第六章 气固相催化固定床反应器.ppt

1、第6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，转化率和催化剂用量，选择固定床反应器的原则，什么反应需要固定床反应器？气固催化反应非常普遍，如合成氨、硫酸、合成甲醇、环氧乙烷乙二醇、邻苯二甲酸酐和铂重整。流体在固定床反应器中的传递特性，气体在催化剂颗粒之间的孔隙中流动比在管道中流动更容易实现湍流。气体从上到下流过床。3、床空隙率b:单位体积床中的空隙体积(未被催化剂占据的体积，不包括催化剂颗粒中的体积)。如果不考虑壁面效应，均匀颗粒填充床的孔隙率与颗粒尺寸无关。壁效应：壁附近的孔隙比其他部分大。为了减少壁效应的影响，要求床直径至少比颗粒直径大8倍。5、最能代表粒子性质的

2、尺寸是粒子的当量直径。对于非球形粒子，它们可以转化为球形粒子，并表示为当量直径。有三种方法：体积、表面积和比表面积。体积：(非球形颗粒转化为相同体积的球形颗粒时应具有的直径)外表面积：(非球形颗粒转化为具有相同外表面积的球形颗粒时应具有的直径)，6、比表面积：(非球形颗粒转化为具有相同比表面积的球形颗粒时应具有的直径)混合颗粒的平均直径：(不同粒径颗粒直径的加权平均值)，7、流经催化剂床的气体将产生Ergun方程：8、可用于计算床压分布。如果压降不大，床层的物理性质变化不大，可以认为是一个常数，压降将呈线性分布(在大多数情况下)。实施例6.1内径为50毫米的管填充有高度为4米的催化剂层，催化剂

3、的粒度分布示于表中。催化剂为球形，孔隙率为0.44。在反应条件下，气体密度g=2.46 kg m-3，粘度g=2.310-5 kg m-1s-1，质量流量g=6.2 kg m-2s-1。计算床的压降。10，解：求粒子的平均直径。计算修正的雷诺数。11、计算床层压降。固定床催化反应器的设计，绝热热交换型，13，14，15，操作模式：绝热和热交换；反应器的结构随不同的操作模式而不同。操作方式取决于反应的热效应、操作范围的宽与窄以及反应的经济效益。考虑到反应器的设计、制造和操作，绝热型相对简单。就设计而言，基本方程是相同的。固定床反应器的设计要求：1。生产强度尽可能大；2.气体通过床的阻力很小；3.

4、床层温度分布合理；4.操作可靠，维护方便。计算包括三种情况：1 .设计新反应器的工艺尺寸；2.检查现有反应器的工艺指标；3.提高现有反应器的工艺指标，以达到最大的生产强度。17、建模，对于一个过程，合理地简化，用数学公式来描述，在一定的输入条件下，预测系统输出的变化。对于同一系统，可以根据不同的简化和假设构建不同的模型。不同的简化和假设也决定了模型必须包含一些参数来修正模型和实际系统之间的差异。根据不同的简化和假设，它可以分为几个不同层次的模型。对于固定床反应器，一般有以下模型：一维准均相推流模型、一维轴向返混准均相模型、二维准均相模型、二维非均相模型、颗粒内梯度为19的二维非均相模型、一维：

5、参数只随轴向位置而变化。二维：参数随轴向和径向位置而变化。准均相：流动相和固相的结合被认为是同一相。非均相：流动相和固相是一致的，20，一维准均质活塞流模型，在垂直于流动方向的管式反应器中进行质量平衡，取一个无穷小，用这个无穷小来做物料平衡，对于组分A:dv，输入和输出=反应积累FA dFA (-RA)(1-B)Aidl 0，21，完成热平衡：(仍是那个体积)输入热量输出热量反应热效应=与外界的累积热交换输入：G cp T G质量流量， Cp恒压热容输出：G cp(T dT)反应热效应：(-RA)(1-B)(-H)Aidl热交换：U(T-Tr)didl反应堆直径累计：0 U:空气流和冷却介质之

