氣固相催化固定床反應器

第六章氣固相催化固定床反響器1.根本問題溫度、濃度分布，氣相壓降，轉(zhuǎn)化率及催化劑用量選擇固定床反響器的原那么－－什么反響需要用固定床反響器？氣固相催化反響首選－－非常普遍如，合成氨、硫酸、合成甲醇、環(huán)氧乙烷乙二醇、苯酐及煉油廠中的鉑重整等。2.流體在固定床反響器內(nèi)的傳遞特性氣體在催化劑顆粒之間的孔隙中流動，較在管內(nèi)流動更容易到達湍流。氣體自上而下流過床層。3.床層空隙率εB：單位體積床層內(nèi)的空隙體積〔沒有被催化劑占據(jù)的體積，不含催化劑顆粒內(nèi)的體積〕。假設不考慮壁效應，裝填有均勻顆粒的床層，其空隙率與顆粒大小無關(guān)。4.壁效應：靠近壁面處的空隙率比其它部位大。為減少壁效應的影響，要求床層直徑至少要大于顆粒直徑的8倍以上。5.顆粒的定型尺寸－－最能代表顆粒性質(zhì)的尺寸為顆粒的當量直徑。對于非球形顆粒，可將其折合成球形顆粒，以當量直徑表示。方法有三，體積、外外表積、比外表積。體積：(非球形顆粒折合成同體積的球形顆粒應當具有的直徑〕外外表積：(非球形顆粒折合成相同外外表積的球形顆粒應當具有的直徑〕6.比外表積：(非球形顆粒折合成相同比外表積的球形顆粒應當具有的直徑〕混合粒子的平均直徑：〔各不同粒徑的粒子直徑的加權(quán)平均〕7.氣體流動通過催化劑床層，將產(chǎn)生壓降。壓降計算通常利用厄根〔Ergun〕方程：8.可用來計算床層壓力分布。如果壓降不大，在床層各處物性變化不大，可視為常數(shù)，壓降將呈線性分布〔大多數(shù)情況〕。9.例6.1在內(nèi)徑為50mm的管內(nèi)裝有4m高的催化劑層，催化劑的粒徑分布如表所示。催化劑為球體，空隙率εB=0.44。在反響條件下氣體的密度ρg=2.46kg.m-3，粘度μg=2.3×10-5kg.m-1s-1，氣體的質(zhì)量流速G=6.2kg.m-2s-1。求床層的壓降。10.解：①求顆粒的平均直徑。②計算修正雷諾數(shù)。11.③計算床層壓降。12.固定床催化反響器的設計絕熱型換熱型13.14.15.操作方式：絕熱、換熱兩種；操作方式的不同，反響器的結(jié)構(gòu)就不同。操作方式由反響的熱效應和操作范圍的寬窄及反響的經(jīng)濟效益等決定。從反響器的設計、制造及操作考慮，絕熱型比較簡單。從設計上講，根本方程是一樣的。16.設計固定床反響器的要求：1生產(chǎn)強度盡量大2氣體通過床層阻力小3床層溫度分布合理4運行可靠，檢修方便計算包括三種情況：1設計新反響器的工藝尺寸2對現(xiàn)有反響器，校核工藝指標3對現(xiàn)有反響器，改進工藝指標，到達最大生產(chǎn)強度。17.模型化對于一個過程，進行合理的簡化，利用數(shù)學公式進行描述，在一定的輸入條件下，預測體系輸出的變化。對同一個體系，根據(jù)不同的簡化和假定，可以構(gòu)造不同的模型。不同的簡化和假定，也決定了模型必然含有一些參數(shù)，以修正模型與實際體系的差異。根據(jù)不同的簡化和假定，分為幾種不同層次的模型。18.對于固定床反響器，一般有以下模型：一維擬均相平推流模型一維擬均相帶有軸向返混的模型二維擬均相模型二維非均相模型二維非均相帶有顆粒內(nèi)梯度的模型…………19.一維：參數(shù)只隨軸向位置而變。二維：參數(shù)隨軸向和徑向位置而變。