第六章 反应器模拟

（或φ）准数数值大小的含义：
•C
•p
i
G
•pi •G L
• （或φ）准 数数值大小的含义 ： •M或φ数值越大， •C 反应越快于传质， L 浓度分布越显著。
•
•
（或φ）准数数值大小的含义：
•C
•p
i
G
•pi •G L
• （或φ）准 数数值大小的含义 ： •M或φ数值越大， •C 反应越快于传质， L 浓度分布越显著。
气液相达平衡时，i组分在气相与液相中的化学位相等。 化学位通过逸度表达时，则 稀溶液符合享利定律 若气相为理想气体的混合物
•
第二节 气－液反应历程 6－4 气－液相间物质传递
•传质模型:双膜论 Higbie渗透论 Danckwerts表面更新理论 •双膜论：气液相界面两侧各存在一个静止膜：气膜，液膜 •传质速率取决于通过液膜和气膜的分子扩散速率
L
•
•③反应速率很小，
反应在液相主体中进行。
•CAi
•液相反应速率与液膜传质速 率的比值
•
•③反应速率很小，
反应在液相主体中进行。 •CAi
•CAi
•
6-7 一级不可逆反应
•①对于快速反应过程，反应在邻近相界面的液膜层中 进行，吸收速率仅决定于速率常数、扩散系数和界面 浓度。故：加剧液相对流、湍动不能增加吸收速率； 改善反应条件、提高界面浓度、增大接触面积则能有 效提高吸收速率。 •②对慢反应过程，反应基本上在液相主体中进行，采 用液相容积大的吸收设备比较有利。
•空心式 •多段式
•G •L
•环流反应器：
• 气提式：内环流，外环流
• 液喷式：
•G
•L
•
6－13 气液反应器的形式和特点 （5）鼓泡反应器(bubble column reactor)

(2)在气液界面上，两相的浓度总是相互平衡(空气中 氧的浓度与溶解在液体中的氧的浓度处于平衡状态)， 即界面上不存在氧传递阻力。
(3)在两膜以外的气液两相的主流中，由于流体充分 流动，氧的浓度基本上是均匀的，也就是无任何传 质阻力，因此，氧由气相主体到液相主体所遇到阻 力仅存在于两层滞流膜中。
气液界面附近氧分压与浓度的变化如图6—3所示。
发酵过程中，有的微生物以菌丝团(或絮状物)的 形式生长繁殖，这时，基质必须通过扩散进入 菌丝团内，基质的扩散与利用是同步进行的。 当菌丝团内的基质浓度低于主体发酵液中的， 且反应速度与基质浓度呈正比时，产物的生成 速度和菌体的生成速度都将低于悬浮单一细胞 的相应速度。为克服发酵过程中的扩散限制， 可通过减小菌丝团尺寸的方法来解决。
利用氧电极进行kLa的测量有多种方法，动态法是常用 的方法之一。通风培养液中氧的物料衡算为：
有多种经验方程来描述非牛顿型流体的流变特性， 其中最简单的形式是指数律方程。
6．1．2 发酵液的流变学特性
发酵液中的主要成分是菌体，因此，发酵 液流变学特性受菌体的大小和形状的 影 响。一些稀薄的细菌发酵液，以水解糖 或糖蜜为原料培养酵母的醪液，为噬菌 体侵害的发酵液等为牛顿型流体。丝状 菌(霉菌或放线菌)悬浮液不同于细菌和酵 母菌悬浮液，菌丝呈丝状或团状。
另外，发酵液黏度的改变会影响液体的湍 动性、界面张力或液膜阻力等。图6—1 是黏度对不同过程影响的示意图。由图 6—1可知，了解发酵液流变学特性的变 化(特别是黏度变化)，对掌握生物反应过 程传质与混合特点，进而改进发酵过程 控制工艺条件及生物反应器设计都有重 要意义。
6.1.1 流体的流变学特性
微小颗粒(如菌体)悬浮液的黏度是多种因素的函 数，除依赖菌体颗粒的浓度外，还受颗粒的形 状、大小、颗粒的变形度、表面特性等因素影 响。在霉菌或放线菌等的发酵中，发酵液的流 动特性常出现大幅度变化。例如，青霉素发酵 液的屈服应力与刚性系数都随发酵时间的增加 而增大。发酵后期与前期相比，刚性系数可增 加近百倍，表观黏度明显增加。