6、间的传热系数Tr:环境温度，23，和各种代入，动量平衡仍为er联立三个方程：边界条件：L=0，p=p0，xA=xA0，T=T0，25，需要注意的问题，1从解决问题的角度来看，壁温2对于低压系统，压降非常重要。3 U不是物理参数，需要通过实验来确定。注意u0、u、um和um之间的关系。5如果多根管道并联，系统会自动调节每根管道的流量，使压降相同。此时，每根管道的吞吐量不同，转化率也不同，导致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：当反应热效应小时，管径小，传热好，可近似计算为等温。在等温条件下，28，2绝热：如果绝热，T=Tr，或U=0。此时，通过将物质平衡公式与

7、热平衡公式相结合，可以获得绝热温升。如果表观性质在一定范围内不变，则不随x和T而变化。然后，TT0=(xx0)温度和转化率形成一一对应关系，其中温度可以用T=T0 (xx0)代替。可逆放热反应绝热反应器的优化(以SO2 1/O2=SO3为例)，二氧化硫氧化气固催化反应用于硫酸生产，是可逆的强放热反应。大多数生产过程采用多级绝热操作。优化目的：在完成一定生产任务的情况下，使用的催化剂最少。已知条件：第一级入口和最后一级出口的转化率；第一级入口处的反应物浓度和物理参数；分段间采用间接冷却。可改变的参数：各段入口温度；段间转换率。32、以四级为例：催化剂用量为：(基于准均质活塞流模型)基于一定的动力

8、学方程，合理选择各级入口温度；在各部分之间有7个转换参数(2N1在n部分)，使W最小化.33、X1in、T1in、X1out、T2in、X2out、T3in、X3out、T4in、X4out、第一、第二、第三、第四、34、水平线表示部分之间的间接冷却，但是温度降低，转化率保持不变。35、调用优化程序，可以得到w的最小值？是的，但是很难。进一步的数学处理：在任何时期，在xin和xout被确定之后，应该选择合适的入口温度Tin以使催化剂的量最小化。36、在任意两个相邻部分之间：37、摘要：38、七个方程和七个未知数可能是唯一的解。讨论：从Tx图：39，例6-3 (1)管式反应器中邻二甲苯催化氧化制

9、邻苯二甲酸酐是一个强放热反应过程，以V2O5为催化剂，硅胶为载体。活性温度范围：610700K粒度：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根据邻苯二甲酸酐产量计算。碳氢化合物在进入反应器之前蒸发，并与空气混合。为了保持在爆炸极限之外，邻二甲苯的摩尔分数控制在1以下。工作压力接近正常压力：p=1267kPa千帕。原料气中邻二甲苯的初始摩尔分数：yA0=0.9空气的初始摩尔分数：yB0=99.1混合气体的平均相对分子质量：M=30.14kgkmol-1混合气体的平均热容

10、量：CP=1.071 kjkg-1k-1混合气体的入口温度：640-650k42(2)根据设计要求，绝热反应器和换热反应器中的转化率分布和温度分布按一维准均相理想流模型计算在热交换条件下，反应器的管子被熔盐循环冷却，热量被传递到外部锅炉。管间热载体的熔盐温度范围为630650K。床层对流传热系数Hw=561 kJm-2h-1K-1，颗粒有效导热系数S=2.80 kJm-1h-1K-1，44、一方面，总传热系数可以优化反应器设计(多方案比较)；另一方面，可以进行反应器参数的灵敏度分析，即通过改变以下参数，可以考虑测量结果的变化。45、46、(3)计算方法将入口温度设置为等于管壁温度，并调用数值积

11、分程序对以下两个公式同时进行数值积分。47、(4)根据计算结果绘制xA-l和T-l曲线，如图所示。根据设计要求更改参数，查看其影响。48、固定床反应器模型综述，1。带有轴向返混的一维模型并不理想，当塞流模型的描述不令人满意时，就采用一维模型。轴向热质返混引起的塞流模型偏差的修正。物理模型：在伪均质塞流模型中加入轴向返混，与非理想流中引入的返混模型相同，但加入了热扩散的考虑。49，稳态，对dVR体积中的a组分进行物料平衡：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，fadfa，xadxa，DVR相应地，在相同条件下，对dVR进行热平