擬均相：流相和固相結(jié)合，視為同一相。非均相：流相和固相分別考慮。平推流：不考慮軸向返混。帶有軸向返混的模型：在平推流模型的根底上疊加了軸向返混。20.一維擬均相平推流模型質(zhì)量衡算在管式反響器中垂直于流動方向取一個微元，以這個微元對A組份做物料衡算：dv輸入－輸出=反響＋積累FAFA+dFA(-RA)(1-εB)Aidl021.整理得：對照平推流反響器模型二者相同22.熱量衡算：〔仍然是那塊體積〕輸入熱量－輸出熱量+反響熱效應=與外界的熱交換+積累輸入：GcpTG質(zhì)量流量,cp恒壓熱容輸出：Gcp(T+dT)反響熱效應：(-RA)(1-εB)(-ΔH)Aidl熱交換：U(T-Tr)πdidldi反響器直徑積累：0U:氣流與冷卻介質(zhì)之間的換熱系數(shù)Tr：環(huán)境溫度23.將各式代入，得動量衡算：仍然是Ergun方程24.將三個方程聯(lián)立：邊界條件：L=0,p=p0,xA=xA0,T=T025.需要注意的問題1從解題的角度看，一般壁溫恒定，實際情況并非如此。2對于低壓系統(tǒng)，壓降十分重要。3U不是物性參數(shù)，需實驗確定。4注意u0,u,um

的關(guān)系。5如果多根管子并聯(lián)，體系將自動調(diào)節(jié)各管的流量，使壓降相同，此時各管的處理量不同，轉(zhuǎn)化率不同，造成生產(chǎn)能力和產(chǎn)品質(zhì)量下降。26.典型模擬結(jié)果27.兩種特殊情況：1等溫：反響熱效應不大，管徑較小，傳熱很好時，可近似按等溫計算。等溫時，28.2絕熱：假設絕熱，那么T=Tr，或者認為U=0。此時，將物料衡算式與熱量衡算式合并，可得：λ：絕熱溫升，如果在一定范圍內(nèi)視物性為常數(shù)，λ將不隨x及T變化。那么：T－T0=λ(x－x0)溫度與轉(zhuǎn)化率形成一一對應關(guān)系，中，溫度可以由T=T0+λ(x－x0)代替。29.30.可逆放熱反響絕熱反響器的最優(yōu)化〔以SO2＋1/2O2=SO3為例〕xT平衡線等速率線0二氧化硫氧化反應T－x圖示意31.二氧化硫氧化反響－－氣固相催化反響，用于硫酸生產(chǎn)，可逆，強放熱，絕大多數(shù)生產(chǎn)過程采用多段絕熱操作。最優(yōu)化目的：在完成一定生產(chǎn)任務的條件下，使用的催化劑最少。條件：第一段入口和最后一段出口轉(zhuǎn)化率；第一段入口反響物濃度，各物性參數(shù)；段與段間采用間接冷卻?？梢愿淖兊膮?shù)：各段的入口溫度；段與段之間的轉(zhuǎn)化率。32.以四段為例：催化劑用量為：〔基于擬均相平推流模型〕基于某一動力學方程，適中選取各段的入口溫度；段與段之間的轉(zhuǎn)化率共7個〔N段為2N－1個〕參數(shù)，使W最小。33.x1in,T1inx1out,T2inx2outT3inx3outT4inx4out第一段第二段第三段第四段34.斜線為段內(nèi)操作線，斜率為1/λ。水平線表示段間為間接冷卻，只是溫度降低，轉(zhuǎn)化率不變。xT0二氧化硫氧化反應T－x圖示意在T－x圖上看：35.調(diào)用最優(yōu)化程序，就可以求得W最小值？可以，但很困難。進一步數(shù)學處理：在任意一段內(nèi)，當xin及xout確定之后，應選取適當?shù)倪M口溫度Tin，使催化劑量最小。36.在任意相鄰兩段間：37.

