催化反应器设计
多相催化反应器的设计和分析课件
3.压力降计算公式
流 颗粒的粘滞曳力 动 阻 力 局部阻力
p
f
Lr
u
2
0
1
ds 3
150 f 1.75
Re
Re dsu0 1 1
ds
6Vp ap
影响最大的因素: u0、
9
7.1.2.质量和热量的轴向扩散
（1）R轴e 向d质pu扩散的10贝克莱Pe数m=2((P气e体a )m)/0.3d～Dpau1(液体)
对于固定床反应器，一般有以下模型: 一维: 参数只随轴向位置而变。
一维拟均相平推流模型
二维: 参数随轴向和径向位置而变
一维拟均相带有轴向返混的模型
拟均相: 流相和固相结合，视为同一相
二维拟均相模型
非均相: 流相和固相分别考虑。
二维非均相模型
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。
14
小结 轴向:
等温时，若用N个等体积的全混釜来描述固定床内 气体的流动状况，则N等于50或更大。
对工业固定床反应器，大多数Lr/dp值远大于50， 故可采用活塞流模型表示等温固定床内气体的流动状 况。
轴向扩散： N Lr
dp
非等温时，以Lr/dp值大于150作为准则较稳妥。 径向:
若用N个等体积的全混釜来描述固定床内气体的流 径向扩散：
7 多相催化反应器的设计与分析
Design and Analysis of Multiphase Catalytic Reactor
1
7 多相催化反应器的设计与分析
Contents
① 固定床内的传递现象
② 固定床反应器的数学模型
催化反应器设计
催化反应器设计
催化反应器是一种利用催化剂来促进化学反应的装置。
在化学工业和石油化工中，催化反应器被广泛应用于生产各种化学品，如燃料、塑料、化学品和医药品等。
催化反应器设计的关键在于选择合适的催化剂，确定反应器的反应条件和结构设计。
催化剂的选择是催化反应器设计的第一步。
催化剂应具有高催化活性、选择性、耐高温、耐腐蚀等特性。
根据反应类型和反应物质的性质，可以选择不同类型的催化剂，如固体催化剂、液体催化剂和气体催化剂等。
确定反应器的反应条件是催化反应器设计的第二步。
反应条件包括反应温度、反应压力和反应速率等。
这些条件需要充分考虑催化剂的性质和反应物质的性质，以使反应过程达到最佳效果。
结构设计是催化反应器设计的第三步。
结构设计包括反应器的形状、尺寸和材料等。
不同的反应类型和反应物质需要不同类型的反应器，如固定床反应器、流化床反应器、微反应器等。
反应器的尺寸和材料也需要考虑反应条件和催化剂的特性，以确保反应过程的安全性和稳定性。
在催化反应器设计中，还需要考虑反应器的控制和监测。
反应器的控制和监测包括流量控制、温度控制、压力控制和产品分析等，以确保反应过程的精确控制和优化。
综上所述，催化反应器设计是一个复杂的过程，需要充分考虑催化剂的选择、反应条件的确定、结构设计的优化和反应器的控制和监
测等因素。
只有在这些因素充分考虑的基础上，才能设计出高效、稳定、安全的催化反应器。
催化反应器设计
催化反应器设计1. 引言催化反应器是化学工程领域的核心设备之一，广泛应用于化学过程、石油加工、化工合成等领域。
催化反应器的设计对反应的效率、产物纯度以及工艺经济性起到至关重要的作用。
本文将从催化反应器的基本原理、设计要点和优化方法等方面，探讨催化反应器设计的相关问题。
2. 催化反应器的基本原理催化反应器利用催化剂对反应物进行催化，加快反应速率，降低反应温度和能耗。
催化反应器的基本原理可以概括为以下几点：2.1 催化剂的选择催化剂应具有良好的催化活性和选择性，能够有效地促进目标反应的进行。
催化剂的选择需要综合考虑催化剂的活性、稳定性、成本以及对反应体系的适应性等因素。
2.2 反应动力学催化反应的速率受到反应物浓度、温度、压力等因素的影响。
通过研究反应动力学，可以确定适宜的反应条件，提高反应效率。
2.3 反应机理催化反应的机理对于催化剂的设计和反应条件的确定具有重要意义。
了解反应机理有助于优化催化剂的结构和性能，提高反应的选择性和产物纯度。
3. 催化反应器的设计要点催化反应器的设计要点包括反应器类型选择、进料方式确定、催化剂的载体选择等，以下对几个关键要点进行详细探讨。
3.1 反应器类型选择常见的催化反应器类型包括固定床反应器、流化床反应器和搅拌槽反应器等。
在选择反应器类型时，需考虑反应体系的性质、反应速率以及反应热的产生与传递等因素。
3.2 进料方式确定进料方式的选择对于反应的均匀性和效率起到至关重要的作用。
常见的进料方式有连续进料和间歇进料两种。
合理选择进料方式能够减小反应物浓度梯度，提高反应系数。
3.3 催化剂的载体选择催化剂的载体选择直接影响催化剂的活性和稳定性。
常见的载体材料有氧化铝、硅胶、活性炭等。
合理选择载体能够增加催化剂的比表面积和活性中心数目，提高反应效果。
4. 催化反应器的优化方法催化反应器的优化方法包括催化剂的改进、反应条件的调节和工艺参数的优化等。
以下介绍几种常用的催化反应器优化方法。
催化反应器设计
唐 月
（ 黑化集 团（ 股份 ） 有限公 司， 黑龙 江 齐齐哈 尔 １１４ ） ６ ０ １
