虑壁效应 装填有均匀颗粒的床层 其空隙率与颗粒大小无关 4 壁效应 靠近壁面处的空隙率比其它部位大 为减少壁效应的影响 要求床层直径至少要大于颗粒直径的8倍以上 5 颗粒的定型尺寸 最能代表颗粒性质的尺寸为颗粒的当量直径 对于非球形颗粒 可将其折合成球形颗粒 以当量直径表示 方法有三 体积 外表面积 比表面积 体积 非球形颗粒折合成同体积的球形颗粒应当具有的直径 外表面积 非球形颗粒折合成相同外表面积的球形颗粒应当具有的直径 6 比表面积 非球形颗粒折合成相同比表面积的球形颗粒应当具有的直径 混合粒子的平均直径 各不同粒径的粒子直径的加权平均 7 气体流动通过催化剂床层 将产生压降 压降计算通常利用厄根 Ergun 方程 8 可用来计算床层压力分布 如果压降不大 在床层各处物性变化不大 可视为常数 压降将呈线性分布 大多数情况 9 例6 1在内径为50mm的管内装有4m高的催化剂层 催化剂的粒径分布如表所示 催化剂为球体 空隙率 B 0 44 在反应条件下气体的密度 g 2 46kg m 3 粘度 g 2 3 10 5kg m 1s 1 气体的质量流速G 6 2kg m 2s 1 求床层的压降 10 解 求颗粒的平均直径 计算修正雷诺数 11 计算床层压降 12 固定床催化反应器的设计 绝热型换热型 13 14 15 操作方式 绝热 换热两种 操作方式的不同 反应器的结构就不同 操作方式由反应的热效应和操作范围的宽窄及反应的经济效益等决定 从反应器的设计 制造及操作考虑 绝热型比较简单 从设计上讲 基本方程是一样的 16 设计固定床反应器的要求 1生产强度尽量大2气体通过床层阻力小3床层温度分布合理4运行可靠 检修方便计算包括三种情况 1设计新反应器的工艺尺寸2对现有反应器 校核工艺指标3对现有反应器 改进工艺指标 达到最大生产强度 17 模型化 对于一个过程 进行合理的简化 利用数学公式进行描述 在一定的输入条件下 预测体系输出的变化 对同一个体系 根据不同的简化和假定 可以构造不同的模型 不同的简化和假定 也决定了模型必然含有一些参数 以修正模型与实际体系的差异 根据不同的简化和假定 分为几种不同层次的模型 18 对于固定床反应器 一般有以下模型 一维拟均相平推流模型一维拟均相带有轴向返混的模型二维拟均相模型二维非均相模型二维非均相带有颗粒内梯度的模型 19 一维 参数只随轴向位置而变 二维 参数随轴向和径向位置而变 拟均相 流相和固相结合 视为同一相 非均相 流相和固相分别考虑 平推流 不考虑轴向返混 带有轴向返混的模型 在平推流模型的基础上叠加了轴向返混 20 一维拟均相平推流模型 质量衡算在管式反应器中垂直于流动方向取一个微元 以这个微元对A组份做物料衡算 dv 输入 输出 反应 积累FAFA dFA RA 1 B Aidl0 21 整理得 对照平推流反应器模型二者相同 22 热量衡算 仍然是那块体积 输入热量 输出热量 反应热效应 与外界的热交换 积累输入 GcpTG质量流量 cp恒压热容输出 Gcp T dT 反应热效应 RA 1 B H Aidl热交换 U T Tr didldi反应器直径积累 0U 气流与冷却介质之间的换热系数Tr 环境温度 23 将各式代入 得动量衡算 仍然是Ergun方程 24 将三个方程联立 边界条件 L 0 p p0 xA xA0 T T0 25 需要注意的问题 1从解题的角度看 一般壁温恒定 实际情况并非如此 2对于低压系统 压降十分重要 3U不是物性参数 需实验确定 4注意u0 u um的关系 5如果多根管子并联 体系将自动调节各管的流量 使压降相同 