化学反应工程固定床反应器
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第六章 固定床反应器
凡是流体通过固定的固 体物料所形成的床层而 进行反应的装置都称作
水蒸气
乙苯
催化剂
固定床反应器。
如：气-固相催化反应器、 气-固相非催化反应器。
测 温 口
产品
6-1乙苯脱氢的绝热床反应器
6.1.1 固定床反应器的优缺点
• 固定床层内的气相流动接近平推流，有利
于实现较高的转化率与选择性；
38
③ 计算床层压降
150 um g 1 B p L 3 Re 1.75 d B m S
2
150 G 2 1 B L 3 Re 1.75 d m S g B
2 150 6 . 2 1 0.44 1.75 4 3 3 1903 3.96 10 2.46 0.44
29
• 床层空隙率是一个重要的参数，影响因素是 颗粒形状及大小、粒度分布、颗粒与床层直 径比和颗粒的装填方式。 • 壁效应 床层空隙率沿床层 径向分布不同，离 壁面约一个粒子直 径处的床层空隙率 最大。
30
• 床层内空隙率径向分 布不均匀，引起各处 的流速不同，因而床 层内各处的传热和停 留时间也不一样。 • 为减少壁效应的影响， 设计时要求床层直径 至少要大于颗粒直径 的 8倍 以上。
36
例6.1内径为50mm的管内装有4m高的催化剂层，催
化剂为球体，催化剂的粒径分布如表所示。 粒径 dS /mm
质量分率
3.40
0.60
4.60
0.25
6.90
0.15
空隙率ε B = 0.44。在反应条件下气体的密度 ρ g = 2.46 kg∙m-3，粘度 μg = 2.3×10-5 kg∙m-1s-1，气体的质 量流速 G = 6.2kg ∙ m-2s-1。求床层的压降。
h P ---流体对颗粒的传热系数，J/m2· h· K；
T g --气相主体的温度，K； TS ---为催化剂颗粒外表面处温度，K；
2
SS da π
27
• 比表面积当量直径： (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）
SS πd 2 6 VS 6 SV dS 6 3 VS πd d SV SS 6 • 混合粒子的平均直径：（各不同粒径的粒
子直径的加权平均，xi 是直径为d i 的粒子的 1 质量分率）。 d m xi di
• 如压降不大，床层各处物性变化不大，可 视为常数，压降将呈线性分布。
34
• 当Re m<10时，厄根（Ergun）方程则变为：
150 u 1 B P 3 L Re m d s B
2 g m
• 当Re m>1000时，厄根(Ergun)方程则变为：
P 1.75
u
28
6.2.2 床层空隙率 εB
• 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)。
空隙体积 颗粒体积 VP B B 1 1 1 床层体积 床层体积 VB P
B－床层堆积密度， P－颗粒密度
• 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。
的催化剂。
6.1.2 固定床反应器类型
固定床反应器形式多种多样，按床层与外
界的传热方式分类，可有以下几类：
绝热式固定床反应器，
多段绝热式固定床反应器， 列管式固定床反应器， 自热式反应器。
1.绝热式固定床反应器
反应器外壳包裹绝热保温层，使催化剂床
层与外界没有热量交换。中空圆筒的底部 放置搁板，上面堆放固体催化剂。气体从
ds
2 g m
1 B
3 B
L
• 催化剂床层压降还有许多计算式，具体参
考有关的资料。
35
• 影响床层压力降的最大因素： 床层的空隙率 流体的流速 两者稍有增大，会使压力降产生较大变化。 • 降低床层压降的方法： 增大床层空隙率，如采用较大粒径的颗粒；
降低流体的流速，但要考虑这会使相间的传
质和传热变差，需综合考虑。