摘 要： 催化反应 器的种类很 多， 根据不 同的分类方法可以分为 多种类型。催化反应器是设计更是一项非常复杂且专业性很 强的工作 ， 讨论了 催化反应器的类型、 应遵循的基本原 则， 并对一些反应 器类型的数 学模型和计算方法作 了初步介绍 。 关键词 ： 催化反应 器； 类型 ； 设计 ； 学模型 数 置开工预热用的电加热器 ， 这些不见要在反应 内 由于流下气量比 气泡中气量下得多， 因此可不计其 ｌ 催化反应器的基本类型及基本没计原则 单位体积反应器内催化剂的装 对转化率的 影响； ） （ 所有传递到乳化相中的反应 ５ １ 基本类型。 ． １ 工业 ｔ 使用的反应器的结构和 合理地组合起来， 操作方法千差万别 ， 对均相反应器一般按形状操 载系数要高， 气流分布要均匀 ， 气流通过反应器的 绸分能在此完全反应， 而离开床层的气体组 成可以 作方法和温度万 歹进仃分类 。从 ＊ｄ ｚ ＇－ － ￣－ 形状 Ｅ 分釜式和 压力降要小。（） 机械方面来讲 ， ４从 结构要可靠， 不 以 —级反应为例， 假定其以颗粒体积为基准 管式， 从操作方法上分间歇式、 连续式和半连续式 但要考虑反应器内有关不见处于高温状况下的机 还要考虑不同不见承受不同温度所产生 的反应速率常数为 ｋ 分别对气泡相、 泡晕相和乳 三类，根据反应器温度在空间或时间分布状态可 械强度。 有关反应器中流 化相分别作物料衡算 ， 可得到下列方程： 分为等温反应器和非等温反应器。 釜式反应器： 在 的温差应力 因素，还应妥善谢 一 釜式反应器中—般设置搅拌器 ，以 保证反应器内 体和固 体的均匀分布和分离的部件结构。 ＿ ｕ 出 岫 Ｋ ｃ知＿ ＾ 十 ｃ ）ｋ ｂ （） ５ 流体充分混合 ， 使反应器 内各 温度和浓度相同。 ２催化反应器数学模型及 计算方法 Ｋ ｃ） ｃ ｂ — 圩Ｃ ） （ Ｃ （） ６ 催化反直器的数学模型， 根据反应动力学可 反应热的移出（ 放热时） 或补充（ 吸热时） 一般有两 Ｋ （ Ｃ －ｔ￣ ｍＣ ）－ Ｃ －． ｋ （） ７ 种方法，在反应器外设置夹套或者在反应器内设 分为非均相与均相两类 ， 根据温度和浓度分布状 式中ｋ为包括所有反应方程的总反应速率常 置套管， 通过夹套或套管种的热载体或冷载体与 况由可分为一维模型与二维模型。 数。 反应流体的热交换，可将反应放出的热量移出或 ２ 气固催化反应器。 ｌ 式（） 据边界条 件： ０ ｃ ＝ 可得下 ７根 ｌ 时 Ｃ ， ＝ ２．固定床反应器。流体通过不动的固 ． １ １ 体物 反应所需的热量得到补充。釜式反应器不仅适用 Ｃ ｘ （ｋ ） （） ８ 于均相反应（ 通常为液相反应） 而且可用于气液反 料所形成的床层进行反应的装置称为固 定床反应 式 ： ： ｐ＿胁 ｂ 当 ｌ ｆ ｃ庐 ＾， 人 ｔ ： ＝ 时 ｃ ｕ代 Ｌ 式 应、 气液固反应 ， 液液反应等多相反应， 是一种广 器 ， 用于氨的合成、 二氧化硫氧化、 乙烯部分氧化 泛的工业反应器。 对于釜式反应器来说， 当采用间 制环氧乙烷、 水煤气变换等反应。 ｋ ｖ １ 歇操作方式时称为间歇反应器，当采用连续操作 建立固定床催化反应器的 模型时， 按照是否 方式时称为全混流反应器。 考虑流体与催化剂颗粒表面的浓度和温度 的差 大多数工业 催化反应器使用固体催化剂所使 别， 区分为非均相和拟均相两种模型。 由于拟均相 该模型放大还未出现 ， 经验放大还是唯一的 用的反应器称为气—固非均相催化反应器 ，简称 模型较简单而 目 ． 对大多数反应器均适用 ， 该类反 放 大 。 为气一固相催化反应器，气固相催化反应器按颗 ２ 气液反应器。 ｌ ２ 这类反应器主要用于气体组 粒功 的特性可区分为气—固相固定床催化反应 分在液相中边溶解边反应过程。气液反应分为气 器简称为固定床和气—固相流动床催化反应器 ， ｕ 体净化为 目 的的化学吸收过程 （ 如用碱液吸收二 简称流动床反应器。 如果反应物系有气、 液两相而 氧化碳） 和由气相和液相反应物参与的多相反应 使用固相催化剂或者固体催化剂悬浮在惰性液相 过程， 如卤化、 、 加氢 空气氧化、 磺化等精细化学 品 载体中而反应物系仍属气相称为气—液—固三相 合成中常用反应和生化过程中的好气性微生物发 床催化反应器。按催化床换热方式可分为绝热式 酵过程等。 和连续换热式。绝热式特征是反应在绝热情况下 对于气液反电来说， 在气液界面内的液膜中 进行如果所要求的转化率不高或反应过程热效应 气液组分的扩散和反应同时进行。扩散和反应速 不大可用单段绝热式， 如果反应的热效应相当大 ， ｌ０ ＝ 时 率的相对大小会影响反应组分的 浓度分布，所表 Ｃ 以致于出口出催化剂超温或反应物系的出口组成 现出的宏观反应速率方程的形式也不同。 受平衡组成的影响很大 ， 可采用多段绝热式。 对于 气液反应器的 模型。 气液反应器主要有两类， 放热反应段间可通过见解换热器 ， 升温或与热流 即塔式反应器和机械搅拌釜式反应器。塔式反应 体混合升温。 器又可分为填料塔、 板式塔 、 鼓泡塔及喷雾塔等四 １ ２基本设计原则。 催化反直 器设计 应遵循的 种主要类型。 基本原则 ：１ （） 设计不是—个 单纯的催化剂用量及 这里只介绍填料塔式反应器的模型 ， 假定气 优化计算 ， 而是根据工程实际隋况， 运用系统工程 液两相的流动均为活塞流，反应过程中气液两相 的观点， 根据社会效益和经济效益， 选用合适的催 的摩尔流量不变。 通过单位空塔截面积的气体和 化剂和反应温度，并根据反应过程及催化剂的特 液体的流量用 Ｇ 和 Ｌ表示。则： Ｍ Ａ的吸收量 征， 确定最佳工艺操作参数 ， 如压力 ， 反应气体的 （ 广 ）Ｂ的反应量＿ ＭＣ 广 ） Ｐ Ｐ ， Ｌ（ ｎ Ｃ 。 初始组成 ， 最终转化率和空间速度， 期望达到的收 其中， 为总压 ，ｔ Ｐ ｃ 为液相的总摩尔浓度 ，Ｂ Ｃ 率和选择率， 使用过程中的工艺参数 ， 催化剂的活 为组分的液相主体的浓度。 下标 ２ 表示塔顶。 对于 性及生产任务的某些变化。（） ２应根据反应和催化 瞬间反应全塔有 ： 剂的特征和工艺操作参数、 设备制造 、 设备检修和 Ⅶ ｇ （， ＾＝ 州 （ Ｒ － Ｐ Ｐ２ ｃ １ － ）＿ ） （） １ ｏ 催化剂的装卸等方面的要求 ， 综合起来考虑催化 反应器的选型和结构 ，采用固定床 、 流化床或是 对微元落， 斤 物料衡算有 ： 气— 固三相床，对于固定床还要近一步考虑结 液一 ｄＡ－ ｐ ＝ ｄ Ｂ ｃ （１ １） 构选用单段绝热式 ， 多段绝热式 ， 多段冷激式 ， 还 微元中的消失速度可表示为 ： 是连续换热式 ；对于连续换热式还要考虑采用哪
