第八章塔式反应器.ppt

单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,*,第八章 塔式反应器,8.1,概述,8.1.1,塔式反应器特点及应用,8.1.2,附属装置,8.2,填料塔,8.2.1,物理吸收,8.2.2,化学吸收,8.3,鼓泡塔,8.3.1,鼓泡塔操作状态,8.3.2,鼓泡塔流体力学,1,8.1.1,塔式反应器特点*及应用,1.,填料塔,优点：结构简单，耐腐蚀，轴向返混可忽略，,能获得较大的液相转化率，,气相流动压降小，降低了操作费用,.(,塔内流动模型接近活塞流,),缺点：液体在填料床层中停留时间短，不能满足慢反应的要求，且存在壁流和液体分布不均等问题，其,生产能力低于板式塔,.,应用：适用于快速和瞬间反应过程，特别适宜于低压和介质具腐蚀性的操作。,填料塔要求填料比表面大、空隙率高、耐蚀性强及强度和润湿等性能优良。,常用的填料有拉西环、鲍尔环、矩鞍等，材质有陶瓷、不锈钢、石墨和塑料。,2,8.1.1,塔式反应器特点及应用,2.,板式塔,优点：逐板操作；轴向返混降到最低，并可采用最小的液流速率进行操作，从而获得极高的液相转化率；气液剧烈接触，气液相界面传质和传热系数大；板间可设置传热构件，以移出和移入热量。,缺点：反应器结构复杂，气相流动压降大，且塔板需用耐腐蚀性材料制作,应用：适用于快速和中速的传质过程控制的化学反应过程，大多用于加压操作过程。,3,8.1.1,塔式反应器特点及应用,3.,喷雾塔,喷雾塔是气膜控制的反应系统，适于瞬间反应过程。塔内中空，特别适用于有污泥、沉淀和生成固体产物的体系。但储液量低，液相传质系数小，且雾滴在气流中的浮动和气流沟流存在，气液两相返混严重。,.,鼓泡塔,储液量大，适于速度慢和热效应大的反应。液相轴向返混严重，连续操作型反应速率明显下降。在单一反应器中，很难达到高的液相转化率，因此常用多级彭泡塔串联或采用间歇操作方式,4,8.1.2,附属装置,.,液体喷淋装置,喷淋装置有单管喷洒、莲蓬式喷洒、多孔管喷洒、盘式喷洒等多种型式,单管喷洒和莲蓬式喷洒适用于直径小于,0.6m,的塔,对于大型塔，宜采用多孔管喷淋和肋式喷洒,盘式喷酒装置的筛孔上保持,50 200mm,高的液层,简单直管型,环管型,并列多管型,树枝型,图,8-1,多孔管分布器示意图,5,8.1.2,附属装置,2.,液体再分布装置,为了改善塔的操作，减轻液体下流时逐渐增大的壁流现象，每隔一定距离设置一个液体再分布装置，可为倒锥形、波浪形和带升气管的筛孔再分布器，既起支承用，又起再分布作用,3.,气体入口的布气结构,当塔径小于,0.5m,时，将进气管做成向下,450,的切口，以免气体直接冲刷填料层。对大塔，气体人塔向下方做成喇叭形扩口或多孔管气体分布器。,4.,除沫器,可采用折流板，丝网除雾器,6,8.1.2,附属装置,5.,消泡和防旋板,在低液位处，由于液体流向排液口会引起旋涡，使部分气体被液体夹带而出，此情形在高压操作和使用易起泡液体时更严重，因此在液位处设置十字形竖向挡板，以分割液位部分空间，防止液体旋涡流动，有利于泡沫浮升破碎和减小液体对气体的夹带。,6.,支承板,置于器底，强度应能支承填料的质量，其自由截面不小于填料的孔隙率，可用栅形、波浪形、升气管式。栅条间距为填料外径的,0.6,0.8,，要防止局部阻力过大和液泛,7,8.2,填料塔,填料塔广泛应用于,物理吸收和化学吸收,过程中。由于填料层高,H,比填料直径大得多，因此，填料的作用除,增加相界面积,外，还能,减少轴向混合,。填料塔气相和液相的皮克利特数,P,eG,、,P,eL,往往大于,100,可以假设填料塔中气相、液相均为,理想置换,流型。化学吸收采用的填料塔在结构上和一般吸收塔相同，塔径,D,的计算也基本相同,8,8.2.1,物理吸收,为了计算填料高度，必须把传质速度方程式和物料平衡方程式联立求解。,计算的,空间基准,为单位塔截面，高为,dH,的微元体积（,dVR,dH,），其中相界面积为,adH,；,由于稳定操作，,时间基准,可以任意取,8-2,填料塔微元体积物料平衡图,9,同理,10,式中,-,液相中惰性组分浓度，,kmolm,-3,；,p,-,惰性气体分压，,Pa,；,A,-,气相中,A,物质的量气相中惰性气体物质的量，,Y,A,P,A,/P,U,；,X,AL,-,液相中物质的量液相中惰性组分物质的量，,X,AL,C,AL,/C,U,；,-,单位塔截面上气相中惰性组分流量,kmolm,-2,s,-1,；,单位塔截面上液相中惰性组分流量,kmolm,-2,s,-1,；,G-,单位塔载面上气相总流量，,kmolm,-2,s,-1,；,-,单位塔截面上液相总流量，,kmolm,-2,s,-1,；,-,总压，,p,t,P,A,P,U,，,Pa,；,C,T,-,液相总浓度，,C,T,C,AL,C,U,，,kmolm,-3,。