4.2.4 固定床中的传热
• 固定床中的传热组成 颗粒内传热
颗粒与流体间的传热，传热系数 hP
床层与器壁的传热，传热系数 hw、h0
49
拟均相模型
将包括颗粒与气相流体的床层看作为均一 的固体物质，其传热特性用一个有效热导 率 λ e 来表征。 • 有效热导率 λ e
根据轴向和径向的传热，可分为轴向和径
1.898 10 Pa
5
39
甲醇制烯烃项目：
改性的 ZSM-5 催化剂其中催化剂的比表面积为 300~600m2/g，孔容体积为 0.3~0.8cm3/g
反应器结构的计算
• 1 催化剂的填充量
• 反应管长度的计算
• 管束尺寸和反应管的排列
pb u 2 fm o H dp
1 b b
31
6-9填充床的空隙率
床层空隙率εB
球形
圆柱形 不规则
6.2.3 床层压降
• 气体流动通过催化剂床层的空隙所形成的通 道，与孔道周壁摩擦而将产生压降。 • 压降计算通常利用厄根（Ergun）方程：
1 B u dP 150 1 . 75 3 d dl Re m B s
（4）管间采用导热油强制外循环换热。导热油进口温 度为230 ℃，出口温度为235 ℃，导热油对管外壁传热系数a2
可取2721kJ/(m· 2h·℃)
（5）催化剂为球形，直径dp为5mm,床层孔隙率eB为 0.48。
（6）年工作7200，反应后分离，精制过程回收率为 90%，第一反应器所产环氧乙烷占总产量的90%。
热效应较大，不宜采用绝热式反应器，
可采用换热式固定床反应器。此设备如同列 管式换热器，又称为列管式固定床反应器。
如图(d)所示，反应器由多根反应管并联
构成，管径一般为25 ~30㎜，管数可达万根
以上。管内装催化剂，传热介质流经管间进
行加热或冷却。
列管式 固定床 反应器
列管式反应器优点： • 传热较好，管内温度较易控制； • 返混小、选择性较高；
• C2H4+3O2 CO2+2H2O • △H1= 1323kJ/mol(25℃)
•根据下列给出中试的数据，估算第一反应器尺寸。
Βιβλιοθήκη Baidu
• （1）进入第一反应器的原料气组成为： 组成 摩尔分数/% C2H4 3.5 O2 6.0 CO2 7.7 N2 82.8 C2H4Cl2 微量
（2）进入第一反应器进料温度为210 ℃，反应温度为 250 ℃，反应压力为980.0665KPa,转化率为20%，选择 性为66%，空速为5000/h. （3）进入第一反应器采用列管式固定床反应器，列管 为直径27×2.5mm，管长5m,催化剂填充高度5.7m.
1 b f m a b R m d p u o Rm
• 反应床层压降
例题
• 乙烯在银催化剂上氧化制环氧乙烷，年 产环氧乙烷1×106 kg,采用二段空气氧化 法。主要反应为：
• C2H4+1/2O2 C2H4O • △H1= -103.4kJ/mol(25℃)
如体积、外表面积、比表面积当量直径。26
• 体积当量直径：(非球形颗粒折合成同体积 的球形颗粒应当具有的直径）
π 3 球形体积：VS d 6
6VS dV π
1
3
• 外表面积当量直径： (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）
球形外表面积：SS πd
易达到湍流。
• 气体自上而下流过
床层。
25
6.2.1颗粒尺寸
• 颗粒尺寸是颗粒体系的重要参数，常用粒径 来表示。球形粒子的粒径是其直径，其他形 状的粒子粒径则需定义。 • 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
将其折合成具有相同的体积（或外表面积、
比表面积）的球形颗粒，以当量直径表示。
• 可用较少量的催化剂和较小的反应器容积
获得较大的生产能力；
• 结构简单、催化剂机械磨损小，适合于贵 金属催化剂； •反应器的操作方便、操作弹性较大。
相对于流化床反应器，固定床反应器缺点