此时各管的处理量不同 转化率不同 造成生产能力和产品质量下降 26 典型模拟结果 27 两种特殊情况 1等温 反应热效应不大 管径较小 传热很好时 可近似按等温计算 等温时 28 2绝热 若绝热 则T Tr 或者认为U 0 此时 将物料衡算式与热量衡算式合并 可得 绝热温升 如果在一定范围内视物性为常数 将不随x及T变化 则 T T0 x x0 温度与转化率形成一一对应关系 中 温度可以由T T0 x x0 代替 29 30 可逆放热反应绝热反应器的最优化 以SO2 1 2O2 SO3为例 31 二氧化硫氧化反应 气固相催化反应 用于硫酸生产 可逆 强放热 绝大多数生产过程采用多段绝热操作 最优化目的 在完成一定生产任务的条件下 使用的催化剂最少 已知条件 第一段入口和最后一段出口转化率 第一段入口反应物浓度 各物性参数 段与段间采用间接冷却 可以改变的参数 各段的入口温度 段与段之间的转化率 32 以四段为例 催化剂用量为 基于拟均相平推流模型 基于某一动力学方程 适当选取各段的入口温度 段与段之间的转化率共7个 N段为2N 1个 参数 使W最小 33 x1in T1in x1out T2in x2out T3in x3out T4in x4out 第一段 第二段 第三段 第四段 34 斜线为段内操作线 斜率为1 水平线表示段间为间接冷却 只是温度降低 转化率不变 35 调用最优化程序 就可以求得W最小值 可以 但很困难 进一步数学处理 在任意一段内 当xin及xout确定之后 应选取适当的进口温度Tin 使催化剂量最小 36 在任意相邻两段间 37 汇总 38 七个方程 七个未知数 可能是唯一解 讨论 从T x图上看 39 例6 3 1 任务书在管式反应器中进行的邻二甲苯催化氧化制邻苯二甲酸酐是强放热反应过程 催化剂为V2O5 以有催化作用的硅胶为载体 活性温度范围 610 700K粒径 dP 3mm堆积密度 B 1300kg m 3催化剂有效因子 0 67催化剂比活性 LR 0 92反应器管长 L 3m 40 管内径 dt 25mm管数 n 2500根由邻苯二甲酸酐产量推算 原料气体混合物单管入口质量流速 G 9200kg m 2h 1 烃在进入反应器之前蒸发 并与空气混合 为保持在爆炸极限以外 控制邻二甲苯的摩尔分数低于1 操作压力接近常压 p 1267kPa 41 原料气中邻二甲苯的初摩尔分数 yA0 0 9空气的初摩尔分数 yB0 99 1混合气平均相对分子质量 M 30 14kg kmol 1混合气平均热容 cP 1 071kJ kg 1K 1混合气入口温度 640 650K 42 化学反应式 宏观反应动力学 43 2 设计要求按一维拟均相理想流模型分别测算在绝热式反应器和换热式反应器中的转化率分布 温度分布 并绘制L xA T分布曲线 在换热条件下 反应器管间用熔盐循环冷却 并将热量传递给外部锅炉 管间热载体熔盐温度范围630 650K 床层对流给热系数hW 561kJ m 2h 1K 1颗粒的有效导热系数 S 2 80kJ m 1h 1K 1 44 总括给热系数一方面可以进行反应器设计的优化 多方案比较 另一方面可以进行反应器参数的灵敏性分析 即通过改变如下参数 考虑测算结果的变化 45 46 3 计算方法设定入口温度等于管壁温度 调用数值积分程序同时对以下两式进行数值积分 47 4 计算结果根据计算结果绘制xA l T l曲线 如图 按照设计要求改变诸参数看其影响 48 固定床反应器模型评述 一 带有轴向返混的一维模型非理想模型 当平推流模型描述不够满意时采用 修正轴向热量 