7 多相催化反应器的设计与分析
7多相催化反应器的设计与分析7.1若气体通过固定床的线速度按空床计算为0.2m/s,则真正的线速度为多少?已知所填充的固体颗粒的堆密度为1.2g/cm 3,颗粒密度为1.8g/cm 3解:1.2110.33331.80.20.6/0.3333=−=−====空床真正b pu u m sρερε7.2为了测定形状不规则的合成氨用铁催化剂的形状系数,将其填充在内径为98mm 的容器中,填充高度为1m,然后边续地以流量为1m 3/h 的空气通过床层,相应测得床层的压力降为101.3Pa,实验操作温度为298K,试计算该催化剂颗粒的形状系数.已知催化剂颗粒的等体积相当直径为4mm,堆密度为1.45g/cm 3,颗粒密度为2.6g/cm 3.解:()23553023101.3101.3/,1, 1.185/1.8710 1.8710/,41010.03685/36000.785(0.098)1.45110.44232.601−−−==⋅===×⋅=×⋅=×==×=−=−=−2r 0L u 由(7.1)式p=fv b p p p Pa kg m s Lr m kg m Pa s kg m s d mu m s d ρμρερρεεΔΔ根据(6.4)式可推导出ψa=dp/dv,式中dp 为等比外表面积相当直径,dv 为等体积相当直径.()()330331(1)1150(1)(7.2) 1.75150 1.75(2)Re 101.3(410)(0.4423)/1 1.185(0.03685)−− ∴ = −− =+=×+ =××2r 02r 0L u p f p=f 即L u 由式将有关数值代入(1)和(2)式得:fv a v a a v ad d f d u ρεεψεψρεμεψρψΔΔ233(10.4423)39.07(3)1.8310(10.4423)8.778150 1.75 1.75(4)(410)0.03685 1.185−−−= ×−=×+=+ ×××a af ψψ(3),(4):8.778/ 1.7539.07,1.758.77800.4969+= −−= =2a 式联立将此式变为:39.07解此方程得:a a a a ψψψψψ7.3由直径为3mm 的多孔球形催化剂组成的等温固定床,在其中进行一级不可逆反应,基于催化剂颗粒体积计算的反应速率常数为0.8s -1,有效扩散系数为0.013cm 2/s,当床层高度为2m 时,可达到所要求的转化率.为了减小床层的压力降,改用直径为6mm 的球形催化剂,其余条件均不变,,流体在床层中流动均为层流,试计算:(1)催化剂床层高度;(2)床层压力降减小的百分率.解：(1)求dp 为6mm 的床层高度L 2,已知数据:dp 1=3mm=0.3cm,dp 2=0.6cm,L 1=2m,kp=0.8s -1,De=0.013cm 2/s1220.920.78450.756=====求得求得Afx ηϕη12120.922 2.430.756∴==×=L L mηη(2)求床层压力降减小的百分率:()()2210201122331211,−−= =p p L u L u p f p f d d ρερεεεΔΔ假定床层的空隙率不变,则有:11212221= (1)p p f L d p p f L d ΔΔ层流流动时:012121501150Re /(2)−==×∴= p p p f d u f d d f εμρ(1),(2)式联立:2212221122112120.6/2 3.2252.430.3/2⎛⎞⎛⎞====⎜⎟⎜⎟⎜⎟⎝⎠⎝⎠p p p p p p L d d d p L p L d d L d ΔΔ床层压力降减少的百分率为:121 3.22510.689968.99%3.225−−===p p p ΔΔΔ7.4拟设计一多段间接换热式二氧化硫催化氧化反应器,每小时处理原料气35000m 3(标准状况下),组成为SO 2:7.5%;O 2:10.5%;N 2:82%.采用直径5mm 高10mm 的圆柱形催化剂共80m 3,取平均操作压力为0.1216Mpa,平均操作温度为733K,混合气体的粘度等于3.4×10-5Pa.s,密度按空气计算.解:由(7.1)式()31−2r 0L u p=fp d ρεεΔ根据题给条件有:107330.1013350002730.121321.75/3600−××==u A m s A上式中A—床层截面积,m 2.12121/31/32380/80660.785(0.005)0.01 6.0051020.785(0.005) 4.140.0050.01660.785(0.005)0.017.215103.142−−−==××===××+××⎡⎤⎛⎞××===×⎜⎟⎢⎥⎝⎠⎣⎦p p pp v L A A m V d m a V d mπ在题(7.1)中已推导出/=a p vd d ψ,因此有:336.005100.83237.21510−−×==×a ψ查”无机化工反应工程”P108图4-1得ε=0.45,混合气的物性数据按空气计算误差不大,733K 下,ρ=0.4832kg/m 3,μ=0.034厘泊=3.4×10-5Pa.s,因此有:5310150(1)150 3.410(10.45)1.75150 1.75 1.75Re 6.00510(21.75)0.48320.04444 1.75−−−−××−=+=×+=+×× =+p f d u A A μερ112333800.4832(21.75)(10.45)(0.04444 1.75) 1.8386.005100.45(0.04444 1.75)−−−−×−∴=+=×× ×+ A A p A A A PaΔ要求△P<4052Pa 则有4052>1.838×107A -3(0.0444A+1.75)试差求解床径:床层直径D(m)床层截面积A(m 2)等式右边的值(Pa)5.322.0546785.422.8942395.4523.3240395.5023.753849所以床层直径应大于或等于5.45m,直径为5.45m 所对应床层高度为:803.43123.32==L m 7.5多段冷激式氨合成塔的进塔原料气组如下:组分NH 3N 2H 2Ar CH 4%2.0921.8266.002.457.63(1)计算氨分解基(或称无氨基)进塔原料气组成:(2)若进第一段的原料气温度为407℃,求第一段的绝热操作线方程,方程中的组成分别用氨的转化率及氨含量来表示.