• 催化剂颗粒较大，有效系数较低； • 催化剂床层的传热系数较小，容易产生局 部过热； • 催化剂颗粒的更换费事，不适于容易失活
轴向反应器与径向反应器
(a)
(b)
2.多段绝热式固定床反应器
热效应大，常把催化剂床层分成几段(层)， 段间采用间接冷却或原料气（或惰性组分）
冷激，以控制反应温度在一定的范围内 。
图 (c) 是用于 SO2 转化的多段绝热反应器，
段间引入冷空气进行冷激。对于这类可逆放
热反应过程，通过段间换热形成先高后低的
向的有效热导率 （λ ez 和 λ er）。
50
1.流体与颗粒外表面间的传热
• 与传质相仿，由于层流边界层的存在，造
成了气流主体与催化剂颗粒外表面存在温 度差。因而，必然存在热量传递。 • 单位时间内从颗粒外表面传递到气相主体 的热量为：
dQ hP SS TS TG dt
51
dQ ---单位时间传递的热量，J/h； dt
式中： Re m : 修正的雷诺数， Re m
2 g m
g 1 B
d sum g
33
• 厄根（Ergun）方程中其它参数：
um 平均流速空塔气速 l 床层高度 d s 颗粒当量直径
g 气体密度 B 床层空隙率
• 可用来计算床层压力分布。
上而下通过催化剂床层。
结构简单，床层横截面温度均匀。单位体
积内催化剂量大，即生产能力大。但只适
用于热效应不大的反应。
6
原料气
绝热式
催化剂
固定床 反应器
产物
7
绝热式固定床反应器可分为轴向反应器和
径向反应器。 (1)轴向绝热式固定床反应器
如图(a)所示。这种反应器结构最简单，实 际上是一个容器，催化剂均匀堆置于床内
• 只要增加管数，便可有把握地进行放大；
• 对于极强的放热反应，还可用同样粒度的
惰性物料来稀释催化剂
• 适用: 原料成本高，副产物价值低以及分
离不是十分容易的情况。
4. 自热式反应器
采用反应放出的热量来预热新鲜的进料，
达到热量自给和平衡，其设备紧凑，可用
于高压反应体系。
但其结构较复杂，操作弹性较小，启动反
应时常用电加热。
22
6.1.3 传热介质
•传热介质的选用根据反应的温度范围决定， 其温度与催化床的温差宜小，但又必须移走 大量的热，常用的传热介质有： 1.沸腾水：温度范围100~300℃。使用时需注 意水质处理，脱除水中溶解的氧。 2.联苯醚、烷基萘为主的石油馏分：粘度低 ，无腐蚀，无相变，温度范围200~ 350℃
23
3.熔盐：温度范围300℃～400℃，由无机熔
盐KNO3、NaNO3、NaNO2按一定比例组成， 在一定温度时呈熔融液体，挥发性很小。但 高温下渗透性强，有较强的氧化性。 4.烟道气：适用于600～700℃的高温反应。
24
6.2 固定床的传递特性
• 气体在催化剂颗粒
之间的孔隙中流动，
较在管内流动更容
，预热到一定温度的反应物料自上而下流
过床层进行反应，床层同外界无热交换。
8
(2)径向绝热式固定床反应器
如图 (b) 所示。径向反应器的结构较轴向 反应器复杂，催化剂装载于两个同心圆构 成的环隙中，流体沿径向流过床层，可采 用离心流动或向心流动。
径向反应器的优点是流体流过的距离较短
，流道截面积较大，床层阻力降较小。
37
解： ① 求颗粒的平均直径
0.60 0.25 0.15 dS xi 3.40 4.60 6.90 d i 1 3.96mm 3.96 10 3 m
1
② 计算修正雷诺数
d SG 3.96 10 3 6.2 Re m 1906 5 g 1 B 2.3 10 1 0.44
温度变化，提高转化率和反应速率。
多段绝热床 根据段间反应气体的冷却或加热方式，多 段绝热床又分为中间间接换热式和冷激式。 特点：催化剂床层的温度波动小。 缺点：结构较复杂，催化剂装卸较困难。
原料 产品 原料 产品 原料 冷 激 剂
产品
间接换热 原料冷激 多段固定床绝热反应器 非原料冷激
3.列管式固定床反应器
凡是流体通过固定的固 体物料所形成的床层而 进行反应的装置都称作
水蒸气
乙苯
催化剂
固定床反应器。
