鼓泡塔反应器计算

kpa
式中 C2=0.8 （小孔阻力系数）
u0：小孔气速，m/s 鼓泡层密度,kg/m3
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
6、返混 鼓泡塔内液相存在返混，塔内液相视为理想混合，塔内气相常假设 为置换流。
0502-2 鼓泡塔反应器内的传质与传热
1、鼓泡塔反应器内的传质 一般，气膜传质阻力可以忽略，液膜传质阻力的大小决定了传质
本次任务：10万吨/年乙醛氧化制乙酸反应器的工艺计算
•试确定（1）计算鼓泡塔反应器体积、高度和直径 （2）鼓泡塔反应器内气体压降
任务点及其要求
• 0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动 在理解气液相反应动力学基础上，理解气液相流体流动相关的特性参数，
了解流体在鼓泡塔中流动的特性。 • 0502-2鼓泡塔反应器内的传质与传热
4.气液比相界面积 a 单位反应器有效体积气泡的表面积。
a 6G m2 /m3
dVS
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
5、鼓泡塔内的气体压降△P
鼓泡塔内的气体压降由两部分组成：一是气体分布器阻力压降， 二是床层静压头的阻力压降。
ΔP=分布板小孔压降+鼓泡塔静压降
=
103 C2
u02G
2
HRRg
项目05： 10万吨/年乙醛氧化制乙酸反应
器的工艺计算与操作
任务0502 10万吨/年乙醛氧化制乙酸反应器（鼓泡塔）的工艺计算 Computation of the Process of 10wt/a acetic acid by Oxidation of acetaldehyde reactor
任务引入：
相爆炸，要求空间尽量小些）、床层出口位置和床层液面波动范围。
H GL
2、鼓泡塔反应器的数学模型法计算
有关鼓泡塔反应器的数学模型，只能局限于几种简化了的理想模型。
鼓泡塔反应器的数学模型
操作方法 1.连续 2.半连续 3.间歇
气相 液相
a平推流—A平推流 b全混流—B全混流 a平推流—B完全混和 b全混流 b完全混和—B完全混和
ຫໍສະໝຸດ BaiduVO
L
CAOxA rA
其中：（-rA）':实测的宏观速度。
➢ VG：
VG
VL G 1G
➢ VR：
VRVGVLV G G1 VLG
➢ VE：
VE
4
D2HE
当液滴移动速度小于0.0001m/s HE=αED
当D<1.2m HE≥1m D≥1.2m αE=0.75
➢
VC：
VC
D 3 12
式中 ：形状系数，球盖： =1
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
2.气泡大小 a. 气泡的形成： uOG较低时：气体分布器 uOG中等时：气体分布器加液体湍动 uOG较高时：液体湍动使气流破碎成气泡。
b.单个气泡的形状和直径 形状：db<0.2cm 垂直上升的坚实圆球. 0.2≤db≤1.0cm 螺旋式摆动上升的椭圆球
条件：db>1.0Rcem0 垂d0直u0G上G 升的<2菌0帽0 状
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
3.气含率 气含率的含义是气液混合液中气体所占的体积分率，对圆柱形塔 来说，气含率意味着通气前后塔内充气床层膨胀高度的变化。故气含 率可以测量静液层高度.
G
HGLHL HGL
HGL——充气液层高度，m； HL——静液层高度，m；
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
理解鼓泡塔反应器内的传质与传热过程。 • 0502-3 鼓泡塔反应器的工艺计算
会计算鼓泡塔反应器体积、高度和直径，会应用相关公式进行压力降的计 算。
0502-1 鼓泡塔反应器内的流体流动
1.流动状态和气泡特性 塔内液体流动状态：由空塔气速uOG决定 ※空塔气速uOG=v0/At 安静区：uOG<4.5~6cm/s 气体通过分布器几乎呈分散的有次序的 鼓泡，既能达到一定的流量，又很少出现返混。适用于动力学控制的 慢反应。 过渡区：4.5~6<uOG<8cm/s 湍动区：uOG>8cm/s 气泡不断地分裂、合并，并产生激烈无定向 运动。塔内液体扰动剧烈，返混严重，流型接近CSTR。
光明石油化工厂计划生产乙酸，年产量10万吨。工艺数据：（1）原料规格：乙 烯99.7%(vt%)，氧99.5%；（2）操作条件：温度398K，塔顶表压294.2kPa；气液 并流操作，其uOG =0.715m/s，uOl =0.43m/s；（3）进气比： C2H4:O2(CO2+N2) =65:17:18(mol比)；（4）乙醛空时收率为0.15kg/L.h，乙烯单程转化率为35.2%， 每吨产品单耗乙烯（纯）700kg，氧（纯）280Nm3。
标准椭圆形封头： =2
b.反应器直径和高度的计算
直径
m
D 4vG u OG
UoG ---- 最佳空塔气速： 最佳空塔气速应满足两个条件： （1）保证反应过程的最佳选择性； （2）保证反应器体积最小。
高度H
H=HR+HE+HC
3 H 12 D
反应器高度确定因素： 床层含气量、雾沫夹带、床层上部气相的允许空间（有时为了防止气
2、鼓泡塔的传热
鼓泡塔中液体剧烈扰动，对换热器壁的给热系数比自然对流给热系数大10 余倍之多，不成为热交换中的主要阻力。鼓泡塔的总传热系数通常为 694~915W/(m2.K)。
鼓泡塔中的传热，通常以三种方式进行： 利用溶剂、反应物或产物气化带走热量。 利用液体外循环冷却器移走热量。 利用夹套、蛇管或列管式冷却器移走热量
速率的快慢。 提高单位相界面的传质速率，则必须提高扩散系数。 扩散系数与液体物理性质有关，还与反应温度、气体反应物的分
压或液体浓度有关。 在安静区操作时，影响液相传质系数的因素主要是气泡大小、空
塔气速、液体性质和扩散系数等； 在湍动区操作时，液体的扩散系数、液体性质、气泡当量比表面
积以及气体表面张力等，成为影响传质系数的主要因素。
0502-3 鼓泡塔反应器的工艺计算
鼓泡塔反应器工艺计算的主要内容是气液鼓泡床的体积计算 1、鼓泡塔的经验法计算
a.反应器体积V=VR + VE + VC 充气层的体积：VR=VG+VL
分离空间体积：VE
顶盖死区体积：VC
VL: 半连续操作时：VL=VOL(τ+τ')
连续操作时：VL=VOL