反应气体的平均热容按33.08J/molK 计算.反应热△Hr=-5358J/molNH 3(3)计算出口氨含量为10%时的床层出口温度,按考虑反应过程总摩尔数变化与忽略反应过程总摩尔数变化两种情况分别计算,并比较计算结果.解:(1)计算氨分解基气体组成:100mol 原料气中含NH 32.09mol,相当于2.09/2molN 2及(1.5×2.09)molH 2,因此，无氨基气体组成如下：NH 3N 2H 2CH 4Ar ∑Mol Mol%Mol Mol%Mol Mol%Mol Mol%Mol Mol%Mol Mol%022.86569.1467.727.637.637.4742.452.4102.1100(2)绝热操作线方程：(A)考虑反应过程中气体总摩尔数的变化.以y 代表氨基气体mol%,Ft 表示混合气体总摩尔流量,由2231322+ N H NH 可以看出,每生成1摩尔NH 3,混合气体总摩尔数减少1,所以生成氨的摩尔数=00−t A t A F y F y ,(下标A 代表NH 3,0代表进口处,y A0和y A 均指有氨基的mol%)因此有:()000001:(1)1−−=+=+化简得t t A t A tA t t AF F y F y F y F F y (a)以N 2的转化率表示组成时的绝热操作线方程:()220,0−=N N r T P T F x H F C TΔΔΔ上式中(-△Hr)以反应每kmol 的N 2计.()()2222,000,00001111+∴−=+−+=+A N N r t p T AN r T AN t p A y F x H F C T y F H y T x F y ΔΔΔΔΔΔ以进口处N 2的转化率为0作基准计算,则有:()()22,000211253581/−⎛⎞+=+⎜⎟+⎝⎠−=×N r A N p A r y H y T T x C y H kJ kmolN ΔΔ代入有关数据:20.2182535812168033.0810.0209××+=++AN y T x化简得:2680692.4(1)=++A N T y x (2)又,生成的NH 3mol 数为:0000011+−=−+A A t A t A t A t Ay y F y F y F y F y 反应消耗N 2的mol 数为:000001121⎛⎞+−⎜⎟+⎝⎠A A t A t A y y F y F y ∴N 2的转化率:2000011210.2182⎛⎞+−⎜⎟+⎝⎠=A t A A A N t y F y y y x F 代入数据:2110.02090.0209210.2182⎛⎞+−⎜⎟+⎝⎠=A A N y y x 化简得:220.047882.291+=−N A N x y x (3)(3)代入(2)式得:2220.0478*******.41 2.291⎛⎞+=++⎜⎟⎜⎟−⎝⎠N N N x T x x 化简后得到以2N x 表示组成的绝热方程为:221620680 2.291=+−N N x T x (b)以NH 3含量表示组成的绝热操作线方程:()()00−−=t A t A r t p F y F y H F C TΔΔ式中(-△Hr)以每生成1kmolNH 3计,()()()()0000000031111111153581/0.0209(1)10.0209⎛⎞+−−=⎜⎟+⎝⎠⎛⎞−−+⎛⎞++∴=−=−⎜⎟⎜⎟+++⎝⎠⎝⎠−= +⎡⎤−⎢⎥+⎣⎦53581代入数据:T=680+33.08A t A t A r t p A r r A A A A A A A pA Ap A r A Ay F y F y H F C Ty H H y y y y T y y y C y y C y H kJ kmolNH y y ΔΔΔΔΔΔ化简得到以y A 表示组成的绝热操作线方程如下:6801620[0.02047(1)]=+−+A A T y y (B)忽略反应过程中气体总摩尔数的变化(a)以N 2转化率表示组成时的绝热操作线方程:22,0()−=N r N t p F H x F C TΔΔΔ式中-△Hr 以每反应1kmolN 2计.()()()2222,02222,0,0000.218225358168033.08−− ∴==−××=+=+ 即化简之T=680+707.1NN r N r N N t p t pr N N pN F H F H T x x F C F C y H T T x x x ΔΔΔΔΔΔΔ(b)以NH 3含量表示组成的绝热操作线方程:()()0−−=t A A r t p F y y H F C TΔΔ式中-△Hr 以每反应1kmolN 2计:()0−=−rA A pH T y y C ΔΔ353581/−= r H kJ mol NH Δ()()05358168068016200.020933.08=+− =+− A A A T y y T y (3)计算出口氨含量为10%的床层出口温度,考虑反应总摩尔数变化时:6801620[0.02047(1)]6801620[0.10.02047(10.1)]805.5=+−+=+−+ =A A T y y K忽略反应总摩尔变化时:6801620(0.0209)6801620(0.10.0209)808.1=+−=+−=A T y K808.1-805.5=2.6K,温度相差并不大,这是由于合成氨反应体系总转化率不高的缘故,若转化率高则两种方法计算出来的床层出口温度将会有较大的差别.7.6在绝热催化反应器中进行二氧化硫氧化反应,入口温度为420℃,入口气体中SO 2浓度为7%(mol);出口温度为590℃,出口气体中SO 2含量为2.1%(mol),在催化剂床层内A,B,C 三点进行测定.