如：气-固相催化反应器、 气-固相非催化反应器。
测 温 口
产品
6-1乙苯脱氢的绝热床反应器
6.1.1 固定床反应器的优缺点
• 固定床层内的气相流动接近平推流，有利
于实现较高的转化率与选择性；
38
③ 计算床层压降
150 um g 1 B p L 3 Re 1.75 d B m S
2
150 G 2 1 B L 3 Re 1.75 d m S g B
2 150 6 . 2 1 0.44 1.75 4 3 3 1903 3.96 10 2.46 0.44
29
• 床层空隙率是一个重要的参数，影响因素是 颗粒形状及大小、粒度分布、颗粒与床层直 径比和颗粒的装填方式。 • 壁效应 床层空隙率沿床层 径向分布不同，离 壁面约一个粒子直 径处的床层空隙率 最大。
30
• 床层内空隙率径向分 布不均匀，引起各处 的流速不同，因而床 层内各处的传热和停 留时间也不一样。 • 为减少壁效应的影响， 设计时要求床层直径 至少要大于颗粒直径 的 8倍 以上。
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例6.1内径为50mm的管内装有4m高的催化剂层，催
化剂为球体，催化剂的粒径分布如表所示。 粒径 dS /mm
质量分率
3.40
0.60
4.60
0.25
6.90
0.15
空隙率ε B = 0.44。在反应条件下气体的密度 ρ g = 2.46 kg∙m-3，粘度 μg = 2.3×10-5 kg∙m-1s-1，气体的质 量流速 G = 6.2kg ∙ m-2s-1。求床层的压降。
h P ---流体对颗粒的传热系数，J/m2· h· K；
T g --气相主体的温度，K； TS ---为催化剂颗粒外表面处温度，K；
2
SS da π
27
• 比表面积当量直径： (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）
SS πd 2 6 VS 6 SV dS 6 3 VS πd d SV SS 6 • 混合粒子的平均直径：（各不同粒径的粒
子直径的加权平均，xi 是直径为d i 的粒子的 1 质量分率）。 d m xi di
• 如压降不大，床层各处物性变化不大，可 视为常数，压降将呈线性分布。
34
• 当Re m<10时，厄根（Ergun）方程则变为：
150 u 1 B P 3 L Re m d s B
2 g m
• 当Re m>1000时，厄根(Ergun)方程则变为：
P 1.75
u
28
6.2.2 床层空隙率 εB
• 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)。
空隙体积 颗粒体积 VP B B 1 1 1 床层体积 床层体积 VB P
B－床层堆积密度， P－颗粒密度
• 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。
的催化剂。
6.1.2 固定床反应器类型
固定床反应器形式多种多样，按床层与外
界的传热方式分类，可有以下几类：
绝热式固定床反应器，
多段绝热式固定床反应器， 列管式固定床反应器， 自热式反应器。
1.绝热式固定床反应器
反应器外壳包裹绝热保温层，使催化剂床
层与外界没有热量交换。中空圆筒的底部 放置搁板，上面堆放固体催化剂。气体从
ds
2 g m
1 B
3 B
L
• 催化剂床层压降还有许多计算式，具体参
考有关的资料。
35
• 影响床层压力降的最大因素： 床层的空隙率 流体的流速 两者稍有增大，会使压力降产生较大变化。 • 降低床层压降的方法： 增大床层空隙率，如采用较大粒径的颗粒；
降低流体的流速，但要考虑这会使相间的传
质和传热变差，需综合考虑。
4.2.4 固定床中的传热
• 固定床中的传热组成 颗粒内传热
颗粒与流体间的传热，传热系数 hP
床层与器壁的传热，传热系数 hw、h0
49
拟均相模型