质量返混带来的与平推流模型的偏离 物理模型 在拟均相平推流模型上迭加一个轴向返混 与 非理想流动 中介绍的返混模型相同 但增加热扩散的考虑 49 稳态 在dVR体积中对A组份做物料衡算 输入输出反应输入 输出 反应 L dl cA0 FA0 xA0 0 V0 cA FA xA V FA xA FA dFA xA dxA dVR 50 将以上三式合并 得 式中 EZ为轴向有效扩散系数 相应 在同样条件下 对dVR做热量衡算 51 反应 散热 输入 放热 输出 散热整理得 Z为轴向有效导热系数 52 边值条件 二阶常微分方程组 两点边值问题 可调用程序求解 53 讨论 1轴向扩散的引入 可以导致温度 浓度分布趋于平缓 2许多不确定因素可以归结到轴向扩散中 3轴向扩散可能会造成多重态 4轴向扩散系数与轴向导热系数有一定的函数关系 5经验证明 当床层厚度大于50倍颗粒直径时 轴向热质扩散 轴向返混 对出口转化率所造成的影响可以忽略不计 54 6轴向扩散系数和轴向导热系数都不是物性参数 其中都包含了流体和固体颗粒双重的贡献 7轴向扩散系数和轴向导热系数需通过实验求取或参考文献值及通过经验公式求取 55 二 二维拟均相模型 二维 轴向和径向对于径向存在较大的温度差 浓度差的反应器 一维模型有时不能满足要求 需要考虑径向的温度浓度分布 与一维模型相比 考虑的因素更多 得到的结果更复杂 各有优缺点 56 模型假定 1反应在圆管式反应器中进行 2流体在催化剂管内为非理想流动 存在着轴 径向的质量和热量扩散 3流固相之间没有温度 浓度差 4扩散遵循Fick扩散定律 57 在管式反应器中取一微元 58 定常态条件下就环形微元对A做物料衡算 59 输入 输出 反应整理得 60 热量衡算 61 输入 输出 反应与质量衡算类似 轴向热扩散项可以忽略 动量衡算方程与一维模型相同 62 边界条件 l 0 l L 63 在任意截面上流体的平均温度浓度 64 关于模型参数 模型参数是模型的一个重要组成部分 与模型紧密结合 模型参数包含轴径向有效导热系数与扩散系数及流体与管壁之间的给热系数 模型参数的取得 与实验条件有关 在具体应用时 要选择尽可能接近应用条件的文献值 65 径向温度分布 66 非均相模型 考虑到流体与催化剂颗粒之间有较大的温度差和浓度差 流固相不能当成一个虚拟的均相处理 派生出了非均相模型 如果再考虑到颗粒内部的温度与浓度梯度 又会产生考虑到粒内温度浓度梯度的模型 67 68 固体相 69 70 模型评述 考虑的因素越多 模型越复杂 模型参数就越多 模型参数的可靠性就越重要 并非模型越复杂越好 模型复杂增加了实验 计算工作量 增加了出错的概率 以简单实用为好 如返混严重 宜用带轴向返混的一维模型 径向温差大 宜用拟均相二维模型等 非均相模型慎用 非不得已 不用过于复杂的模型 71 第七章 气固相催化反应流化床反应器 72 73 74 流化床的基本概念 当通过床层的流体流量较小时 颗粒受到的升力 浮力与曳力之和 小于颗粒自身重力时 颗粒在床层内静止不动 流体由颗粒之间的空隙通过 此时床层称为固定床 随着流体流量增加 颗粒受到的曳力也随着增大 若颗粒受到的升力恰好等于自身重量时 颗粒受力处于平衡状态 故颗粒将在床层内作上下 左右 前后的激烈运动 这种现象被称为固体的流态化 整个床层称为流化床 75 流化床类似液体的性状 轻的物体浮起 表面保持水平 固体颗粒从孔中喷出 床面拉平 床层重量除以截面积等于压强 76 77 流化床的优点 1颗粒流动类似液体 易于处理 控制 2固体颗粒迅速混合 整个床层等温 3颗粒可以在两个流化床之间流动 循环 