(1)测得A 点的温度为620℃,你认为正确吗?为什么?(2)测得B 点的转化率为80%,你认为正确吗?为什么?(3)测得C 点的转化率为50%,经再三检验结果正确无误,估计一下C 点的温度.解：(1)绝热床内的温度是呈线性上升的,出口处温度最高,床内任一点温度不可能高于出口温度,故620℃是不可能的.(2)出口处SO 2的转化率为(0.07-0.021)×100%/0.07=70%.床层内部任一点处转化率不可能高于70%,故转化率为80%是不可能的.(3)△t=λ△X A ,590-420=λ×0.7λ=(590-420)/0.7=242.86故C 点温度为:t=t0+λ△X A =420+242.86×0.5=541.4℃7.7乙炔水合生产丙酮的反应式为:2223322232+→++C H H O CH COCH CO H 在ZnO-Fe 2O 3催化剂上乙炔水合反应的速率方程为:737.0610exp(7413/)/=×− ⋅床层A A r T C kmol m h式中C A 为乙炔的浓度,拟在绝热固定床反应器中处理含量为3%C 2H 2(mol)的气体1000m 3(STP)/h,要求乙炔转化68%,若入口气体温度为380℃,假定扩散影响可忽略,试计算所需催化剂量.反应热效应为-178kJ/mol,气体的平均恒压热容按36.4J/molK 计算.解:原料气中乙炔浓度很低,可忽略反应过程总摩尔数的变化.()000(1)(1)273273−−==+A A A A A F x x C F Q Q t 式中Q 0为以标准状态计的体积流量,Q 为温度t 时垢体积流量.()()()()77000.6800070000.64070273(1)7.0610exp(7413/)7.0610exp(7413/)(273)273112737.0610exp(7413/)2737.06101273exp(7413/)−=×−=×−++==−××−+ =×−−∫∫∫Af A A A A x A r A A A A A A AA x r T C T F Q t Q t dx V F dx F r F x T t dx Q x T 550:178/ 1.7810/36.4/()0.03 1.7810146.536.4−==× =⋅−××===已知p A r p H kJ mol J mol C J mol K y H K λΔΔ绝热操作线方程为:()()007()380146.52737.06101273exp(7413/)=+−=++=×−−令:f A A AA A t t x x x tx x T λ算出一系列f(X A )-X A 的值如下表:X A 00.10.20.330.40.50.60.7t ℃380395409424438452468482F(X A )×1032.862.522.282.092.022.012.12.39图解积分得:()0.683331.5101000 1.510 1.5−−=× =××=∫所以A A r f x dx V m 7.8题7.7所述乙炔水合反应,在绝热条件下进行,并利用反应后的气体预热原料,其流程如图7A 所示.所用预热器换热面积50m 2,乙炔浓度为3%的原料气以1000m 3(STP)/h 的流量首先进入预热器预热,使其温度从100℃升到某一定值后进入体积为1m 3的催化剂床层中绝热反应,反应速率方程见题7.7,预热器总传质系数为17.5w/m 2K,反应气体热容按36.4J/molK 计算,试求:(1)绝热温升(可不考虑反应过程中反应气体总摩尔数的变化).(2)计算反应器出口可能达到的乙炔转化率(列出方程式,并用文字说明求解过程).解:(1)绝热温升.按题意,在计算绝热温升时可忽略反应过程总摩尔数的变化.50500.03, 1.7810/,36.4/()0.03 1.7810146.536.4=−=×=⋅−××===A r p A r p y H J mol C J mol K y H K C λΔΔ(2)列方程求解转化率:(A)由绝热床热量衡算得:T f =T 0+146.5X Af (1)(B)由预热器热量衡算得:T 0-373=T f -T 2(2)(C)预热器中,传热的对数平均温度差为:()()2020373ln −−−=−fm f T T T T T T Δ传热速率方程:()253335232222/, 1.01310,273,1000/,8.31410/1.01310100044.63/ 1.2410/8.3141027317.5/17.5/17.5501.2−−= ==×== =×⋅⋅××===×××=⋅=⋅⋅ Α=50×−=而又t p f mt t mf F C T T UA T F PQ RT P Pa T K Q m h R Pa m kmol KF kmol h kmol s U w m K J s m K m T T T ΔΔ()()2023203731.938 1.938(3)411036.410ln 373−−−−== −×××−f m f T T T T T T T Δ(D)绝热床反应体积:()00000011211230.50.0321=−++−−==− = =+∫Afx r A AAA A A A A A A A