匯總：()()()()()()01,,01,,01,,01442444433333233332222222222111112144332211=??==??==??==??òòòòdxTrrTxrTxrdxTrrTxrTxrdxTrrTxrTxrdxTrrinxxininoutoutinxxininoutoutinxxininoutoutinxxoutinoutinoutinoutin第四段：第三、四段之間：第三段：第二、三段之間：第二段：第一、二段之間：第一段：38.七個方程，七個未知數(shù)，可能是唯一解。討論：從T－x圖上看：xT0二氧化硫氧化反應T－x圖示意39.例6-3(1)任務書在管式反響器中進行的鄰二甲苯催化氧化制鄰苯二甲酸酐是強放熱反響過程，催化劑為V2O5，以有催化作用的硅膠為載體。活性溫度范圍：610～700K粒徑：dP=3mm堆積密度：ρB=1300kg.m-3催化劑有效因子：η=0.67催化劑比活性：LR=0.92反響器管長：L=3m40.管內(nèi)徑：dt=25mm管數(shù)：n=2500根由鄰苯二甲酸酐產(chǎn)量推算，原料氣體混合物單管入口質(zhì)量流速:G=9200kg.m-2h-1。烴在進入反響器之前蒸發(fā)，并與空氣混合。為保持在爆炸極限以外，控制鄰二甲苯的摩爾分數(shù)低于1％。操作壓力接近常壓：p=1267kPa。41.原料氣中鄰二甲苯的初摩爾分數(shù)：yA0=0.9空氣的初摩爾分數(shù)：yB0=99.1混合氣平均相對分子質(zhì)量：M=30.14kg.kmol-1混合氣平均熱容：cP=1.071kJ.kg-1K-1混合氣入口溫度：640-650K42.化學反響式：宏觀反響動力學：43.(2)設計要求按一維擬均相理想流模型分別測算在絕熱式反響器和換熱式反響器中的轉(zhuǎn)化率分布、溫度分布，并繪制L-xA-T分布曲線。在換熱條件下，反響器管間用熔鹽循環(huán)冷卻，并將熱量傳遞給外部鍋爐。管間熱載體熔鹽溫度范圍630~650K。床層對流給熱系數(shù)hW=561kJ.m-2h-1K-1顆粒的有效導熱系數(shù)λS=2.80kJ.m-1h-1K-144.總括給熱系數(shù)一方面可以進行反響器設計的優(yōu)化〔多方案比較〕；另一方面可以進行反響器參數(shù)的靈敏性分析，即通過改變?nèi)缦聟?shù)，考慮測算結(jié)果的變化。45.46.(3)計算方法設定入口溫度等于管壁溫度，調(diào)用數(shù)值積分程序同時對以下兩式進行數(shù)值積分。47.(4)計算結(jié)果根據(jù)計算結(jié)果繪制xA-l，T-l曲線，如圖。按照設計要求改變諸參數(shù)看其影響。48.固定床反響器模型評述一、帶有軸向返混的一維模型非理想模型，當平推流模型描述不夠滿意時采用。修正軸向熱量、質(zhì)量返混帶來的與平推流模型的偏離。物理模型：在擬均相平推流模型上迭加一個軸向返混，與‘非理想流動’中介紹的返混模型相同，但增加熱擴散的考慮。49.穩(wěn)態(tài)，在dVR體積中對A組份做物料衡算：輸入輸出反響輸入－輸出＝反響LdlcA0,FA0,xA0=0,V0cA,FA,xA,VFA,xAFA+dFA,xA+dxAdVR50.將以上三式合并，得：式中，EZ為軸向有效擴散系數(shù)。相應，在同樣條件下，對dVR做熱量衡算：51.反響：散熱：輸入＋放熱＝輸出＋散熱整理得：λZ為軸向有效導熱系數(shù)52.邊值條件：二階常微分方程組，兩點邊值問題?？烧{(diào)用程序求解53.討論：1軸向擴散的引入，可以導致溫度、濃度分布趨于平緩。2許多不確定因素可以歸結(jié)到軸向擴散中。3軸向擴散可能會造成多重態(tài)。4軸向擴散系數(shù)與軸向?qū)嵯禂?shù)有一定的函數(shù)關(guān)系。5經(jīng)驗證明，當床層厚度大于50倍顆粒直徑時，軸向熱質(zhì)擴散〔軸向返混〕對出口轉(zhuǎn)化率所造成的影響可以忽略不計。