使大量热 质有可能在床层之间传递 4宜于大规模操作 5气体和固体之间的热质传递较其它方式高 6流化床与床内构件的给热系数大 78 流化床的缺点 1气体的流动状态难以描述 偏离平推流 气泡使颗粒发生沟流 接触效率下降 2颗粒在床层迅速混合 造成停留时间分布不均匀 3脆性颗粒易粉碎被气流带走 4颗粒对设备磨损严重 5对高温非催化操作 颗粒易于聚集和烧结 79 流化床的工业应用 第一次工业应用 1922年FritzWinkler获德国专利 1926年第一台高13米 截面积12平方米的煤气发生炉开始运转 目前最重要的工业应用 SOD StandardOilDevelopmentCompany IV型催化裂化 80 散式流化和聚式流化 1 散式流态化随着流体流量的加大 床层内空隙率增大 颗粒之间间距加大 而颗粒在床层中分布均匀 流体基本上以平推流形式通过床层 人们称这种流化形式为散式流态化 81 2 聚式流态化在此类流态化形式中 床层明显地分成两部分 其一是乳化相 固体颗粒被分散于流体中 单位体积内颗粒量类似于散式流化床的初始流化状态 其二是气泡相 流体以气泡形式通过床层 82 两种流态化的判别 一般认为液固流态化为散式流态化而气固之间的流化状态多为聚式流态化 为散式流态化为聚式流态化 83 84 浓相段和稀相段 当流体通过固体床层的空塔速度值高于初始流化速度但低于逸出速度 颗粒在气流作用下悬浮于床层中 所形成的流固混合物称为浓相段 在浓相段上升的气泡在界面上破裂 气泡内颗粒以及受气泡挟带的乳化相中颗粒将被抛向浓相段上方空间 这段空间称为稀相段或称分离段 85 86 流态化的不正常现象 沟流 由于流体分布板设计或安装上存在问题 使流体通过分布板进入浓相段形成的不是气泡而是气流 称沟流 沟流造成气体与乳化相之间接触减少 传质与反应效果明显变差 节流 腾涌 87 88 流化床的工艺计算 1初始流化速度 颗粒开始流化时的气流速度 气体向上运动时产生的曳力 床层体积 固体颗粒分率 颗粒密度 即 89 将上式与固定床压降方程 Ergun方程 相结合 可得临界流化速度计算式 Ergun方程 与考虑固定床压降时的方程对照 可以看出所作简化 90 前一项为粘滞力损失 后一项为动能损失 合并两式并整理 低雷诺数时 粘滞力损失占主导 忽略后一项 91 解得 高雷诺数时 动能损失占主导 忽略前一项 解得 92 对中等雷诺数 两项都要考虑 计算出临界流化速度后要进行验算 看雷诺数是否在适用范围之内 2带出速度 终端速度 当流体对颗粒的曳力与颗粒的重量相等 颗粒会被流体带走 CD 曳力系数 93 对于单颗粒 有半经验公式 94 以上计算是针对一个颗粒的 在流化床内由于颗粒间有相互影响 故逸出速度由此速度值再加以校正而得 uT FuRe10时 Re F见下图 95 96 3反应器内径的计算VG 气流的体积流量m3s 1dT 流化床内径mu 气流的空塔流速m s 1可见 流化床的内径取决于气流的空塔气速 而流化床的空塔气速应介于初始流化速度 也称临界流化速度 与逸出速度之间 即维持流化状态的最低气速与最高气速之间 97 例8 1计算萘氧化制苯酐的微球硅胶钒催化剂的起始流化速度和逸出速度已知催化剂粒度分布如下 催化剂颗粒密度 P 1120kg m 3气体密度 1 10kg m 3气体粘度 0 0302mPa s 98 解1 计算颗粒平均粒径根据标准筛的规格 目数与直径关系如下 在两个目数间隔内颗粒平均直径可按几何平均值计算 即 99 2 计算起始流化速度 umf 100 3 计算逸出速度 ut 设Rem 2 101 复核Re值假设Rem 