dxA RA B
dl
u0cA0
：催化剂堆密度
B
dxA
RA B
dl u0cA0
L 0
dl u0
cA0
xA出 0
dxA
RA B
•
•
对照平推流反应器模型 二者相同
VR V0
cA0
dx xA出
A
0 rA
23
• 热量衡算：（仍然是那块体积）
输入热量－输出热量+反应热效应
=与外界的热交换+积累
x1in,T1in x1out, T2in x2out T3in x3out T4in x4out
35
x
在T－x图上看：
0
二氧化硫氧化反应T－x图示意
T
斜线为段内操作线，斜率为1/λ。 水平线表示段间为间接冷却，只是温度降低，转化率不变。
36
• 调用最优化程序，就可以求得W最小值？
• 可以，但很困难。
输入：G cp T G质量流量, cp恒压热容
输出：G cp(T+dT)
反应热效应：(-RA)(1-εB)(-ΔH)Aidl
热交换：U(T-Tr)πdidl
di反应器直径
积累：0
U:气流与冷却介质之间的换热系数
Tr：环境温度
24
• 将各式代入，得
dT
RA 1 B H U
4 di
T
Tr
dl
ucp g
粒径 ds/mm 质量分率 w
3.40 0.60
4.60 0.25
6.90 0.15
• 催化剂为球体，空隙率εB=0.44。在反应 条 件 下 气 体 的 密 度 ρg=2.46kg.m-3 ， 粘 度 μg=2.3×10-5kg.m-1s-1 ， 气 体 的 质 量 流 速 G=6.2kg.m-2s-1。求床层的压降。

（7.10）
1
RQ
1 kQL a
1 kQs a p
(cQs cQLi )
KLSQ (cQs cQLi ) qk p (1 f )cAs
式中
（7.11）
1
K LSA
1 k AL a
1 k As a p
1
KLSQ
1 kQL
a
1 kQs a p
分别为组分A、组分Q以颗粒表面与液界面浓度差为推动力的，以 单位床层体积计的传质总系数。
2．气-液-固悬浮三相反应器
固体在气液混合物中呈悬浮状态，这样操作状态的反应器为气-液-固 悬浮反应器。气-液-固悬浮反应器可以按有无机械搅拌、流体流向、颗粒 运动状态等进行分类。大体可以分为：
（1）机械搅拌的气-液-固悬浮反应器； （2）不带机械搅拌的鼓泡三相淤浆反应器； （3）不带机械搅拌的两流体并流向上的流化床反应器； （4）不带搅拌的两流体并流向上带出固体颗粒的三相携带床反应器； （5）具有导流筒的鼓泡式的内环流反应器。
优点 （1）即使液体流量很小也容易实现均匀分布； （2）催化剂微孔易于完全充满液体，有利于提高催化剂的效率因子； （3）液体对催化剂的冲刷作用强，能延缓催化剂失活，延长操作周期； （4）气液相间的传质系数较大。
缺点 （1）因存在较大返混，使转化率下降； （2）必须采取适当的机械措施固定催化剂，否则会造成床层流态化 带走催化剂； （3）流动阻力大，气相反应物分压沿床高会明显下降； （4）气相反应物向催化剂表面传递阻力较大； （5）均相副反应量越大。
（4）当催化剂由于积炭，中毒而失活时，更换催化剂不方便。
图7.1（b）适应于当气相反应物浓度较低，而又要求气相组分达到 较高转化率时的情况，逆流操作有利于增大过程的推动力。但同时 会增加气相流动阻力，当气液两相的流速较大时，还可能出现液泛。