54.6軸向擴散系數(shù)和軸向?qū)嵯禂?shù)都不是物性參數(shù)。其中都包含了流體和固體顆粒雙重的奉獻。7軸向擴散系數(shù)和軸向?qū)嵯禂?shù)需通過實驗求取或參考文獻值及通過經(jīng)驗公式求取。55.二、二維擬均相模型二維：軸向和徑向?qū)τ趶较虼嬖谳^大的溫度差、濃度差的反響器，一維模型有時不能滿足要求，需要考慮徑向的溫度濃度分布。與一維模型相比，考慮的因素更多，得到的結(jié)果更復雜，各有優(yōu)缺點。56.模型假定：1反響在圓管式反響器中進行。2流體在催化劑管內(nèi)為非理想流動，存在著軸、徑向的質(zhì)量和熱量擴散。3流固相之間沒有溫度、濃度差。4擴散遵循Fick擴散定律。57.在管式反響器中取一微元：drdlRr58.定常態(tài)條件下就環(huán)形微元對A做物料衡算：59.輸入－輸出=反響整理得：60.熱量衡算：61.輸入－輸出＝反響與質(zhì)量衡算類似，軸向熱擴散項可以忽略：動量衡算方程與一維模型相同。62.邊界條件：l=0l=L63.在任意截面上流體的平均溫度濃度64.關(guān)于模型參數(shù)模型參數(shù)是模型的一個重要組成局部，與模型緊密結(jié)合。模型參數(shù)包含軸徑向有效導熱系數(shù)與擴散系數(shù)及流體與管壁之間的給熱系數(shù)。模型參數(shù)的取得，與實驗條件有關(guān)，在具體應用時，要選擇盡可能接近應用條件的文獻值。65.徑向溫度分布66.非均相模型考慮到流體與催化劑顆粒之間有較大的溫度差和濃度差，流固相不能當成一個虛擬的均相處理，派生出了非均相模型。如果再考慮到顆粒內(nèi)部的溫度與濃度梯度，又會產(chǎn)生考慮到粒內(nèi)溫度濃度梯度的模型。67.熱量傳遞熱量傳遞擬均相一維平推流模型熱量傳遞熱量傳遞帶有軸向返混的擬均相一維模型熱質(zhì)傳遞熱量傳遞熱量傳遞擬均相二維模型熱質(zhì)傳遞68.固體相熱量傳遞熱量傳遞二維非均相模型熱質(zhì)傳遞抽象成為熱量傳遞二維非均相模型熱質(zhì)傳遞熱量傳遞流體相69.熱量傳遞考慮顆粒內(nèi)梯度的二維非均相模型熱質(zhì)傳遞熱量傳遞流體相固體相70.模型評述考慮的因素越多，模型越復雜，模型參數(shù)就越多，模型參數(shù)的可靠性就越重要。并非模型越復雜越好。模型復雜增加了實驗、計算工作量，增加了出錯的概率。以簡單實用為好。如返混嚴重，宜用帶軸向返混的一維模型；徑向溫差大，宜用擬均相二維模型等。非均相模型慎用，非不得已，不用過于復雜的模型。71.第七章氣固相催化反響流化床反響器72.流態(tài)化現(xiàn)象：使微粒固體通過與氣體或液體接觸而轉(zhuǎn)變成類似流體的操作。固體顆粒層與流體接觸的不同類型：流體流速增加固定床初始流態(tài)化散式流態(tài)化聚式流態(tài)化騰涌稀相流態(tài)化液體氣體73.74.流化床的根本概念當通過床層的流體流量較小時，顆粒受到的升力〔浮力與曳力之和〕小于顆粒自身重力時，顆粒在床層內(nèi)靜止不動，流體由顆粒之間的空隙通過。此時床層稱為固定床。隨著流體流量增加，顆粒受到的曳力也隨著增大。假設顆粒受到的升力恰好等于自身重量時，顆粒受力處于平衡狀態(tài)，故顆粒將在床層內(nèi)作上下、左右、前后的劇烈運動，這種現(xiàn)象被稱為固體的流態(tài)化，整個床層稱為流化床。75.流化床類似液體的性狀輕的物體浮起；外表保持水平；固體顆粒從孔中噴出；床面拉平；床層重量除以截面積等于壓強76.77.流化床的優(yōu)點1顆粒流動類似液體，易于處理，控制；2固體顆粒迅速混合，整個床層等溫；3顆粒可以在兩個流化床之間流動、循環(huán)，使大量熱、質(zhì)有可能在床層之間傳遞；4宜于大規(guī)模操作；5氣體和固體之間的熱質(zhì)傳遞較其它方式高；6流化床與床內(nèi)構(gòu)件的給熱系數(shù)大。78.