2合理 由Re 1 3 Re 10可得F 1 102 浓相段高度的计算催化剂在床层中堆积高度称静床层高度 L0 在通入气体到起始流化时 床高Lmf L0 若继续加大气量 床层内产生一定量的气泡 浓相段床高 Lf 远大于静床层高度 关于浓相段床高的计算通常用计算床层空隙率 f 来获得 令床层膨胀比R 103 0 2 ReP 11 ReP 200200 ReP 500500 RePn 2 39则Lf RLmf 104 稀相段床高的估算稀相段也称分离段 主要是用来保证床内因气泡破裂而挟带固体颗粒重新回到浓相段所需空间 稀相段床高可由化工原理中非均相分离过程计算而得 也可由下述经验方程估算 105 例8 2例8 1中的催化反应过程 若操作气速取12cm s 1 催化剂装填高度L0 20cm 气体流量为122m3h 1 试估算流化床内径以及浓相段 稀相段床高 解1 计算流化床内径2 计算流化床浓相段床高 106 当0 2 ReP 1时 107 3 计算稀相段床高4 床层总高L Lf L2 53 74 131 36 185 1cm 108 流化床的热传递 流化床的热量传递过程大体可分为 固体颗粒之间的热量传递 气体与固体之间的热量传递 床层与床壁 包括换热器 之间的热量传递 由于流化床中颗粒处于高度运动状态 而固体的导热系数较大 因此传热速率很快 床层中温度基本上可以认为是一致的 109 流化床层与器壁的给热系数直到目前为止仍只能通过将实验数据归纳成准数方程而获得 110 流化床层与竖放的换热器器壁之间给热系数计算式为注意 是有单位的 其单位为s cm 2床层与横放的换热器器壁之间传热时 给热系数计算式为 111 流化床传热小结水平管的给热系数比垂直管低5 15 因此倾向于使用垂直管 颗粒的导热系数和床高对给热系数影响不大 给热系数随颗粒比热的增大而增大 随粒径的增大而降低 流体的导热系数 对给热系数hw起最主要的影响 hw与 n成正比 n 1 2 2 3 床层直径的影响难于判定 床内管径小时给热系数大 112 床层中气泡行为 当气体通过床层时一部分气体与颗粒之间组成乳化相 其余气体以气泡形式通过乳化相 由于气体上升速度与乳化相速度不同 存在明显的速度差异 气泡在上升过程中必然会挟带气泡周围一定量的乳化相物质 气泡在上升时其尾部形成负压 将吸入部分乳化相物质随其上升 这部分称尾涡 113 气泡上升时气泡外侧一定厚度的乳化相将随气泡一起上升 这部分被称为气泡云 尾涡与气泡云统称为气泡晕 114 流化床的鼓泡床模型 鼓泡床模型对流化床运动形态作如下简化 1 认为床层主体部分气泡大小均一且均匀分布于床层之中 2 床层中乳化相处于起始流化状态 超过起始流化态的气体将以气泡形式通过床层 115 3 床层可分为气泡 气泡晕及乳化相三部分 在气泡 气泡晕和乳化相之间的传质过程是一个串联过程 4 在时 进入稀相段的气体只有气泡破裂而逸出的气体 故稀相段气体组成与离开浓相段的气泡中气体组成相同 116 反应过程的估算 在流化床的浓相段中 对气体中反应物A而言 存在如下关系 117 118 根据此表可得A组分的物料衡算 以单位气体体积为基准 总消失量 在气泡中反应的量 转移到气泡晕中的量 转移到气泡晕中的量 在气泡晕中反应掉的量 转移到乳化相中的量 转移到乳化相中的量 在乳化相中反应掉的量 119 式中是流化床内总反应速率常数 对该方程进行积分边值条件为 120 已知cA0 cAf 或xAf 利用该式可求得浓相段床高Lf 进而求出催化剂用量 已知cA0 Lf 可求得气体的出口浓度cAf 或转化率xAf 以反应动力学方程为一级的反应为例 