将包括颗粒与气相流体的床层看作为均一 的固体物质，其传热特性用一个有效热导 率 λ e 来表征。 • 有效热导率 λ e
根据轴向和径向的传热，可分为轴向和径
1.898 10 Pa
5
39
甲醇制烯烃项目：
改性的 ZSM-5 催化剂其中催化剂的比表面积为 300~600m2/g，孔容体积为 0.3~0.8cm3/g
反应器结构的计算
• 1 催化剂的填充量
• 反应管长度的计算
• 管束尺寸和反应管的排列
pb u 2 fm o H dp
1 b b
31
6-9填充床的空隙率
床层空隙率εB
球形
圆柱形 不规则
6.2.3 床层压降
• 气体流动通过催化剂床层的空隙所形成的通 道，与孔道周壁摩擦而将产生压降。 • 压降计算通常利用厄根（Ergun）方程：
1 B u dP 150 1 . 75 3 d dl Re m B s
（4）管间采用导热油强制外循环换热。导热油进口温 度为230 ℃，出口温度为235 ℃，导热油对管外壁传热系数a2
可取2721kJ/(m· 2h·℃)
（5）催化剂为球形，直径dp为5mm,床层孔隙率eB为 0.48。
（6）年工作7200，反应后分离，精制过程回收率为 90%，第一反应器所产环氧乙烷占总产量的90%。
热效应较大，不宜采用绝热式反应器，
可采用换热式固定床反应器。此设备如同列 管式换热器，又称为列管式固定床反应器。
如图(d)所示，反应器由多根反应管并联
构成，管径一般为25 ~30㎜，管数可达万根
以上。管内装催化剂，传热介质流经管间进
行加热或冷却。
列管式 固定床 反应器
列管式反应器优点： • 传热较好，管内温度较易控制； • 返混小、选择性较高；
• C2H4+3O2 CO2+2H2O • △H1= 1323kJ/mol(25℃)
•根据下列给出中试的数据，估算第一反应器尺寸。
Βιβλιοθήκη Baidu
• （1）进入第一反应器的原料气组成为： 组成 摩尔分数/% C2H4 3.5 O2 6.0 CO2 7.7 N2 82.8 C2H4Cl2 微量
（2）进入第一反应器进料温度为210 ℃，反应温度为 250 ℃，反应压力为980.0665KPa,转化率为20%，选择 性为66%，空速为5000/h. （3）进入第一反应器采用列管式固定床反应器，列管 为直径27×2.5mm，管长5m,催化剂填充高度5.7m.
1 b f m a b R m d p u o Rm
• 反应床层压降
例题
• 乙烯在银催化剂上氧化制环氧乙烷，年 产环氧乙烷1×106 kg,采用二段空气氧化 法。主要反应为：
• C2H4+1/2O2 C2H4O • △H1= -103.4kJ/mol(25℃)
如体积、外表面积、比表面积当量直径。26
• 体积当量直径：(非球形颗粒折合成同体积 的球形颗粒应当具有的直径）
π 3 球形体积：VS d 6
6VS dV π
1
3
• 外表面积当量直径： (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）
球形外表面积：SS πd
易达到湍流。
• 气体自上而下流过
床层。
25
6.2.1颗粒尺寸
• 颗粒尺寸是颗粒体系的重要参数，常用粒径 来表示。球形粒子的粒径是其直径，其他形 状的粒子粒径则需定义。 • 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
将其折合成具有相同的体积（或外表面积、
比表面积）的球形颗粒，以当量直径表示。
• 可用较少量的催化剂和较小的反应器容积
获得较大的生产能力；
• 结构简单、催化剂机械磨损小，适合于贵 金属催化剂； •反应器的操作方便、操作弹性较大。
相对于流化床反应器，固定床反应器缺点
• 催化剂颗粒较大，有效系数较低； • 催化剂床层的传热系数较小，容易产生局 部过热； • 催化剂颗粒的更换费事，不适于容易失活
轴向反应器与径向反应器
(a)
(b)
2.多段绝热式固定床反应器