流化床的缺點1氣體的流動狀態(tài)難以描述，偏離平推流，氣泡使顆粒發(fā)生溝流，接觸效率下降；2顆粒在床層迅速混合，造成停留時間分布不均勻；3脆性顆粒易粉碎被氣流帶走；4顆粒對設備磨損嚴重；5對高溫非催化操作，顆粒易于聚集和燒結(jié)。79.流化床的工業(yè)應用第一次工業(yè)應用：1922年FritzWinkler獲德國專利，1926年第一臺高13米，截面積12平方米的煤氣發(fā)生爐開始運轉(zhuǎn)。目前最重要的工業(yè)應用：SOD(StandardOilDevelopmentCompany)IV型催化裂化。80.散式流化和聚式流化〔1〕散式流態(tài)化隨著流體流量的加大，床層內(nèi)空隙率增大，顆粒之間間距加大，而顆粒在床層中分布均勻，流體根本上以平推流形式通過床層，人們稱這種流化形式為散式流態(tài)化。81.〔2〕聚式流態(tài)化在此類流態(tài)化形式中，床層明顯地分成兩局部。其一是乳化相：固體顆粒被分散于流體中，單位體積內(nèi)顆粒量類似于散式流化床的初始流化狀態(tài)。其二是氣泡相：流體以氣泡形式通過床層。82.兩種流態(tài)化的判別一般認為液固流態(tài)化為散式流態(tài)化而氣固之間的流化狀態(tài)多為聚式流態(tài)化。為散式流態(tài)化為聚式流態(tài)化83.84.濃相段和稀相段當流體通過固體床層的空塔速度值高于初始流化速度但低于逸出速度，顆粒在氣流作用下懸浮于床層中，所形成的流固混合物稱為濃相段。在濃相段上升的氣泡在界面上破裂，氣泡內(nèi)顆粒以及受氣泡挾帶的乳化相中顆粒將被拋向濃相段上方空間。這段空間稱為稀相段或稱別離段。85.顆粒含量床高稀相段濃相段濃相段和稀相段86.流態(tài)化的不正?，F(xiàn)象溝流：由于流體分布板設計或安裝上存在問題，使流體通過分布板進入濃相段形成的不是氣泡而是氣流，稱溝流。溝流造成氣體與乳化相之間接觸減少，傳質(zhì)與反響效果明顯變差。節(jié)流〔騰涌〕87.88.流化床的工藝計算1初始流化速度：－－顆粒開始流化時的氣流速度〔氣體向上運動時產(chǎn)生的曳力〕＝〔床層體積〕×〔固體顆粒分率〕×〔顆粒密度〕，即：89.將上式與固定床壓降方程(Ergun方程)相結(jié)合，可得臨界流化速度計算式。Ergun方程：與考慮固定床壓降時的方程對照：可以看出所作簡化。90.前一項為粘滯力損失，后一項為動能損失。合并兩式并整理：低雷諾數(shù)時，粘滯力損失占主導，忽略后一項：91.解得：高雷諾數(shù)時，動能損失占主導，忽略前一項：解得：92.對中等雷諾數(shù)，兩項都要考慮。計算出臨界流化速度后要進行驗算，看雷諾數(shù)是否在適用范圍之內(nèi)。2帶出速度〔終端速度〕：當流體對顆粒的曳力與顆粒的重量相等，顆粒會被流體帶走：CD--曳力系數(shù)93.對于單顆粒，有半經(jīng)驗公式：94.以上計算是針對一個顆粒的，在流化床內(nèi)由于顆粒間有相互影響，故逸出速度由此速度值再加以校正而得。uT=FuRe<10時，F(xiàn)≈1Re>10時，Re-F見以下圖95.96.3反響器內(nèi)徑的計算VG：氣流的體積流量m3s-1dT：流化床內(nèi)徑mu：氣流的空塔流速m.s-1可見，流化床的內(nèi)徑取決于氣流的空塔氣速，而流化床的空塔氣速應介于初始流化速度〔也稱臨界流化速度〕與逸出速度之間。即維持流化狀態(tài)的最低氣速與最高氣速之間。97.例8-1計算萘氧化制苯酐的微球硅膠釩催化劑的起始流化速度和逸出速度催化劑粒度分布如下：催化劑顆粒密度ρP=1120kg.m-3氣體密度ρ=1.10kg.m-3氣體粘度μ=0.0302mPa·s98.解1．計算顆粒平均粒徑根據(jù)標準篩的規(guī)格，目數(shù)與直徑關(guān)系如下：在兩個目數(shù)間隔內(nèi)顆粒平均直徑可按幾何平均值計算，即99.2．計算起始流化速度〔umf〕100.3．計算逸出速度〔ut〕:設Rem<2101.復核Re值假設Rem<2合理。由Re=1.3，Re<10可得F=1102.濃相段高度的計算催化劑在床層中堆積高度稱靜床層高度(L0)。