121 122 联解此方程 消除cAc cAe整理后可得 123 由边值条件代入若浓相段床高为Lf 则出口气体浓度及转化率为 124 若要求出口转化率为xAf 则需浓相段床高Lf为 b c e及Kbc Kce值由经验公式计算 b的值在0 001 0 01之间 由于该值较小 对计算影响不大 125 126 例8 3计算萘氧化制苯酐的流化床反应器气体出口转化率 已知 1 催化剂 微球硅胶钒催化剂 同例8 1 平均粒径密度2 气体性质气体密度气体粘度扩散系数 127 3 流化床特性静床层高床层直径空隙率操作气速4 反应动力学方程 128 解1 计算起始流化速度与逸出速度2 计算操作条件下的空隙率及膨胀比空隙率床层膨胀比浓相段高稀相段高 129 3 计算气泡上升速度 130 4 计算 b c e值取 b 0 01查图 当时 131 代入式中代入 132 5 计算 值 133 6 计算Kr值 134 7 计算出口气体中萘的转化率 135 第八章 气液相反应过程与反应器 136 气液反应过程指一个反应物在气相 另一个在液相 气相反应物需进入液相才能反应 或两个反应物都在气相 但需进入液相与液相的催化剂接触才能反应 与化学吸收过程极为相似 概述 137 液相 138 积分上式 得 可以据此计算反应时间 式中的各参数由经验方程计算 连续流动鼓泡塔计算 139 上式的关键是YA与 rA的关系 是气相组成 而反应发生在液相中 因此涉及到传递现象 并且和液相的流型相关联 鼓泡塔中流型复杂 存在不同的区域 如安定区和湍动区 140 气液反应的步骤 气液相反应 反应物和产物至少有一个存在于液相中 其中典型的是气体的反应吸收 更具有普遍意义 A g B l C g 其宏观反应历程为 1A从气相主体向气液界面扩散 2A在气液界面处溶解于液相 3溶解于液相的A向液相内部扩散 在扩散的同时与液相中的B发生反应 141 4液相中的产物C透过液膜扩散到气液界面 5产物C由气液界面扩散到气相主体 基本理论 双膜理论与物理吸收的差别在于在液相主体和液膜中存在化学反应 反应速率的快慢直接影响了吸收的速率 反应历程亦为连串过程 反应速率决定了控制步骤的所在 142 物理吸收过程的双膜理论模型气液两相间存在着稳定的相界面 界面两侧分别存在滞留膜 组份通过在滞留膜中稳定的分子扩散进行传质 传质阻力完全存在于滞留膜中 143 根据双膜理论的物理模型 可以写出 144 因此可以写成 145 扩散物A在液膜中的化学反应 使液膜较物理过程的液膜变薄 由变为 注意液膜是流体力学特性 而变薄的液膜就不单纯是流体力学的概念了 L 146 则 147 148 气液反应动力学 在液膜内取一微元体 在定常态下 对A组份作物料衡算 服从Fick扩散定律 149 150 模型分析 模型是以存在稳定的膜为前提 即 不论气液相主体如何扰动 相界面上滞留膜总是稳定存在 随着气液相流动状况的不同 气液膜的厚度不同 强化传质要通过增加扰动改变膜厚度实现 传质与反应速率的不同 得到不同的膜内浓度分布 151 极慢反应传递速率远比反应速率快得多 液相中溶解的A接近其饱和溶解度 化学反应在液相主体中进行 反应速率代表了A的传递速率 152 慢反应反应在液相主体中进行 但速率较传递速率为大 液膜中的反应可以忽略 即 rA视为0 与物理吸收相同 153 中速反应反应在液相主体与液膜中同时进行 154 令方程转变为 155 继续推导 156 恒大于1 曲线下凹 八田数决定了 0 1 0 ch 1 th 1 157 快速反应反应仅发生在液膜区 组份在液膜区已全部反应掉 在液相主体区没有A 