3
6.1 反应器设计和操作参数
停留时间τ 反应器体积VR 转化率φ=(S0-S)/S0 生产能力(生产强度)PX: 单位时间单位体积
的细胞的生产量(kg m-3 h-1)
4
6.2 间歇操作搅拌反应器 Batch Stirred Tank Reactor, BSTR
反应时间的计算： 特征：无物料输入和输出，物料充分混合 问题：将底物S0转化至S所需的反应时间？ 根据反应速率定义式：
VR S E P
1
rS
τm
反应物料进入反应器时 算起，至离开反应器时 为止所经历的时间τm
S,So
Si
13
细胞反应过程
对于CSTR中的酶促反应：
rm S rS Km S
(5-17)
代入平均停留时间公式得:
rm S m (Si S ) S Km
Si-S rm m (Si S ) Km S
(5-16)
12
反应物料进入反应器时算起，至离开反应器时为止所经历的时间
CSTR的反应时间图示求解
m VR Si S 1 (Si S ) Vi rS rS
1 rS
τm
S,So Si
酶反应过程
Vi Si input
Vi Si Vo So rsVR
Vo So Po output
S
M-M方程
(5-4)
S
t 因此，
S0
rmaxS S Km
dS
(
S0
Km 1 )dS rmaxS rmax
(5-5)
积分得到，
S0 t [(S0 S ) K m ln ] rmax S 1

k AG k AL
dnA
1
dt 1 K
S( p AG KcAL ) KG S( pAG KcAL )
k AG k AL
有化学反应过程吸 收过程传质方程式
气液反应过程与物理吸收过程相比,仅差一化学 增强因子β。
6.2 气液反应动力学
6.2.1 气液反应过程的基础方程
6.3 气液反应器
6.3.1工业常用反应器概述
6.3.1.1 工业生产对气液反应器的要求
1.较高的生产强度 反应系统的特性选择反应器，使反应器具备较高的生产强度。
1）气膜控制，选择气相容积传质系数大的反应器， 例如喷射塔和文丘里反应器。
2)快速反应，反应在界面附近的液膜中进行，选择 表面积较大，而且较大的反应器，例如填料塔和板式反
对于一级反应 在0<l<δR的液膜区内,液膜中仅有A组分而B组分
基础方程
DAL

d 2cA dl 2
0
边界条件
l 0
l R
cA cAI cA 0
在δR <l<δL的液膜区内,液膜中仅有B 组分而A组分
基础方程
DBL

d 2cB dl 2
rB
0
边界条件
l R l L
cB 0 cB cBL
tanh( )
6.2.6 瞬时反应过程
气相主体 PAG
相界面 气膜
液膜
反应面 PAI
CAI
瞬时反应 反应面和相界面不重合
反应面在液膜内 组分A,B均在液膜内消耗完
Z
δ
液相主体 CB
气膜
相界面(反应面) 液膜
CB PAG
δ

