【正文】 關。操作變量、反應混合物的性質以及反應器的傳熱能力對熱點溫度的影響就是參數(shù)敏感性問題。在流速較低時為固定床狀態(tài)，在雙對數(shù)紙上△ P與 u0約成正比。在氣泡小，氣泡上升速度低于乳相中氣速時，乳相中的氣流可穿過氣泡上流，但當氣泡大到其上升速度超過乳相氣速時，就有部分氣體穿過氣泡形成環(huán)流，在泡外形成一層所謂的氣泡云。 為了保證流化均勻而穩(wěn)定，分布板需有足夠的壓降，一般選取分布板壓降 ΔP d為床層壓降 ΔP b的 10～ 20％，最小也不應小于 35cm水柱。 當氣泡在密相床層表面爆破時，將大量固體顆粒拋擲進稀相空間。 乳相中氣流的狀況則比較復雜。依靠管上嚴格制作的限流小孔來控制壓降，以保證整個大床截面上的進氣均勻。但也有高到幾十甚至幾百的 3. ut／ umf 的范圍 常用的操作氣速在 ～ 。 隨著氣速的加大，流化床中的湍動程度也跟著加劇，壓力脈動的幅值減小，此時的情況叫湍流床。 此時 00 )( ACCT T T Tx?? ?? ? ?() 并流時取正號，逆流時取負號 如 β→∞ ，則 GC＝ 0，屬于絕熱反應。反應選擇性低意味著生成單位質量苯酐所消耗的鄰二甲苯量多。只要熱點溫度不超過允許溫度，床層的其他部位也絕不會超過。對于放熱反應、載熱體為冷卻介質，移走由反應所產生的熱量。原料氣中 CO、H2O、 CO2和 H2的摩爾分數(shù)分別為 、 、 ，其他為惰性氣體。 后兩類又可總稱為直接換熱式。要作合理的簡化。在計算徑向溫度分布時，通常把固定床徑向傳熱的熱阻看成是由兩部分組成：一是床層本身，另一是器壁上的層流邊界層。故此可將空管中流體流動的壓力降計算公式修正后用于固定床。此外還有不少非催化的氣 — 固相反應，如水煤氣的生產，以及許多礦物的焙燒等，也都采用固定床反應器。 ε ＝ (床層自由體積 )/(床層體積 ) 1 BP???? 固定床中同一橫截面上的空隙率是不均勻的，對于粒度均一的顆粒所構成的床層，在與器壁距離為 1～ 2倍顆粒直徑處，空隙率最大，床層中心較小，這種影響叫做壁效應。 固定床壓力降 影響 因素： ① 熱量通過空隙中的流體以對流、傳導和輻射的方式向外傳遞； ②熱量通過固體顆粒向外傳遞，其中包括 ： (a)顆粒接觸面處的傳導； (b)相鄰顆粒周圍的邊界層的傳導； (c)顆粒間的輻射； (d)顆粒內的傳導。 / ( R e ) ( P r )er ab?? ?? 內壁上的層流邊界層熱阻，可用壁膜傳熱系數(shù) hW來描述。 設進入床層的流體質量速度為 G，組分 A的質量分率為 wAO，取床層高度為 dZ的微元作 A的物料衡算： 大多數(shù)工業(yè)多相催化反應，相間傳遞并不顯著，因而可以用 η 代替 η 0 ? ?0 0A AA bAG dxM dZ? ??? ?? R () 若不考慮軸向熱擴散，對微元體積作熱量衡算則有 ? ?0 4( ) ( )APb rctdTGCdZUH T Td?? ?? ? ? ? ?? R以上二式的推導方法與式第四章完全一樣，形式也相似 () 流體流過床層時壓力變化太大的話，還需建立一動量衡算式，即壓力分布方程 23(1 )Pd GP fddZ?????? () 式 ()～ 式 ()的初值條件為 若冷卻介質溫度 TC如果不能視作常數(shù)，則還需多加一個冷卻介質溫度的軸向分布方程 000 , 0 , ,AZ x T T P P? ? ? ?() 4 ()CcC P CtdTGCdZU TTd? ?() 相應地增加初值條件 00, CCZ T T??() 若為多個反應 011 , 2 ,Mijijbjjd iuCdZ rK? ??? ?? ?014( ) ( )Ki P t b j i jcj tj rjUrHdTuCdZ TTd? ? ? ??? ? ? ? ??相應的初值條件 000 , , 1 , 2iiZ T T C C i K? ? ? ?() 設在床層內進行的反應共有 M個，關鍵組分數(shù)為 K 固定床床層太薄時，活塞流的假定不成立。直線 AB、CD為各段的操作線，表示各段的轉化率與溫度的關系。Pa) (B) 假定各段的絕熱溫升均等于 。 適用場合 與絕熱式相比，床層軸向溫度分布相對來說比較均勻，特別是強放熱反應，更宜選用這種反應器。所以，評價 TXA曲線的優(yōu)劣主要是看反應中后期接近最佳溫度曲線的程度。這里以自熱式反應器為例，討論流向的影響。 控制參數(shù) ω A0、 TC、 T0以及 U/dt都可能是敏感性參數(shù)，其微小的變化都有可能引起反應器失控。