因此液相主体中没有反应 158 cBi不一定为0 与中速反应的区别在于cAL为0 即在液相主体中没有A G L pA pAi cBL cAi 159 瞬时反应过程A与B之间的反应进行得极快 以致于A与B不能在液相中共存 在液膜区存在一个反应面 此面上AB的浓度均为0 160 反应面左侧 只有A 没有B 因此 在此区域 为纯物理扩散 反应面右侧 只有B 没有A 因此 在此区域 亦为纯物理扩散 161 解之 得 反应面的位置 162 代表了反应面的位置 1 反应面在液膜位置上 反应面与气液界面重合 163 意味着B在液膜中的扩散远远大于A组份的扩散或B的浓度远大于A 在反应面与气液界面重合的情况下 B组份在液相主体中的浓度称为在气相A分压下的临界浓度 若此时cBL cBL临 液相中将不再有A 164 只要是瞬时反应过程 就存在反应面 而反应面的位置 取决于AB的浓度和扩散速率 反应面向相界面移动 刚好接触时的cBL即为cBL临 不仅液相主体没有A 而且连液膜内也没有A cAi 165 气液反应动力学小结两个重要参数 化学增强因子 和八田数 f cAi cAL f k DAL L 宏观反应速率最终取决于反应物A的反应特性k 传递特性DAL和体系的流体力学特性 L 强化宏观反应速率需要提高k DAL 减小 L 当然还与气相传递特性有关 166 决定了反应是快是慢 是否存在反应面 反应在何处进行 判据 2属于瞬间反应或快反应过程 宜选用停留时间短的反应器 如填料塔 0 02 2为中速反应 反应大量在液相主体进行 宜选用持液量大的反应器 如鼓泡塔 0 02属于慢反应 167 气液反应器 气液反应器有许多类型 常见的有 168 填料塔式反应器计算反应器特点 液体沿填料表面向下流动 持液量小 气液接触界面近似等于填料表面积 气液传质过程可以按双膜理论计算 适用于瞬间反应及快反应过程 塔径计算 取0 6 0 8倍液泛速度为空塔操作气速u V为体积流量 169 填料层高度计算取塔内微元高度dl对气相作物料衡算 170 快反应及瞬间反应cAL 0 微元体内的相接触面积近似为填料面积 为填料比表面 气相中的A分压用比摩尔分率表示 171 代入前式可得 172 kGA kLA有经验公式可算 气相视为平推流操作 由于视cAL 0 与液相流型无关 反应级数体现在 中 因为是快速反应 传质阻力主要存在于气膜之中 填料高度的最直接影响因素为摩尔流量 总压 填料比表面及出入口浓度差 与物理吸收的差别仅在于 如果 1 相当于用大量的液体吸收气相中的A 173 鼓泡塔式反应器的计算液相是连续相 气相是分散相 鼓泡塔反应器的操作分两种 连续与半连续 所谓半连续是指液体一次加入 达到反应要求后一次排出 而气相连续通过 假定 气相流动为平推流 气体分压随高度呈线性变化 液相在塔内为理想混合 物性参数不变 174 取反应器内任意横截面对气相进行物料衡算 输入 输出 反应鼓泡塔反应器适用于慢反应过程 全部反应发生在液相主体 175 第九章 反应器的热稳定性与参数灵敏性 176 连续流动反应器一般按定常态设计 但反应器的操作并不总是稳定的 流量 浓度 温度等随时都在发生着变化 本章讨论一旦某些操作参数发生变化 反应器是否还能在接近设计条件下操作 这些参数的变化 是否影响了反应器的安全运行 177 全混流反应器的热稳定性 由于全混流反应器参数均一 计算简单 以此为例讨论反应器的热稳定性 178 可以用来推算达到一定转化率所需要补充或移走的热量 179 一级不可逆放热反应 180 181 182 183 只有两条曲线的交点才满足方程 即左侧右侧相等 两条曲线交于N