,11,对于稀溶液,LL,GG,p,t,-P,A,P,t,C,T,-C,AL,C,T,。,填料层高,H,为,12,8.2.2,化学吸收*,反应式为,A,（气）,+B,（液）,产品。,采用逆流稳定操作。物料平衡的空间基准和时间基准与物理吸收相同,当反应局限于液膜内时，也就是对于极快反应和快反应时。,图,8-3,逆流填料塔物料平衡图,13,式中,-,宏观反应速度。,塔内任一截面处的成分可由上式积分求得,填料高为,14,当处理稀溶液时，,p,t,P,U,，,C,T,C,U,，可得到微分物料平衡方程,对塔内任一截面的组分可按上式积分求得,在处理稀溶液时，填料塔填料高,H,为,15,例,8-1,例,8-2,16,8.3,鼓泡塔,鼓泡塔是一种常用的气液接触反应设备，各种有机化合物的氧化反应都采用鼓泡塔。在鼓泡塔中，一般不要求对液相作剧烈搅拌，蒸汽以气泡状吹过液体而造成的混合已足够。,鼓泡塔的优点是气相高度分散在液相中，因此有大的持液量和相际接触表面，使传质和传热的效率较高，它适用于缓慢化学反应和强放热情况。同时反应器结构简单、操作稳定、投资和维修费用低、液体滞留量大，因而反应时间长。但液相有较大返混，当高径比大时，气泡合并速度增加，使相际接触面积减小。,17,鼓泡塔的分类,按结构特征，鼓泡塔可分为空心式、多段式、气提式三种,图,8-4,鼓泡塔示意图,18,空心式鼓泡塔最适用于反应在液相主体中进行的缓慢化学反应系统，或伴有大量热效应的反应系统。,当热效应较大时，可在塔内或塔外装置热交换单元，使之变为具有热交换单元的鼓泡塔。,为避免塔中的液相返混，当高径比较大时，常采用多段式塔借以保证反应效果。,为适应气液通量大的要求或减小气泡凝聚以适用于高粘性液体，使气体提升式鼓泡反应器得到应用，它具有均匀的径向气液流动速度，轴向分散系数较低、传热系数较大、液体循环速度可调节等优点。,19,8.3.1,鼓泡塔操作状态,鼓泡塔的流动状态可分为三个区域：,(1),安静鼓泡区,在该区域内表观气速低于,0.05 ms,-1,，气泡呈现分散状态，大小均匀，进行有秩序的鼓泡，液体搅动微弱，可称为,视均相流动区域,。,(2),湍流鼓泡区,该区域表观气速较高，塔内气液剧烈无定向搅动，呈现极大的液相返混。部分气泡凝聚成大气泡，气体以大气泡和小气泡两种形态与液体接触，大气泡上升速度较快，停留时间较短，小气泡上升速度较慢，停留时间较长，因此，形成不均匀接触的流动状态，称为,剧烈扰动的湍流鼓泡区,，或称为,不均匀湍流鼓泡区,。,（,3,）栓塞气泡流动区,在,d0.15m,的小直径气泡塔中，在较高表观气速下，由于大气泡直径被器壁所限制，而出现了栓塞气泡流动状态。,20,8.3.2,鼓泡塔流体力学,在气液鼓泡塔中，由于传递性能的优劣决定于气泡运动的状况，因此，需要了解气泡的大小、气泡生长及运动的规律，以了解液相内的气含量及气液相界面状况，从而掌握气液相间白的传质、传热和因气泡运动引起的液相纵向返混问题。,气体在液体中的溶解速率和其分散程度有关，分散程度愈高，溶解速度愈大。分散程度可用气泡的平均直径、气体的滞留量或比表面表示。,21,1.,单孔气泡的形成及浮升,气泡的大小取决于气体通过孔的流率、孔径,d,。大小、流体的性质等，而气泡浮升速度又和气泡直径,d,B,及流体物性等因素有关。,(1),气泡直径,d,B,按孔口雷诺数,Re,o,大小可分为三个区域,孔口雷诺数 ，孔径,式中,u,G,-,气体在塔中上升速度，,s,-1,；,G,、,-,气体、液体密度，,kgm,-3,；,-,表面张力，,Nm,-3,；,G,-,气体粘度，,PaS,。,22,低气速区域,Reo,400,，气泡直径,d,B,由气泡所受浮力等于孔周边对气泡附着力求得。,气泡直径,气泡无合并及分裂，设为球形，按原样上升,中等流速区域,400,Re,0,5000,，气泡以连珠泡状向上均匀运动，但直径,d,B,增大。,对空气一水系统,高气速区域,4000,Re,0,，气泡平均直径随,Re,0,增加而下降，系因大气泡本身不稳定而破碎为许多小气泡所致。