由于床層中原來擠緊著的粒子先要被松動開來，所以需要比靜床壓力 (W／ At) 稍大一點的△ P，一旦粒子已經松動，壓降又恢復到 (W／ At)之值。云層及尾渦都在氣泡之外，且都伴隨著氣泡上升，其中所含粒子濃度也與乳相中幾乎都是相同的，二者渾然一體，故可總稱之謂氣泡暈。通常分布板開孔率取約 1％。隨著氣流的上升，粒子將按粗細的順序陸續(xù)地沉析下來。所以自由床中顆粒可認為是全混的。 (e)是由管柵組成的分布器，如近代乙烯氧氯化法及丙烯氨氧化法等大裝置中都采用。 一般流化數(shù) F0在 ～ 10 ( F0=u0／ umf )。 如床徑很小、而床高與床徑比較大時，氣泡在上升過程中可能聚并增大甚至達到占據整個床層截面的地步，將固體粒子一節(jié)節(jié)地往上柱塞式地推動，直到某一位置而崩落為止，這種情況叫做節(jié)涌。 β ＝ 1，則 GCpt＝ GCPt，原料氣為冷卻介質，為自熱反應器。根據計算知， 628K時的選擇性為 ％， 而 633K時則降至 ％， 即反應選擇性系隨進料溫度的增加而降低的。 原因 在實際生產中，熱點的位置及其溫度的高低是反應器操作控制的一個極為重要的依據，借此可判斷反應器運轉的情況。 若進行的是吸熱反應，則載熱體為化學反應的熱源。 【 例題 73】 擬采用兩段間接換熱式固定床反應器在常壓下進行水煤氣變換反應。 (3).非原料氣冷激式。這組方程的求解非常困難。 計算 h0常用的公式： 二維模型需要考慮徑向溫度分布。 流體在固定床中的流動，與空管中的流體流動相似，只是流道不規(guī)則而已。如煉油工業(yè)中的催化重整，異構化，基本化學工業(yè)中的氨合成、天然氣轉化，石油化工中的乙烯氧化制環(huán)氧乙烷、乙苯脫氫制苯乙烯等等。 2 固定床中的傳遞過程 在非球顆粒充填的床層中，同一截面上的 ε 值，除壁效應影響所及的范圍外，都是均勻的。 ③床層與器壁的傳熱 三、固定床中的傳熱方式： 四、固定床的傳熱計算 在擬均相模型中，把包括顆粒與流體的床層看作為均一的固體物質，用一個有效導熱系數(shù) λ e來表征其傳熱特性， λ e是流體流速的函數(shù) (流體靜止時的值以 λ e0表示 )。可根據實際情況查找相關文獻?？煞抡盏?5章推導軸向擴散模型方程的方法，導出恒容情況下進行單一反應時固定床反應器的模型方程： 202 ) 0AAa Ad C d CDud Z d Z ?? ?? ? ?b ( R? ?2 02 4( ) ( ) 0e a f P t b A r ctUHd T d TCd Z d TZ Td? ? ? ? ?? ? ? ? ??? ?R相應的邊界條件 0 0 0 00 , ( ) , ( )AA A a P t t e adC dTZ u C C D u C T Td Z d Z? ? ?? ? ? ? ? ?,0AdC dTZL dZ dZ? ? ?(1)反應動力學數(shù)據，只能進行實驗測定。若各段的絕熱溫升都相同，則 AB∥ CD。 為保證催化劑總用量最少，第一段出口的轉化速率要等于第二段的進口的轉化速率。 與流化床相比，具有催化劑磨損小、返混小和催化劑生產能力較高的。 圖 。 一、反應物料的流向 圖 (a)為逆流情況， 圖 (b)為并流情況。其中最值得注意的是冷卻介質溫度、進料溫度及濃度。流速進一步增加，則壓降基本不變，故流化床的壓降可如下計算： ( 1 ) ( )m f m f S ftWP L gA ? ? ?? ? ? ? ?流化床的壓降計算公式 Lmf及 ε mf為床層顆粒開始流化時的床層高度和空隙率，ρ s及 ρ f則分別為固體和流體的密度。 1 / 20 . 7 1 1 ( )b r bu g d?1 / 20 0 . 7 1 1 ( )b m f bu u u g d? ? ? 在實際床層中，氣泡成群上升，氣泡群的上升速度 ub一般用下式計算： 單個氣泡的平均上升速度 ubr 氣泡上升時不斷增大，但氣泡的長大并不是無限的，如床徑足夠地大，不致形成節(jié)涌，則當氣泡長大到一定程度后就將失去其穩(wěn)定性而破裂。 為了傳熱或控制氣 — 固間的接觸，常在床內設置內部構件。當達到某一高度后，能夠被重力分離下來的顆粒都已沉析下來，只有帶出速度小于操作氣速的那些顆粒才會被帶上去。這種循環(huán)相當劇烈，所以即使在直徑幾米的大床中，也不過幾分鐘就混勻了。 ( a) 單層篩板 (b) 凹形篩板 (c) 多層篩板 (d) 夾層填料 (e