12、衡计算：51，反应：散热：输入散热，输出散热：z为轴向有效导热系数，52，边界条件：二阶常微分方程，两点边值问题调用程序求解，53、讨论：1、轴向扩散的引入可以导致温度和浓度的逐渐分布。许多不确定因素可归因于轴向扩散。3轴向扩散可能导致多种状态。轴向扩散系数和轴向导热系数之间存在一定的函数关系。经验表明，当床层厚度大于颗粒直径的50倍时，轴向热量和质量扩散(轴向返混)对出口转化率的影响可以忽略不计。54、6轴向扩散系数和轴向热导率不是物理参数。它们都包含流体和固体粒子的双重贡献。7.轴向扩散系数和轴向导热系数应通过实验或参考文献值和经验公式计算。55、二维和二维准均匀模型、二维：轴向和径向对于

13、径向温度和浓度差异大的反应器，一维模型有时不能满足要求，因此有必要考虑径向温度和浓度分布。与一维模型相比，考虑的因素更多，结果也更复杂，各有利弊。56，该模型假设：1反应在圆管反应器中进行。2.催化剂管内流体为非理想流，存在轴向和径向质量和热量扩散。三个固相之间没有温度和浓度差异。4扩散遵循菲克扩散定律。57，在管式反应器中取一个无穷小：58，在稳态条件下，用环形无穷小对A进行物料平衡：59，I/O=反应结束：60，热平衡：61，I/O反应类似于质量平衡，轴向热扩散项可以忽略：动量平衡方程和一维，62，边界条件：l=0，l=L，63，任意截面处流体的平均温度和浓度，64，至于模型参数，模型参数

14、是模型的重要组成部分模型参数包括轴向和径向有效导热系数、65、径向温度分布、66、非均相模型，考虑到流体和催化剂颗粒之间存在较大的温差和浓度差，不能将流固相视为虚拟均相，并推导出非均相模型。如果再次考虑颗粒内部的温度和浓度梯度，将产生考虑颗粒内部的温度和浓度梯度的模型。67、68、固相、69、70、模型审查：考虑的因素越多，模型越复杂，模型参数越多，模型参数的可靠性越重要。模型越复杂越好。复杂的模型增加了实验和计算的工作量，增加了出错的概率。简单实用更好。如果返混严重，应采用带有轴向返混的一维模型；径向温差大，应采用准均匀二维模型。应谨慎使用异构模型，不应使用过于复杂的模型。第7章，用于气固相

15、催化反应的流化床反应器，72，73，74，流化床的基本概念，当通过床的流体流量很小时，颗粒的升力(浮力和阻力之和)小于颗粒本身的重力时，颗粒仍在床中，流体通过颗粒之间的间隙。这时，床被称为固定床。随着流体流速的增加，颗粒受到的阻力也增加。如果作用在粒子上的升力等于它自身的重量，那么作用在粒子上的力就处于平衡状态，所以粒子会在床上剧烈地上下、左右、前后运动。这种现象称为固体流化，整个床称为流化床。75，流化床就像一种液体，轻的物体漂浮着；保持表面水平；固体颗粒从孔中喷出；平坦的床面；床的重量除以横截面积等于压力。流化床的优点是：1 .颗粒像液体一样流动，易于操作和控制；2.固体颗粒混合迅速，整个

16、床是等温的；3颗粒可以在两个流化床之间流动和循环，因此大量的热量和质量可以在床之间传递；4适合大规模操作；5.气体和固体之间的传热传质比其他方法高。6.流化床及其内部加热系数大。78、流化床的缺点：1 .气体的流动状态难以描述，偏离了水平推流，气泡使颗粒形成通道，接触效率降低；2.颗粒在床中快速混合，导致停留时间分布不均匀；3.易碎的颗粒很容易被气流压碎和带走；4.颗粒严重磨损设备；5对于高温下的非催化操作，颗粒容易聚集和烧结。流化床的工业应用第一个工业应用弗里茨温克勒于1922年获得德国专利，第一个13米高、12平方米横截面积的煤气发生炉于1926年投入运行。目前最重要的工业应用：超氧化物歧化酶(标准石油开发公司)型催化裂化。(1)随着流体流速的增加，床层中的孔隙率和颗粒间距增加，而颗粒在床层中分布均