V F dx kC C x T y C y x Tδδ式中C A0为床层进口处浓度,而C A0=P A0/RT 0=0.03×1.013×105/(8.314×103T 0)=0.36655/T 0kmol/m 3()()030010.3655/10.0150.0344.67 1.34/−= −=×=A A A A x T C kmol m T x T F kmol h 故有:()7001.341(4)(1)0.36557.0610exp 7413/10.015== −×−−∫Afx Ar A A dx V T x T x T T 联立解方程(1)-(4)便可解出T 0,T f ,T 2,X Af7.9某合氨厂采用二段间接换热式绝热反应器在常压下进行如下反应:222+→+CO H O CO H 热效应△Hr=-41030J/mol,进入预热器的半水煤气与水蒸汽之摩尔比1:1.4,而半水煤气组成(干基)为:组成CO H 2CO 2N 2CH 4其他∑mol%30.437.89.4621.30.790.25100图7b 为流程示意图,图上给定了部分操作条件,假定各股气体的热容均可按33.51J/molK 计算,试求Ⅱ段绝热床层的进出口温度和一氧化碳转化率,设系统对环境的热损失为零.解:(1)预热器热量衡算:0222300105250300445′+=+×′′+=+ = p p p f p FC t FC t FC T FC t t C (2)第一段绝热床热量衡算:()()1110010110.304141030155.21 1.433.490.8155.20.8124.1′−==−−×===+′−= −=×= A A r p t t x x x y H C x x t t C λλλΔΔ(3)由Ⅰ,Ⅱ段绝热床的中间换热器热量衡算得:1121121122300300124.1,300124.1,:124.1300424.1′+=+′−=−′−= −==+= 上面已算出所以,故有p p p p FC FC t FC t FC t t t t t t C t t C(4)列第二段绝热床热量衡算:()()2221222122122,,:445424.1155.2(0.8):0.9347′′=+− −=−′−=−=把的值代入上式解得t t x x t t x x t t x x x λλ7.10在氧化铝催化剂上进行乙腈的合成反应:2233292.2/+→+ =−r C H NH CH CN H H kJ molΔ设原料气的摩尔比为C 2H 2:NH 3:H 2=1:2.2:1,采用三段绝热式反应器,段间间接冷却,使每段出口温度均为550℃,而每段入口温度亦相同,已知反应速率式可近似地表示为:()4221/ 3.0810exp(7960/)=− ⋅ =×−A A r k x kmolC H kg h k T 式中A x 为乙炔的转化率,液体的平均热容为128/=⋅p C J mol K,如要求乙炔转化率达到92%,并且日产乙腈20吨,问需催化剂量多少?解:以A 表示乙炔,32010201022.09/240.9224410.92××===××××乙腈A F kmol h M 在热衡算中忽略反应过程总摩尔数的变化,并把各段的pC 视为相等,对每一段均有:()()()()0000044:92.2/9.2210/19.2210171.51 2.21128=−−−−===−==××==++则有t p r A A r A r r A A AAAt ppt pr A AF C T H F x H F H H y F T x x x F C C F C H kJ mol J mol T x x ΔΔΔΔΔΔΔΔΔΔΔΔΔΔ依题意,各段进出口温度相等即各段△T 相等,所以各段转化率差△X A 亦相等,因此有:△X A =1/3×0.92=0.3067各段△T 为:△T=171.5△X A =171.5×0.3067=52.59K 因而各段进口温度=823-52.59=770.4K各段进出口温度和转化率如下表所列:段数进口出口T(K)X A T(K)X A 一770.408230.3067二770.40.30678230.6134三770.40.61348230.92第一段T=770.4+171.5△X A k=3.08×104exp(-7960/T)()0.30670.306710001122.091==−∫∫A A AA A w F dx dx r k x X A 00.050.100.150.200.250.300.3067T 770.4779787.6796804.7813.3821.9823k 1.0031.124 1.257 1.40 1.558 1.729 1.915 1.9411/k(1-X A )0.9970.93650.88390.840.80320.77110.74590.7431图解积分求得:0.30670.2576(1)=−∫AA dx k x 因此,w 1=22.09×0.2576=5.690Kg 第二段,T=770.4+171.5(X A -0.3067)X A 0.30670.350.400.450.500.550.600.613T 770.4777.8786.8794.9803.6812.1820.7823k 1.003 1.107 1.238 1.378 1.537 1.705 1.859 1.9411/k(1-X A )1.4381.3891.2471.3181.31010.3031.3231.3330.61340.306710.4212(1)=−∫A A dx k x 故有:w 2=22.09×0.4212=9.304Kg 第三段,T=770.4+171.5(X A -0.6134)X A 0.60340.650.700.750.800.850.900.92T 770.4776.7785.2793.8802.4810.9819.5823k 1.003 1.091 1.219 1.360 1.514 1.680 1.865 1.9411/k(1-X A )2.5792.6192.7352.9413.3033.9685.3626.4400.920.613411.04(1)=−∫A A dx k x w 3=22.09×1.04=22.96Kg催化剂总重量=5.69+9.304+22.96=37.95Kg7.11例7.3所述的两段绝热式水煤气变换反应器,若第一段出口一氧化碳的转化率为84%,为使该段的催化剂用量最少,则第一段进口气体的温度应为多少?