6.2.2 管径与管长的确定
在反应体积VR确定后，便可进行管径和管长的设 计，由VR=πd2L/4可知，d、L 可有多解，但应使 Re>104，满足湍流操作。通常有以下几种算法
(1)先规定流体的Re(>104)，据此确定管径d，再计
算管长L
由 Re
=
du
其中
u=
4FV 0
d 2
所以 d=4FVR0e;L=4V dR2
A=dL
d 2L
VR = 4 所以
d=4VR A
A
;L=d
例6.1 化学反应A+2B→C+D在管式反应器中实 现 ， rA=1.98×10-2CACBkmol/(m3·min) 。 已 知 A、B的进料流量分别为0.08m3/h和0.48m3/h； 混 合 后A 、 B 的初 浓 度 分 别 为 1.2kmol/m3 和 15.5kmol/m3 ； 密 度 分 别 为 1350.0kg/m3 和 881.0kg/m3；混合物粘度为1.5×10-2Pa·s。要 求使A的转化率达到0.98，求反应体积，并从 Φ24×6,Φ35×9, Φ43×10三种管材中选择一种。
第六章 管式反应器
6.1物料在反应器中的流动 6.2等温管式反应器的计算
6.3 变温管式反应器 6.4管式反应器与连续釜式反应器的比较 6.5循环反应器 6.6管式反应器的最佳温度序列
6.1 .1 管式反应器的特点、型式和应用
管式反应器既可用于均相反应又可用于多相反 应。具有结构简单、加工方便、传热面积大、 传热系数高、耐高压、生产能力大、易实现自 动控制等特点 可常压操作也可加压操作，常用于对温度不敏 感的快速反应。常见型式有水平、立式、盘管、 U型管等

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。
• 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。
36
• 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
40
③ 计算床层压降
2 150 u m g 1 B p L 3 Re 1.75 d B m S 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
2.多段绝热式固定床反应器
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 高后低的温度变化，提高转化率和反应速率。
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
多段绝热床反应器
• 自热式反应器在开车时需要外部热源。
26
6.2 固定床中的传递过程
6.2.1 粒子直径和床层空隙率
一、颗粒直径的表示方法
（1）表示方法
（i）体积相当直径 （ii）面积相当直径
（iii）比表面相当直径
dV (6VP / )1/ 3
da (aP / )1/ 2
d S 6 / SV 6VP / aP
2 g m
• 当Re m>1000时，厄根(Ergun)方程则变为：

拌，同时反应釜内加装挡板以增加混合效果。 均相反应中各因素的影响区别较大。
3、吸热反应和放热反应 吸热反应不会因混合不好造成局部温度过高，温度梯
度容易控制，同时此时浓度效应也不显著，可较慢的搅拌。 放热反应则较复杂。
4、扩散控制与动力学控制 复杂、均相、放热反应的扩散控制过程，要求搅拌越
剧烈越好。 动力学控制过程，反应速度较慢，温度梯度、浓度梯
法2：反应液中加入甲苯，滴液滴到甲苯上被稀释，局 部过热现象也可以避免。
一金属有机物的合成与反应：
X n-BuLi
X
HCOOCH3
Li
X
X
X
CHO X
X是化学性质稳定的吸电子基因。该反应有两次 滴加反应，均是在-70 ~ -60℃，放大时收率较低。
原因：滴液处温度过热所致。 改进：（1）滴液稀释一倍。
对原料或中间体，实验都是验证的最好办法。
在工业化放大开始时，最好分析测试和实验验证同 时使用，便于出现异常问题时可以及时、准确地找到问 题点。而在一切正常后，原料或中间体的可用性评价尽 可能只用分析测试方法。
三、小试工艺研究 在操作空间和仪器足够使用的情况下尽量每天平行的
多开几个实验，至少是一组两个，有可比性和代表性，可 以同时做几个不同的方案，结果也具有代表性，还可以节 省项目开发时间。
（2）醇钠溶液喷雾方式滴入。
第三节 小试至中式的过程及要求
一个项目从理论到车间产品，这个过程就是项目研发 的过程，包括小试到中试放大全过程 一、文献
项目开始首先是要大量的相关文献搜索。从文献报道 中找你要的信息，路线情况、原料供应情况、专利情况、 杂质情况、晶型情况等等。清楚之后就要对所获得的信息 进行筛选，选择既合理又不侵犯专利等等集诸多好处于一 身的工艺路线了。

列管式固定床反应器的模拟与设计摘要：列管式固定床反应器是化工行业和石化行业中一种非常重要的反应器,对一些强放热反应优势明显。

传统的模拟和设计列管式反应器的方法是基于单管实验,假定工业反应器内各反应管的操作条件与单管实验条件相同,也就是说忽视了工业反应器内冷却条件和流动的不均匀性,这个假定会引起很大的误差。

