固定床反应器的工艺设计

假定内径为2m
dT/dz = (dx/dz) Fyo(-∆H)/(∑miCpi) dx/dz = AcAexp(-/RGT)(P/RG*T(6.5555Fyo+ 急 冷 量
))1.5(1-x) (Fyo(5-x)+0.9急冷量)0.5 联立解微分方程可求出完成一定生产任务的反应器高度z。电
算结果如表6-1所示：
总
克分
量
子数
：Fyo(1+5+5／
9)+
急冷量
，或6.5555Fyo+
急冷
每一组分的克分子分数为：
甲苯： y1＝Fyo(1-x)／(6.5555Fyo+ 急冷量)＝yA 苯： y2＝Fyox／(6.5555Fy。十急冷量) 氢： y3＝(Fyo(5一x)+0.9急冷量)／(6.5555Fyo+急冷量)=yB 甲烷： y4=(Fyo(5／9+x)+0.1急冷量)／(6.5555Fyo+急冷量)
现在计算每一床层(除最后床层外)末端处的急冷量: 急冷量= ∑miCpi(T-To)/(Cpi急冷(T-298.2)) Cpi 急 冷 = 0.9x20.786 + 0.1x66.413 = 25.349
kJ/Kmol K
利用Ergun方程计算压降:
在Ergun方程中，G为质量流率．其单位为kg／(s m2)
Fyodx = rvdV = rvAcdz
Fyodx(-∆H) = ∑miCpidT
式中, (-∆H)——整个反应系统的反应热； mi—每一种反应物(包括反应物和产物)的克分子流量， kmo1／s； Cpi——每一种反应物的克分子热容量，kmol／(kmo1.K)。
设计用于放热反应的固定床气体反应器
式中, CA——甲苯浓度，kmo1／m3； CB——氢浓度，kmo1／m3； k—甲苯加氢脱烷基的反应速率常数; A—频率因子； E—活化能 148114kJ／kmo1； ∆H— - 49974kJ／kmo1转化的甲苯；
θ—停留时间，s。
发表的活化能数值为35.4kcal／g. mol，但 得不到发表的频率固子A的数值，该数值取决于具体 的催化剂, 现假定A=5．73 x l06，反应器入口的反 应器温压度力假可定从为35T到o＝706绝00对℃大十气27压3，．假2＝定8约7530.2绝K对，大反气应 压或50 bar。根据芳烃加氢的一般经验，氢与芳烃之 比可假定为5.0.
6.3绝热反应器的设备设计方面
1. 床层的支承 绝热反应器的单个催化剂床层可以由以下两种方
法中的任一方法来支承—栅板(图6-8)或一层放在床 层底部的惰性氧化铝或陶瓷球(图6-9)。
图6-8 有连续槽孔和整体支撑梁的支撑栅格
图6-9 典型惰性填料支撑的单一床层绝热反应器 为防止入口气体吹动催化剂颗粒, 在支撑层顶部的 惰性填料颗粒,对高流速气体来说至少应为1英寸。
代替支承板，反应器的底部可以填充惰性球、圆柱体或小颗粒 ，直到床层催化剂开始的高度(图6-9)。圆球或长度大于直径的圆柱 体引起的压降较低，比形状不整齐的颗粒(碎块)为好。较大的球或 圆柱体在床层中先填装6英寸以内，然后再装较小的球或圆柱体以 限定催化剂床层位置。惰性球也造成足够的压降以保证催化剂床层 的出口处流体的良好分布。出口管道可以伸送设备中去，并在管上 开很多孔，包上筛网也可以用特制的集合管(图6-9)。没有必要在图 中所示的空集合管顶部以下的空间填装催化剂．因为由于物流必须 集束流向出口管而使此点之下的摧化剂不能充分利用。用来填充这 个基本上无效的空间，惰性球也要比催化剂便宜得多。
方法2
如果所用间接换热器反应温度太高的话，则可 采用第二个方法，把一种冷的反应物喷入两相邻床层 之间的反应物流中，把反应物冷却到To．由于补充了 一种被消耗的反应物，这种直接冷却或急冷方法又有 使反应朝着所要求的方向进行的优点。
方法3
第三个方法是一种老的德国分段急冷的技术， 虽然目前仍在使用，但其缺点是波动很大，且难于设 计。
如反应器内径为1cm，则反应器高度将为 89.1 cm。
6.2 绝热气体反应器