在通入氣體到起始流化時，床高Lmf≈L0。假設繼續(xù)加大氣量，床層內(nèi)產(chǎn)生一定量的氣泡，濃相段床高(Lf)遠大于靜床層高度。關(guān)于濃相段床高的計算通常用計算床層空隙率(εf)來獲得。令床層膨脹比R103.0.2<ReP<11<ReP<200200<ReP<500500<ReP n=2.39 那么Lf=RLmf104.稀相段床高的估算稀相段也稱別離段，主要是用來保證床內(nèi)因氣泡破裂而挾帶固體顆粒重新回到濃相段所需空間。稀相段床高可由化工原理中非均相別離過程計算而得，也可由下述經(jīng)驗方程估算。105.例8-2例8-1中的催化反響過程，假設操作氣速取12cm.s-1，催化劑裝填高度L0=20cm，氣體流量為122m3h-1，試估算流化床內(nèi)徑以及濃相段、稀相段床高。解1．計算流化床內(nèi)徑2．計算流化床濃相段床高106.當0.2<ReP<1時107.3．計算稀相段床高4．床層總高L=Lf+L2=53.74+131.36=185.1cm108.流化床的熱傳遞流化床的熱量傳遞過程大體可分為：固體顆粒之間的熱量傳遞；氣體與固體之間的熱量傳遞；床層與床壁〔包括換熱器〕之間的熱量傳遞。由于流化床中顆粒處于高度運動狀態(tài)，而固體的導熱系數(shù)較大，因此傳熱速率很快。床層中溫度根本上可以認為是一致的。109.流化床層與器壁的給熱系數(shù)直到目前為止仍只能通過將實驗數(shù)據(jù)歸納成準數(shù)方程而獲得。110.流化床層與豎放的換熱器器壁之間給熱系數(shù)計算式為注意：是有單位的，其單位為s-2床層與橫放的換熱器器壁之間傳熱時，給熱系數(shù)計算式為111.流化床傳熱小結(jié)水平管的給熱系數(shù)比垂直管低5－15％，因此傾向于使用垂直管。顆粒的導熱系數(shù)和床高對給熱系數(shù)影響不大；給熱系數(shù)隨顆粒比熱的增大而增大，隨粒徑的增大而降低；流體的導熱系數(shù)

對給熱系數(shù)hw起最主要的影響，hw與

n成正比，n=1/2-2/3。床層直徑的影響難于判定；床內(nèi)管徑小時給熱系數(shù)大；112.床層中氣泡行為當氣體通過床層時一局部氣體與顆粒之間組成乳化相，其余氣體以氣泡形式通過乳化相。由于氣體上升速度與乳化相速度不同，存在明顯的速度差異，氣泡在上升過程中必然會挾帶氣泡周圍一定量的乳化相物質(zhì)。氣泡在上升時其尾部形成負壓，將吸入局部乳化相物質(zhì)隨其上升，這局部稱尾渦。113.氣泡上升時氣泡外側(cè)一定厚度的乳化相將隨氣泡一起上升，這局部被稱為氣泡云。尾渦與氣泡云統(tǒng)稱為氣泡暈。114.流化床的鼓泡床模型鼓泡床模型對流化床運動形態(tài)作如下簡化:〔1〕認為床層主體局部氣泡大小均一且均勻分布于床層之中?！?〕床層中乳化相處于起始流化狀態(tài)，超過起始流化態(tài)的氣體將以氣泡形式通過床層。115.〔3〕床層可分為氣泡、氣泡暈及乳化相三局部。在氣泡、氣泡暈和乳化相之間的傳質(zhì)過程是一個串聯(lián)過程?！?〕在時，進入稀相段的氣體只有氣泡破裂而逸出的氣體，故稀相段氣體組成與離開濃相段的氣泡中氣體組成相同。116.反響過程的估算在流化床的濃相段中，對氣體中反響物A而言，存在如下關(guān)系：117.118.根據(jù)此表可得A組分的物料衡算。以單位氣體體積為基準〔總消失量〕=〔在氣泡中反響的量〕+〔轉(zhuǎn)移到氣泡暈中的量〕〔轉(zhuǎn)移到氣泡暈中的量〕=〔在氣泡暈中反響掉的量〕+〔轉(zhuǎn)移到乳化相中的量〕〔轉(zhuǎn)移到乳化相中的量〕=〔在乳化相中反響掉的量〕119.式中是流化床內(nèi)總反響速率常數(shù)。對該方程進行積分邊值條件為：120.cA0，cAf〔或xAf〕，利用該式可求得濃相段床高Lf，進而求出催化劑用量。cA0，Lf，可求得氣體的出口濃度cAf〔或轉(zhuǎn)化率xAf〕。以反響動力學方程為一級的反響為例：121.122.