邻二甲苯氧化制苯配是工业生产苯配的主要工艺,其工业生产主要在列管式固定床反应器内进行。

要设计合理的列管式反应器,最重要的就是确定壳程空间的最优解。

本文提出了一个关于壳程的二维小池模型,将壳程空间分成若干个二维小池,在所有小池内,冷却剂的流动只有平行于管束和垂直于管束两个分量。

关键词:列管式反应器,固定床,结构设计目录列管式固定床反应器的模拟与设计 (1)第1章前言 (3)第2章文献综述 (4)2.1苯配生产 (4)2.2列管式固定床反应器的结构 (5)2.3列管式固定床反应器的设计进展 (7)2.4反应器的分析方法 (18)2.5反应器结构的优化 (19)第3章列管式固定床反应器中邻二甲苯氧化反应的研究 (20)3.1邻二甲苯氧化制苯配工艺 (20)3.2一维拟均相模型求解管侧 (22)3.3二维拟均相模型求解管侧 (24)3.4操作参数对邻二甲苯氧化反应的影响 (26)3.5结果与讨论 (28)第6章全文总结 (29)参考文献 (31)第1章前言固定床催化反应器是化学工业和石油化学工业中应用多、用面广泛的反应设备,根据其换热方式可分为绝热和非绝热(列管式)两种。

对于反应热效应很大,收率对温度敏感而又要求高转化率和高选择性的反应,为维持适宜的温度,必须用换热介质来移走或供给热量,采用列管式固定床反应器是非常合适的。

如丙烯胺氧化制备丙烯睛、蔡或邻二甲苯氧化制备苯配、乙烯氧化制环氧乙烷、苯或正丁烷氧化制顺配、异丁烯氧化制备甲基丙烯酸等[1][5]。

如今,相当一部分气固相催化反应在列管式固定床反应器中进行,而该反应器的设计开发技术大都是从国外引进,国内的装置普遍存在温差较大的问题,主要是壳程冷却剂流动分布不均的问题。

1.75
1
3 B
B
u
2 m
ds
式中：Rem
: 修正的雷诺数，Rem
d sum g
g 1 B
um：平均流速空塔气速 L：床层高度
d s : 颗粒当量直径 : 气体密度
B：床层空隙率
推导
p f l u2 dp f 1 u2
de 2
dl
de 2
de
4
流通截面积 润湿周边
内的体积）。
B
空隙体积 床层体积 1
颗粒体积 床层体积
1
VP VB
1
B P
B－床层堆积密度，
－颗粒密度
P
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。 d p
对于非球形颗粒，可将其折合成球形颗粒，以 当量直径表示。方法有三，体积、外表面积、 比表面积。
体积：(非球形颗粒折合成同体积的球形颗粒应当
L
150 R
em
1.75 1
B
3 B
u2 m d s
影响固定床压力降的因素
p u 2
m
d S L
1
3 B
B
150 R
em
1.75
4 B (1 B )SV
de：当量床层直径 dp/dl：床层高向的压强变化 ρ：流体密度 u：实际流速，通常以空塔气速um=u/εB 表示
得Ergun方程：
dp dl
150 R
em
1.75
1 B 3 B
u2 m d s
如果流体通过床层时的温度变化不大，压降相对较小，
床层填充均匀，则方程解为
P
dm
1
xi di