定义 绝热反应器是一种和周围没有热交换的反应器。因此，如果 放热反应是在绝热固定床反应器中进行，则气流的温度将沿 着入口到出口的方向增加。另一方面，如果吸热反应是在同 样的反应器中进行，则气流的温度将会沿着反应器的长度降 低。
进入的克分子数＝出来的克分子数 十 积聚的克分子数 十 通过 反应损耗的克分子数
在稳态操作时，反应器中没有物料积聚，或没有物料从反应器中
放出,
Fyo = Fyo(1-dx) + rvdV 整理得: Fyodx = rvdV 将(6-4)代入(6-7)得:
(6-6) (6-7)
Fyodx = rvAcdz
对绝热反应器的限制是由限定的出口温度t最大决定的， 达到此温度标志着某些不理想的过程如副反应、选择 性不良和催化剂严重结垢开始出现。如末达到所要求 的转化率x，温度就已上升到限制温度，此时，可采 用几个方法中的一个在温度不超过t最大的情况下来提 高x使其达到所要求的值。
方法1 (1)把催化剂体积分成两个或两个以上的床层，以便 使每一床层都达到t最大； (2)用间接换热器冷却两相邻床层之间的气体反应物 使其回到第一床层入口温度to
固定床反应器的工艺设计
有时反应速率方程用分压而不是用浓度表示: rvp = A exp (-E/RT)PaαPbβ
式中，P是反应物或产物的分压，bar rv和rvp之间的关系是: rห้องสมุดไป่ตู้p = rv (RT)α+β 式中R = 0.08314 m3 bar/(kmol K)
设计方程
dV = Acdz
在很高温度下操作的反应器内也许不能采用金属制的出口集合管。在这种 情况下可用多格的耐火砖圆顶当作床层的支承和出口集合管。
方法4
第四个方法是在反应器进料中加入一种惰性气 或一种过量的反应物，其作用好象一个受热器一样， 吸收大部分放出的热量，这样，对给定的转化率而言， 就减小了温升。和其他方法相比，此法有一严重缺点， 即为了容纳惰性气或过量的反应物，需要增大反应器 的尺寸。
第四个方法派生出来的一个方法是加入一种惰性 液体，它在反应器的通常压力下，其沸点接近反应温 度，反应放出的热使惰性液体蒸发，这样，其所吸收 的大量热量就满足了潜热的需要。在某些情况下，和 采用纯气相方没相比，这种方法反应速率比较低。此 方法的缺点是需要的反应器大而贵。
以空塔为基础的空塔流速um的方程为:
若催化剂的形状是直径和高度相等的圆柱体，令rp＝颗粒 半径，则，
若给定2rp＝3mm，则dp＝0.003 m。
反应混合物的粘度μ可用以下的关系式从各个 反应物的粘度μ1，μ2，μ3，μ4计算出来．此方 程是：
ij项可以是12、13、14、21、23、24、31、32、34．41、 42、43，Mi和Mj是各组分的分子量。
浓度项可写成：
C = N/V = Np/(NRG*T) = p/(RG*T) 因为: p = Py
所以： C = yP/(RG*T)
CA = PFyo(1-x)／(RG*T(6.5555Fyo+ 急冷量)) CB = P(Fyo(5-x)+0.9急冷量)／(RG*T (6.5555Fyo+急冷量)) 若把这些CA和CB项代入式(6-32)，则：
支承的栅板应当设计成能支承催化剂的装载重量加上预期的压降。
开槽或钻孔的板和标准的焊接格栅都可以用。在必要时，要选用适 当的支承板开孔率以使压降减到最小。把比催化剂丸片大一两号的 约4—6英寸的氧化铝或陶瓷球、丸片或颗粒放在支承的栅板上。如 果支承板上的孔大于球径, 象金属格栅那样的话，那么在支承板上 面再放一层阻止这种惰性物通过的筛网。交承板的材质要能防腐蚀， 根据用途也可以用炭钢、合金钢、铸钢或烧制陶瓷。孔板下面必须 有适当支承包括大跨度用的中间支承。
如果没有一个方法能妥善地解决放出的热量问题，则 必须考虑气体反应在下列反应器中的一种内进行：
流化床反应器； 带有一种惰性液体的气-液相反应器 非恒温非绝热固定床气体反应器
绝热固定床气体反应器设计实例： 甲苯加氢脱烷基反应器的设计