,23,（,2,）气泡浮升速度,u,t,气泡所受浮力与阻力相等，气泡作稳定状上升，上升速度随气泡直径变化。,当,d,B,0.7 mm,时,式中,液体粘度，,Pa s,。,当,1.4,mm,d,B,6,mm,时,式中,V,-,气泡体积当量直径，,m,。,当,d,B,8mm,时,式中,-,笠帽形气泡的曲率半径，,m,。,24,对低粘度液体，气泡上升速度,工业气泡塔内，气泡上升速度多处于后两种区域内。,25,2,流体力学特征,（,1,）气泡大小及其径向分布,对塔径不超过,0.6m,的气泡塔,计算气泡群平均气泡大小,d,vs,的,Akita,准数关联式,式中,d,vs,-,大小不等的气泡的比表面积当量平均直径，；,r,L,-,液体运动粘度，。,26,当,4000,Re0,7000,时,当,10000,Reo,50000,时,，对空气,-,水系统，当孔径,do,0.41.6 mm,时,d,vs,0.0071Re,o,-0.05,用水的平均气泡大小,dvs,w,对其他物料进行换算的换算式,塔内气泡大小沿塔的径向气泡直径分布,对空气,-,水系统描述气泡直径沿径向变化的,Falkov,式,27,（,2,）气泡群的浮升速度,久保田式,Yamafita,式 对空气一水,Kumar,式,28,（,3,）气含量,气含量是指塔内气液混合物中，气体所占的平均体积分率，即是气体在分散系统中的体积分数。影响气含量的因素有液体的表面张力、粘度和密度等，当气体空塔速度增加时，气含量随之增加。对一定物系，当空塔气速,u,OG,达到某一定值时，由于气泡的汇合，反使含气量,G,下降,对于塔径大于,15cm,的气泡塔，,Yoshida-Akita,的气含量关联式为,对于直径小于,0.15m,的气泡塔，采用,Hughmark,图确定气含量值,29,图,8-5,气含量关系图,30,对于粘度小于,0.2Pas,的低粘性和气泡易于合并的液体，可采用关联式,对于气泡不合并的液体，如某些表面活性剂溶液和高粘性非牛顿型液体，其气含量需在塔径大于,0.15m,的实验塔中测定，以得到可靠的数值,气含量沿半径的变化可用下式表示,31,（,4,）比表面,比表面为单位体积分散系统中的相际表面积，鼓泡塔比表面,a,可由气含量和气泡直径确定，其计算式为,在不同气速范围内，已知气含量和气泡大小，即可求得比表面。,式中,0,-,静液层高度；,液体模数。,此式适用于,u,OG,0.6 ms,-1,。，,5.710,5,K,10,11,的条件，误差范围在,15%,以内。,32,例,8-3,塔径为,0.5m,的空心气泡他，空气,-,水系统，空气加入量为,52Nm,3,h,-1,，试计算平均气泡直径、气含量和比表面。,33,8.3.3,鼓泡塔的轴向混合,鼓泡塔存在极大的轴向混合，此轴向混合不仅降低了反应速率，且使连续操作的单个塔难以获得较高的转化率。对于工业大塔：当,D,2m,、,H/D,2,、,G,/,u,OG,=2.5,时，基本接近于理想混合；对于实验小塔，当,D,0.1m,、,H,2 m,、,G,/,u,OG,=3,时，气相较接近于活塞流。由于鼓泡塔中,u,OL,常小于,u,OG,，因此只有在塔的高径比,H/D,很大（如,H/D,10),，而塔径又很小时，液相才会偏离理想混合模型。,34,8.3.4,鼓泡塔传热特性,鼓泡塔内传热过程有以下特点：,给热系数,a,与换热面的几何形状、大小、位置、换热方式、反应器形状、塔径、液层高度、内部构件及气体性质、液体表面张力等无关，主要取决于表观气速,u,OG,、气含量,G,和液体的粘,L,、密度,L,、热容,C,PL,，和导热系数,L,。,表观气速,u,OG,是影响给热系数的主要变量,一般取,u,OGmax,=0.1ms,-1,。当,u,OG,小于,u,OGmax,时，给热系数,将随气速缓慢变化。,作任一种鼓泡液有其相应的最大给热系数，见,下表,。,35,鼓泡塔内气液相对壁的给热系数,的计算关联式,在直径为,457,mm,和,1065,mm,的鼓泡塔中，鼓泡液的温度在离换热面,2.54cm,的距离内，即使表观气速很低，,u,OG,=0.003m,s,-,1,，轴向和径向完全均一，在,060,范围内，亦仅在约几毫米厚的器壁边界层有,3.5,的温差，因此使给热系数,几乎与径向位置无关，在,r/R0.7,的范围内，,为一定值，仅在器壁处比中心略低。,温度分布及给热系数分布。,36,