试利用题7.3所给的数据计算并与该题给定的第一段入口温度值相比较.解:用T 0表示第一段入口温度,第一段绝热操作线方程为:T=T 0+155.2X A(1)例7.3中(G)式:()()()()2*20165421.674111⎡⎤⎛⎞∂⎢⎥⎜⎟⎜⎟−−⎢⎥⎝⎠=⎢⎥∂−−⎢⎥⎢⎥⎣⎦AA A A x R T k p x T ββ例7.3中(B)式:()*42.17210exp 6542//min −=×− ⋅⋅k T mol g Pa将(B)式代入(G)式得:()()()()()2420165421.6741(2)2.17210exp 6542/11−⎡⎤⎛⎞∂⎢⎥⎜⎟⎜⎟−−⎢⎥⎝⎠= ⎢⎥∂×−−−⎢⎥⎢⎥⎣⎦A A A A x R T T P x T ββ将(1)式代入(2)式得:()()()()()()224000165421.6741(3)2.17210exp 6542/155.211155.2−⎡⎤⎛⎞∂⎢⎥⎜⎟⎜⎟−⎢⎥⎝⎠⎢⎥∂⎢⎥⎢⎥⎣⎦−=⎡⎤×−+−−+⎣⎦A A x A A A A R T T x P x T x ββ而P A0=03.1267P t =0.1267×101325=1.284×104Pa 代入(3)式得:()()()()()()()()22440032200165421.674165422.17210 1.2841011155.2exp 155.21.67412.34610(4)654211155.2exp 155.2−⎡⎤⎛⎞∂⎢⎥⎜⎟⎜⎟−⎢⎥⎝⎠⎢⎥∂⎢⎥⎢⎥⎣⎦−=⎛⎞−×××−−+⎜⎟+⎝⎠−=× ⎛⎞−−−+⎜⎟+⎝⎠A A x A A A A A A R T x T x T x x T x T x ββββ为使第一段催化剂用量最小,需符合(7.30)所表示的最佳化条件:()11,[]0;1,2,(7.30)+⎛⎞∂⎜⎟⎜⎟⎝⎠==⋅⋅⋅ ∂∫A i AAx A A A x x R x T dx i N T (4)式代入(7.30)式得:()()()()30.840220065422.34610 1.6741exp 155.2011155.2⎛⎞−×−⎜⎟+⎝⎠=−−+∫A A A A T x dx x T x ββ()()()()()2065421.6741exp 155.2(5)11155.2⎛⎞−−⎜⎟+⎝⎠ = −−+令A A A A T x f x x T x ββ上式变为:()()0.8430.8402.346100(6)×= = ∫∫即A A A A f x dx f x dx 符合(6)式的T 0即为所求的最佳第一段入口温度.上面有关式子中的β,可用例7.3中(C)式求得:()()()()34444443.99110 1.28310 1.59410 1.283101.283101 5.90910 1.283100.0165exp(4408/)7.3×+××+×=×−×−×= 例中(A)式A AA A x x x x KpKp T β将(1)式代入例7.3(A)式得:Kp=0.0165exp[4408/(T 0+155.2X A )](7)将(7)式代入例7.3中(C)式得:()()()()()()()()344444403。
催化反应器的尺寸设计和传热优化方法
催化反应器的尺寸设计和传热优化方法催化反应器是化工工程中常见的一种设备，其尺寸设计和传热优化方法对于反应效率和产物纯度都有着重要的影响。
本文将探讨催化反应器的尺寸设计及传热优化方法，希望能为相关研究和工程实践提供一些参考。
催化反应器的尺寸设计是指确定反应器的几何尺寸和体积，包括反应器的高度、直径等。
尺寸设计需要考虑多个因素，如反应物的浓度、催化剂的负荷量、反应器壁的传热性能等。
其中，反应物的浓度对于反应速率有着直接的影响，可以通过改变反应器的尺寸来控制反应物的浓度。
催化反应器的尺寸设计还需要考虑反应器的体积和表面积的平衡。
较小的反应器体积可以提高反应物在催化剂中的接触率，从而加快反应速率。
然而，过小的反应器体积可能会导致反应物浓度过高，加剧副反应的发生。
因此，在尺寸设计过程中需要在体积和表面积之间寻找一个平衡点，以获得最佳的反应效果。
传热是催化反应器设计中十分重要的一个方面。
传热效率的提高可以加快反应速率，提高产物纯度。
在传热优化方面，一种常用的方法是增加反应器的传热表面积。
可以通过设计反应器壁的形状来增加表面积，例如采用弯管或翅片管等结构。
此外，还可以利用填料或催化剂载体来增加反应器床层的表面积，提高传热效率。
除了增加表面积，传热优化还可以通过改善传热介质的流动方式来实现。
例如，可以采用多通道的设计，使传热介质在反应器中均匀流动，减小传热阻力。
此外，在流体力学方面的研究中，也可以考虑流体湍流的发生，以提高传热效率。
此外，催化反应器的尺寸设计和传热优化方法还需要结合具体的反应系统和工艺条件进行综合考虑。
例如，对于催化剂负荷量较高的反应体系，可以采用多层床层结构来增加催化剂的接触面积。
对于高压反应体系，还需要考虑反应器的结构强度和密封性能等因素。
综上所述，催化反应器的尺寸设计和传热优化方法对反应效率和产物纯度有着重要的影响。