聯(lián)解此方程，消除cAc，cAe整理后可得123.由邊值條件代入假設濃相段床高為Lf，那么出口氣體濃度及轉(zhuǎn)化率為124.假設要求出口轉(zhuǎn)化率為xAf，那么需濃相段床高Lf為γb，γc，γe及Kbc，Kce值由經(jīng)驗公式計算。γb的值在0.001-0.01之間。由于該值較小，對計算影響不大。125.126.例8-3計算萘氧化制苯酐的流化床反響器氣體出口轉(zhuǎn)化率.:1.催化劑：微球硅膠釩催化劑〔同例8-1〕平均粒徑密度2．氣體性質(zhì)氣體密度氣體粘度擴散系數(shù)127.3．流化床特性靜床層高床層直徑空隙率操作氣速4．反響動力學方程128.解1．計算起始流化速度與逸出速度2．計算操作條件下的空隙率及膨脹比空隙率床層膨脹比濃相段高稀相段高129.3．計算氣泡上升速度130.4．計算γb，γc，γe值取γb=0.01查圖，當時，131.代入式中代入132.5．計算、值133.6．計算Kr值134.7．計算出口氣體中萘的轉(zhuǎn)化率135.第八章氣液相反響過程與反響器136.氣液反響過程指一個反響物在氣相，另一個在液相，氣相反響物需進入液相才能反響；或兩個反響物都在氣相，但需進入液相與液相的催化劑接觸才能反響。與化學吸收過程極為相似。概述137.液相：138.積分上式，得：可以據(jù)此計算反響時間。式中的各參數(shù)由經(jīng)驗方程計算。連續(xù)流動鼓泡塔計算139.上式的關(guān)鍵是YA與-rA的關(guān)系。是氣相組成，而反響發(fā)生在液相中。因此涉及到傳遞現(xiàn)象，并且和液相的流型相關(guān)聯(lián)。鼓泡塔中流型復雜，存在不同的區(qū)域，如安定區(qū)和湍動區(qū)。140.氣液反響的步驟：氣液相反響－－反響物和產(chǎn)物至少有一個存在于液相中，其中典型的是氣體的反響吸收。更具有普遍意義：A(g)+B(l)=C(g)其宏觀反響歷程為：1A從氣相主體向氣液界面擴散；2A在氣液界面處溶解于液相；3溶解于液相的A向液相內(nèi)部擴散，在擴散的同時與液相中的B發(fā)生反響；141.4液相中的產(chǎn)物C透過液膜擴散到氣液界面；5產(chǎn)物C由氣液界面擴散到氣相主體。根本理論：雙膜理論與物理吸收的差異在于在液相主體和液膜中存在化學反響，反響速率的快慢直接影響了吸收的速率。反響歷程亦為連串過程，反響速率決定了控制步驟的所在。142.物理吸收過程的雙膜理論模型氣液兩相間存在著穩(wěn)定的相界面，界面兩側(cè)分別存在滯留膜，組份通過在滯留膜中穩(wěn)定的分子擴散進行傳質(zhì)，傳質(zhì)阻力完全存在于滯留膜中。143.根據(jù)雙膜理論的物理模型，可以寫出：144.因此可以寫成：145.擴散物A在液膜中的化學反響，使液膜較物理過程的液膜變薄，由變?yōu)?。注意液膜是流體力學特性，而變薄的液膜就不單純是流體力學的概念了。δGδLpApAicAcAiδ'L146.那么：147.148.氣液反響動力學在液膜內(nèi)取一微元體，在定常態(tài)下，對A組份作物料衡算〔服從Fick擴散定律〕：149.150.模型分析：模型是以存在穩(wěn)定的膜為前提，即：不管氣液相主體如何擾動，相界面上滯留膜總是穩(wěn)定存在。隨著氣液相流動狀況的不同，氣液膜的厚度不同。強化傳質(zhì)要通過增加擾動改變膜厚度實現(xiàn)。傳質(zhì)與反響速率的不同，得到不同的膜內(nèi)濃度分布。151.極慢反響傳遞速率遠比反響速率快得多；液相中溶解的A接近其飽和溶解度；化學反響在液相主體中進行，反響速率代表了A的傳遞速率。152.慢反響反響在液相主體中進行，但速率較傳遞速率為大，液膜中的反響可以忽略〔即-rA視為0〕，與物理吸收相同。δGδLpApAicBcAcAi153.中速反響反響在液相主體與液膜中同時進行：154.令方程轉(zhuǎn)變?yōu)椋?55.繼續(xù)推導：156.β恒大于1。曲線下凹。八田數(shù)決定了β,γ0,β1

(γ0，chγ1,γ/