热效应大，常把催化剂床层分成几段(层)， 段间采用间接冷却或原料气（或惰性组分）
冷激，以控制反应温度在一定的范围内 。
图 (c) 是用于 SO2 转化的多段绝热反应器，
段间引入冷空气进行冷激。对于这类可逆放
热反应过程，通过段间换热形成先高后低的
向的有效热导率 （λ ez 和 λ er）。
50
1.流体与颗粒外表面间的传热
• 与传质相仿，由于层流边界层的存在，造
成了气流主体与催化剂颗粒外表面存在温 度差。因而，必然存在热量传递。 • 单位时间内从颗粒外表面传递到气相主体 的热量为：
dQ hP SS TS TG dt
51
dQ ---单位时间传递的热量，J/h； dt
式中： Re m : 修正的雷诺数， Re m
2 g m
g 1 B
d sum g
33
• 厄根（Ergun）方程中其它参数：
um 平均流速空塔气速 l 床层高度 d s 颗粒当量直径
g 气体密度 B 床层空隙率
• 可用来计算床层压力分布。
上而下通过催化剂床层。
结构简单，床层横截面温度均匀。单位体
积内催化剂量大，即生产能力大。但只适
用于热效应不大的反应。
6
原料气
绝热式
催化剂
固定床 反应器
产物
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绝热式固定床反应器可分为轴向反应器和
径向反应器。 (1)轴向绝热式固定床反应器
如图(a)所示。这种反应器结构最简单，实 际上是一个容器，催化剂均匀堆置于床内
• 只要增加管数，便可有把握地进行放大；
• 对于极强的放热反应，还可用同样粒度的
惰性物料来稀释催化剂
• 适用: 原料成本高，副产物价值低以及分
离不是十分容易的情况。
4. 自热式反应器
采用反应放出的热量来预热新鲜的进料，
达到热量自给和平衡，其设备紧凑，可用
于高压反应体系。
但其结构较复杂，操作弹性较小，启动反
应时常用电加热。
22
6.1.3 传热介质
•传热介质的选用根据反应的温度范围决定， 其温度与催化床的温差宜小，但又必须移走 大量的热，常用的传热介质有： 1.沸腾水：温度范围100~300℃。使用时需注 意水质处理，脱除水中溶解的氧。 2.联苯醚、烷基萘为主的石油馏分：粘度低 ，无腐蚀，无相变，温度范围200~ 350℃
23
3.熔盐：温度范围300℃～400℃，由无机熔
盐KNO3、NaNO3、NaNO2按一定比例组成， 在一定温度时呈熔融液体，挥发性很小。但 高温下渗透性强，有较强的氧化性。 4.烟道气：适用于600～700℃的高温反应。
24
6.2 固定床的传递特性
• 气体在催化剂颗粒
之间的孔隙中流动，
较在管内流动更容
，预热到一定温度的反应物料自上而下流
过床层进行反应，床层同外界无热交换。
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(2)径向绝热式固定床反应器
如图 (b) 所示。径向反应器的结构较轴向 反应器复杂，催化剂装载于两个同心圆构 成的环隙中，流体沿径向流过床层，可采 用离心流动或向心流动。
径向反应器的优点是流体流过的距离较短
，流道截面积较大，床层阻力降较小。
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解： ① 求颗粒的平均直径
0.60 0.25 0.15 dS xi 3.40 4.60 6.90 d i 1 3.96mm 3.96 10 3 m
1
② 计算修正雷诺数
d SG 3.96 10 3 6.2 Re m 1906 5 g 1 B 2.3 10 1 0.44
温度变化，提高转化率和反应速率。
多段绝热床 根据段间反应气体的冷却或加热方式，多 段绝热床又分为中间间接换热式和冷激式。 特点：催化剂床层的温度波动小。 缺点：结构较复杂，催化剂装卸较困难。
原料 产品 原料 产品 原料 冷 激 剂
产品
间接换热 原料冷激 多段固定床绝热反应器 非原料冷激
3.列管式固定床反应器