反应速率方程为： rv = - dCA/dθ = kCACB0.5 = Aexp(-E/RGT)CACB0.5
在达到转化率分数xA后:
NT = NA + NB + NP + NQ
= NAo (1-xA) + NBo – (b/a)NAoxA + (p/a)NAoxA + (q/a)NAoxA
=
NTo
–
NToyoxA·((a+b-p-q)/(a+b))·(a+b)/a
(6-15)
对于乙烯加氢：
1克分子乙烯 十 1克分子氢气 → 1克分子乙烷 18）
一维塞流模型
绝热气体反应器最简单的模型是一维塞流模型, 为了适应 此模型，反应器必须符合下列条件:
·反应器和周围环境不应有热交换(绝热条件)。 ·通过固定床催化剂床的流动应该是在床层内任何一
点反应物流的线速度都是相同的。 ·不应有轴向扩散。 不应有径向扩散。
一维模型绝热固定床气体反应器的设计
(6-8)
压降方程 开始可计算出∆P／z值，而后在每一步进行适当的压力校正。
实例，恒温反应器设计
H2C＝CH2十H2 → CH3一CH3 （6-9）
这是一个放热反应，但它可在很小的恒温反应器中进行。 铜—氧化镁为催化剂，把这些催化剂装在一个内径为 9.35mm、长为280mm带水夹套的黄铜制的反应器 管中。由于把37.85 l／min的水循环通过夹套，因 而可得到大于5.67kJ／(m2 S K)的水膜传热系数和 恒定的管壁温度。在此反应器内，9—79℃范围内的 各种恒定温度下进行的许多试验证明，对氢气来说， 式(6-9)表示的反应是一级的。通过给定下列条件可 写出反应速率方程：
氢： Cp=20.786 甲烷：Cp=0.04414T十27.87 苯： Cp=0.1067T十103.18
甲苯：Cp＝0.03535T十124.85
进入加氢脱烷基装置的混合氢气物流的纯度为 90％，其余的为甲烷。
每一反应物或产物的克分子数是：
甲苯：Fyo(1-x) 苯： Fyox 氢： Fyo(5-x)+0.9急冷量 甲烷：Fyo(5/9+x) + 0.1急冷量
rv =急-冷d量CA)/)d)θ1.5=FykoC(A1C-xB0).5(F=yoA(e5x-xp)(+-E0/.R9G急T冷) (量P／)0(.5RG*T(6.5555Fyo+
将上式与（6-8）合并：
dx/d(zFyo=(5-Axc)+Ae0x.9p急(-E冷/量RG)T0.)5(P/RG*T(6.5555Fyo+ 急 冷 量 ))1.5(1-x)
大直径床层装有多个并列的出口或一个开有多排孔的内部集合管。近年来
已经引用大小均匀的廉价不适性陶瓷丸粒。当这些陶瓷丸粒能够取代昂贵的氧化 铝材料时，那么价格昂贵又带来维修问题的支承板就不适宜采用了。没有支承板， 卸料也较简单，因为有支承板，催化剂就必须从四面卸出或者用吊斗或真空卸料 机吸出。侧面卸科通常靠重力流动不能完全卸出，还必须用人工的办法。
rv
=
kCH
(6-10)
该系统中， η = 1
设计方程：
Fyodx = kCHdV 由于反应涉及到体积变化，对此，必须加以考虑 。
例如： aA + bB → pP +qQ
（6-12）
设A为数量有限的反应物。
开始时，
NTo
=
NAo
+NBo
(6-13)
NAo = yoNTo (6-14)
NBo = (1-yo)NTo = (1-yo)NAo/yo
a = 1, b = 1, p = 1, q = 0
NT = (1-yoxA)NTo 又因为，
（6-
对于乙烯加氢这个反应：
设计方程变为：
将上式积分得： V = （RTFyo/（kP））[xA + ln（（yo-1+yoxA）/（yo-
1））] 现在用上式计算一个试验室反应器。 yo = 0.49 F(总进料)=2.0×10-8 kmo1／s R(气体常数)= 0.08314 m3 bar／(kmo1.K) R(气体常数)＝8.314kJ／(kmol.K) T＝67℃十273.2＝340.2K k = 5.96×106exP(一55731／RT) kmol／(s. m3) 希望：xA＝1.0