在设计过程中，需要综合考虑反应物浓度、催化剂负荷量、反应器表面积和体积的平衡。
固定化酶催化反应器的设计与制备
固定化酶催化反应器的设计与制备随着现代工业的发展，化学反应技术的发展也日新月异。
而其中的一种方法——催化反应技术，正日益被广泛应用于各种领域，比如生产中的石油、塑料等。
而酶催化反应是催化反应技术中的一种，由于其具有速度快、选择性好等优点，因此被广泛用于药物、生物、食品等领域。
但是，由于酶催化反应体系不稳定，易受环境因素的影响，因此常规的酶催化反应不能满足实际应用的需求。
为了克服这个问题，研究人员设计并制备了固定化酶催化反应器，以提高酶的稳定性和催化能力，从而实现酶催化反应的可持续发展。
本文将介绍固定化酶催化反应器的设计与制备。
一、固定化酶及其优势固定化酶是将酶固定在载体上，并利用化学或物理方法将酶永久性地固定在载体上的一种方法。
随着固定化酶技术的发展，越来越多的研究证明，固定化酶的具有以下优势：1. 提高酶稳定性和催化能力通常情况下，自由酶催化不稳定、失活等问题常常影响酶催化反应的效率，而固定化酶可以通过载体的微环境和共存物质来提高酶的稳定性和催化能力。
2. 重复使用和再利用的能力如今由于亚太地区的经济增长以及城市化进程加快等进程，环境污染问题显得越加突出，而固定化酶可以实现重复使用，从而减少了对环境的污染，并且减少生产成本。
3. 具有某些独特优势由于固定化酶可以变成几乎任何形状的颗粒、毛细管、膜等，因此可以应用到各种系统和过程中。
二、固定化酶催化反应器的设计固定化酶催化反应器的设计通常需要考虑以下几个方面：1. 固定化酶的选择和制备首先，需要选择适合的酶和载体，并对这两者进行固定化。
载体需要具有合适的呈色以及空间结构来保持酶的活性，同时要考虑载体的质量，因为质量差的载体往往会导致酶催化反应活性降低。
对于不同类型的酶，需要选择不同的固定化方法和载体。
2. 反应器的类型和形式反应器的类型和形式要根据所需要催化反应的条件和工艺要求来选择。
常用的固定化酶反应器类型包括固定化床反应器、滴流床反应器、流动反应器和快速氧化反应器等。
循环流化床催化反应器的设计及应用
循环流化床催化反应器的设计及应用石油、化工、能源等领域需要大量使用催化剂来完成各种反应过程，而催化剂的性质和反应器设计对反应的效率、产品质量、能源利用率等方面有着至关重要的影响。
循环流化床催化反应器是近年来发展起来的一种反应器，具有较高的催化活性、良好的固液、固气分离效果、易于大规模生产等优点，在各种反应过程中得到了广泛应用。
本文将介绍循环流化床催化反应器的设计原理、工艺流程及其应用领域。
一、循环流化床催化反应器的设计原理循环流化床催化反应器是由一个床层和循环管路组成，床层内有固体催化剂颗粒和反应物，反应物在催化剂颗粒上发生反应，产生的物质被带走，床层中的固体催化剂颗粒通过循环管路回到床层中，形成循环的反应过程。
循环床内催化剂颗粒的流动形式通常分为两种：快速流态和扩散流态，具有类似于流体的性质，称为流化床。
循环流化床催化反应器的主要特点是采用了循环流化床技术，可实现高效的催化反应，相较于传统催化反应器具有更高的传质速率、更高的反应速率、更高的容积效率、更好的固液分离效果等优点。
循环流化床催化反应器的设计原理基于以下三点：一、气固两相流动性能好，能大大提高传质速度、反应速度；二、催化剂颗粒稳定悬浮于流态床层内，具备良好的固液分离性能；三、在反应转化率逐渐上升的情况下，床内流体总体压降呈现下降趋势，从而能提高床层容积利用率。
二、循环流化床催化反应器的工艺流程循环流化床催化反应器的工艺流程一般分为预处理、进料、反应和产物处理四个部分。
首先是预处理，包括催化剂的活化、干燥、筛分等，催化剂的品质直接影响反应器的效果。
其次是进料，反应前要将气体、液体和固体物料进行混合，由气体或液体泵泵入床层，在床层底部设置多个喷嘴形成均匀的气流，使催化剂颗粒悬浮于流态床层内，形成循环流动。
进一步是反应，催化剂表面通过高速传质实现了吸附、反应和解吸三个基本过程，产生的物质通过流态床固液分离器分离，颗粒状态的催化剂流回反应器床层内循环利用，形成了床内催化反应循环过程。
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如：液相光催化反应，常见的有机合成。 优点：快速，简单； 缺点：温度低，对液相体系通过搅拌可以保持体系均匀和催
化剂与反应物的良好接触，但对气相反应不易做到。
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2. 流动式反应器
固定床流动反应器
积分反应器（转化率> 5%, 催化剂数百毫克） 微分反应器（转化率< 5%, 催化剂数十毫克）
催化反应器设计
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催化反应器
实验室 催化反 应器
间歇式（Batch)： 静态反应器（非循环，循环）
连续流动式（flow)： 固定床，循环流动（内循环，外循环）
脉冲式（Pulse)： 催化脉冲， 催化色谱
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1. 间歇式反应器
特点：反应在一个密闭体系内进行，反应物料和催化剂一次 性加入，反应过程中与外界无物质交换。
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循环流动式反应器 7
脉冲反应器 8
第 ３ 节 多相催化反应装置 9
ห้องสมุดไป่ตู้
催化剂性能评价系统
接皂膜流量计 (mL/min)
CH4
H2 (预还原)
固定床石英微型反应器
电
炉 O2
原料气分析 (
六通阀
放空
反应尾气分析 (H2 , CO , CH4 , CO2 , H2O)
色谱柱
TDX 16001
Ar TCD