单段绝热式 绝 热 式 多段绝热式
二段 反应 三段 特征 四段 段间反应 气冷却或 加热方式 中间间接换热式 原料气冷激式 冷激式
不同 的传 热要 求和 传热 方式 固定床 反应器
非原料气冷激式 加压热水（＜240℃） 导热油（250~300 ℃） 熔盐（＞300 ℃）
换 热 式
对外换热式
自热式
反应气的 流动方向
体流量均等，对分布流道的制造要求较高，且要求催化剂 有较高的机械强度，以免催化剂破损而堵塞分布小孔，破 坏流体的均匀分布。
径向流动反应器中气体在垂直 于反应器轴的各个横截面上沿 半径方向流动径向流动催化床 的气体流道短，流速低，可大 幅度地降低催化床压降，为使 用小颗粒催化剂提供了条件。
径向反应塔示意图
第Байду номын сангаас章
固定床反应器
水蒸气
乙苯
6 . 1 概述
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
催化剂
产品 乙苯脱氢的绝热床反应器 6-1
一、固定床反应器的特点
结构简单 高空速 很少催化剂损耗 很小气固返混 较长的扩散时间及距离 高床层压降 床内取热供热困难 催化剂取出更新困难 催化剂颗粒大，效率低
轴向流动固定床反应器 径向流动固定床反应器
固定床反应器的分类
传热介质选用原则： 保证催化剂床层与传热介质之间有适宜的温差。
常用传热介质的温度范围
沸腾水 有机液态传热介质 100-300 ℃ 200-350 ℃
熔盐
烟道气
300-400 ℃
600-700 ℃
反应器按催化剂床是否与外界进行热量交换分为：绝热

第六章气-固相催化反应器设计本章核心内容：本章讨论的气固相催化反应反应器包括固定床反应器和流化床反应器。

在固定床反应器部分，介绍了气固相催化反应器的各种类型和固定床层的流动特性，给出了固定床反应器的两种设计方法：经验或半经验法和数学模型法。

在流化床反应器部分，在对固体颗粒流态化现象和流态化特征参数介绍的基础上，讨论了流化床反应器的分类和工业应用。

6-1 固定床反应器的型式反应器内部填充有固定不动的固体催化剂颗粒或固体反应物的装置，称为固定床反应器。

气态反应物通过床层进行催化反应的反应器，称为气固相固定床催化反应器。

这类反应器除广泛用于多相催化反应外，也用于气固及液固非催化反应，它与流化床反应器相比，具有催化剂不易跑损或磨损，床层流体流动呈平推流，反应速度较快，停留时间可以控制，反应转化率和选择性较高的优点。

工业生产过程使用的固定床催化反应器型式多种多样，主要为了适应不同的传热要求和传热方式，按催化床是否与外界进行热量交换来分，分为绝热式和连续换热式两大类。

另外，按反应器的操作及床层温度分布不同来分，分为绝热式、等温式和非绝热非等温三种类型；按换热方式不同，分为换热式和自热式两种类型；按反应情况来分，分为单段式与多段式两类；按床层内流体流动方向来分，分为轴向流动反应器和径向流动反应器两类；根据催化剂装载在管内或管外、反应器的设备结构特征，也可以对固定床催化反应器进行分类。

图6-1、6-2、6-3分别是轴向流动式、径向流动式和列管式固定床反应器结构示意图。

其中，图6-1和图6-2所示的反应器为绝热式，图6-3所示的反应器为连续换热式。

图6-1 轴向流动式图6-2径向流动式图6-3列管式固固定床反应器固定床反应器定床反应器6-1-1 绝热式固定床反应器绝热式固定床催化反应器有单段与多段之分。

绝热式反应器由于与外界无热交换以及不计入热损失，对于可逆放热反应，依靠本身放出的反应热而使反应气体温度逐步升高；催化床入口气体温度高于催化剂的起始活性温度，而出口气体温度低于催化剂的耐热温度。