th

γ1)δGδLpApAicBcAcAidl157.快速反響反響僅發(fā)生在液膜區(qū)，組份在液膜區(qū)已全部反響掉，在液相主體區(qū)沒有A，因此液相主體中沒有反響。158.cBi不一定為0，與中速反響的區(qū)別在于cAL為0，即在液相主體中沒有A。δGδLpApAicBLcAi159.瞬時反響過程A與B之間的反響進行得極快，以致于A與B不能在液相中共存。在液膜區(qū)存在一個反響面，此面上AB的濃度均為0。δGδLpApAicBLcAi反應面δR160.反響面左側(cè)，只有A，沒有B，因此，在此區(qū)域，為純物理擴散。反響面右側(cè)，只有B，沒有A，因此，在此區(qū)域，亦為純物理擴散。161.解之，得：反響面的位置：162.β代表了反響面的位置，β=1，反響面在液膜位置上，β，反響面與氣液界面重合。163.β意味著B在液膜中的擴散遠遠大于A組份的擴散或B的濃度遠大于A。在反響面與氣液界面重合的情況下，B組份在液相主體中的濃度稱為在氣相A分壓下的臨界濃度。假設此時cBL>cBL臨，液相中將不再有A。164.只要是瞬時反響過程，就存在反響面，而反響面的位置，取決于AB的濃度和擴散速率。反響面向相界面移動，剛好接觸時的cBL即為cBL臨。不僅液相主體沒有A，而且連液膜內(nèi)也沒有A。δGδLpApAicBL臨cBLcBLcAi165.氣液反響動力學小結(jié)兩個重要參數(shù)：化學增強因子β和八田數(shù)γ。β=f(γ，cAi,cAL),γ=f(k,DALδL)宏觀反響速率最終取決于反響物A的反響特性k，傳遞特性DAL和體系的流體力學特性δL。強化宏觀反響速率需要提高k，DAL，減小δL。當然還與氣相傳遞特性有關(guān)。166.γ決定了反響是快是慢，是否存在反響面，反響在何處進行。判據(jù)：γ>2屬于瞬間反響或快反響過程；宜選用停留時間短的反響器，如填料塔。0.02<γ<2為中速反響；反響大量在液相主體進行，宜選用持液量大的反響器，如鼓泡塔。γ<0.02屬于慢反響。167.氣液反響器氣液反響器有許多類型，常見的有：168.填料塔式反響器計算反響器特點：液體沿填料外表向下流動，持液量小；氣液接觸界面近似等于填料外表積；氣液傳質(zhì)過程可以按雙膜理論計算。適用于瞬間反響及快反響過程。塔徑計算：取0.6-0.8倍液泛速度為空塔操作氣速u，V為體積流量。169.填料層高度計算取塔內(nèi)微元高度dl對氣相作物料衡算：HF,YA出F,YA進L,XA進L,XA出dl170.快反響及瞬間反響cAL=0，微元體內(nèi)的相接觸面積近似為填料面積：σ為填料比外表。氣相中的A分壓用比摩爾分率表示：171.代入前式可得：172.kGA,kLA有經(jīng)驗公式可算。氣相視為平推流操作。由于視cAL=0，與液相流型無關(guān)。反響級數(shù)表達在中。因為是快速反響，傳質(zhì)阻力主要存在于氣膜之中。填料高度的最直接影響因素為摩爾流量、總壓、填料比外表及出入口濃度差。與物理吸收的差異僅在于。如果=1，相當于用大量的液體吸收氣相中的A。173.鼓泡塔式反響器的計算液相是連續(xù)相，氣相是分散相。鼓泡塔反響器的操作分兩種，連續(xù)與半連續(xù)。所謂半連續(xù)是指液體一次參加，到達反響要求后一次排出，而氣相連續(xù)通過。假定：氣相流動為平推流，氣體分壓隨高度呈線性變化。液相在塔內(nèi)為理想混合，物性參數(shù)不變。174.取反響器內(nèi)任意橫截面對氣相進行物料衡算：輸入－輸出=反響鼓泡塔反響器適用于慢反響過程，全部反響發(fā)生在液相主體。ldlYA出F,YA入175.第九章反響器的熱穩(wěn)定性與參數(shù)靈敏性176.連續(xù)流動反響器一般按定常態(tài)設計，但反響器的操作并不總是穩(wěn)定的。流量、濃度、溫度等隨時都在發(fā)生著變化。本章討論一旦某些操作參數(shù)發(fā)生變化，反響器是否還能在接近設計條件下操作；這些參數(shù)的變化，是否影響