第六章 固定床反应器
漳州师范学院化学与环境科学系
陈建华
6ห้องสมุดไป่ตู้1概述 概述
一:固定床反应器 固定床反应器 定义： 1. 定义：凡是流体通过不动的固体物料所形成 的床层而进行反应的装置。 的床层而进行反应的装置。 2.优缺点： 催化剂不易磨损。 2.优缺点：①催化剂不易磨损。 ②床层内流体 优缺点 平推流，较少量催化剂可获较大生产能力。 →平推流，较少量催化剂可获较大生产能力。 传热较差。 ③传热较差。
• 颗粒的定型尺寸－－最能代表颗粒性质 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。 的尺寸为颗粒的当量直径。对于非球形 颗粒，可将其折合成球形颗粒， 颗粒，可将其折合成球形颗粒，以当量 直径表示。方法有三，体积、外表面积、 直径表示。方法有三，体积、外表面积、 比表面积。 比表面积。 • 体积：(非球形颗粒折合成同体积的球形 体积： 非球形颗粒折合成同体积 折合成同体积的球形 1 颗粒应当具有的直径） 颗粒应当具有的直径） π 3 6VS 3 球 体 ： S= d ⇒ 形 积 V = dV 6 π • 外表面积： (非球形颗粒折合成相同外 外表面积： 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 应当具有的直径） 表面积的球形颗粒应当具有的直径）1 SS 2 2 球 外 面 ：SS = πd ⇒ 形 表 积 = da π
空 隙体 积 颗 粒体 积 VP ρB =1− =1− =1− εB = 床层体积 床 层体 积 VB ρP
ρB－床层堆积密度，ρP－颗粒密度
• 若不考虑壁效应，装填有均匀颗粒的床 若不考虑壁效应， 其空隙率与颗粒大小无关。 层，其空隙率与颗粒大小无关。
• 壁效应：靠近壁面处的空 壁效应： 隙率比其它部位大。 隙率比其它部位大。 • 为减少壁效应的影响，要 为减少壁效应的影响， 求床层直径至少要大于颗 粒直径的8 以上。 粒直径的8倍以上。

2、结构特点
发酵罐主要部件包括罐身、搅拌器、轴封、消泡器、联 轴器、空气分布器、挡板、冷却装置、人孔及视镜等。
1) 罐体
罐体由圆柱体及椭圆形或碟形封头焊接而成，材料为碳钢或不锈钢。 罐体需承受一定压力，通常灭菌的压力为0.25 MPa(绝对大气压)。 因此，制造完毕，要进行水压试验，压力为0.38MPa，以保证罐体 不渗漏。 罐顶装有视镜及灯镜、进料管、补料管、排气管、接种管和压力表 接管，排气管应尽可能靠近罐顶中心位置。为避免灭菌死角，在罐 体上的管路越少越好，如将进料口、补料口和接种口可会为一个接 管口。在罐身上有冷却水进出管、进空气管、温度计管和测检仪表 接口。
3) 挡板 其作用是为防止发酵液随搅拌器运转而产生旋涡，以 提高混合效果。 挡板的数量由“全挡板条件” 而确定，即在搅拌罐中 增加挡板或其它附件时，搅拌功率不再增加，而旋涡 基本消失。
W m b 0 .4 D
式中 W –– 挡板宽度，m; D –– 罐直径，m; mb–– 挡板数。
由于发酵罐内除挡板外，立式冷却蛇管等装置也起一 定的挡板作用，因此一般发酵罐中 安装4块挡板，挡
由于变频减速器价格昂贵，目前国内大多数生产规模 的发酵罐采用不变速搅拌。目前一些新建的生物制药 厂，已采用变速搅拌，它能根据不同发酵阶段对氧的 需求不同而调节搅拌转速，节约搅拌所消耗的电能。 搅拌轴一般从罐顶伸入罐内(上伸轴)， 但对容积大于100 m3以上的大型发酵罐，也可采用下 伸轴。其好处是使发酵罐重心降低，轴的长度缩短， 稳定性提高，传动噪音也可大为减弱，而且罐顶空间 可充分用来安装高效的机械消泡器及其它自控部件。 当采用下伸轴时，对轴封的要求更为严格，故通常采 取双端面轴封，并用灭菌空气来进行防漏和冷却。
四、喷射自吸式发酵罐