化学反应器

第七章
§7--0 概述 一.反应器分类
基本反应器
1按结构分类:
釜式：间接加热的搅拌容器——液相反应 管式：平式直管，传热效果好——气相反应 塔式：直立圆筒——气液相反应 固定床 床式：直立圆筒——气固相反应 流化床
2.按操作方法分类
间歇式：加料—反应—出料，下一循环 连续式：加料—反应—出料同时进行 半连续式：一种物料连续，一种物料间歇 均相——釜、管 非均相——塔、床 等温反应器，温度变化可忽略 变温反应器，换热，T仍显著变化 绝热反应器，不换热，反应热由产物带走
1 dnA 恒容时： rA V dt (rA) (rB) (rS ) (dnA) : (dnB) : (dnS ) a : b : s ∴ a b s
dns 1.定义 rs d (V , t )
dnA nA 0 dxA dxA (rA) nA 0 d (V t ) d (V t ) d (V t )
对第一釜有：
对第二釜有：
.................................................................................
对第n釜有： 式中：CAn——第n釜的出口浓度,是从1→n逐釜降为CAn的, 第n釜中的浓度变化量为CAn-1-CAn , 而不是CA0-CAn。 xAn—第n釜的出口转化率, 是从1→n釜, 逐釜升至xAn 的, 第n釜中的转化率为xAn-xAn-1，而不是xAn-xA0。 1.解析法：适用于已知动力学方程及N、VRi、Ti、v0的反应 体系
一般使nH2O : nCO = 4～6:1 → 5:1
变为拟一级反应后，转化率达99%所耗时间仅为原需时间 的1/21.5，大大缩短。
例3 已知： 为二级反应,求CA0从1 和5 kmol/m3降 到 CA=0.01kmol/m3的t反 。
可见：对于二级反应，当A的残余浓度很低时，可增大起始浓 度CA0以提高产量，而t↗很少。
式中：CA、nA 、V是任意τ时刻(转化率为xA)时, A的浓度、
(nA0*xA—反应消耗A摩尔数)
(nT—t 时刻体系总mol数)
…膨胀因子—每转化1molA引起 反应体系总摩尔数的变化量。
∴ nT
1.
A的起始mol分率
2.
(δA=0时还原)
3. pA--xA 首先求任意时刻A的摩尔分率Z ：∵p =P*Z A A A
以CA对1/(-rA)作图，曲线下CA→CA0之间的面积即为tS 。
2.对非定容的气相反应（不作要求）
而 ∴需先找到(-rA)~xA关系，即先找CA~xA关系： ∵CA=nA/V ∴要找 nA~xA和 V~xA关系, 而nA=nA0(1-xA) 而V~nT~xA，先找nT~xA 摩尔数、反应体系体积。 对于变容(气体)反应： 以A为关键组分, 以xA表示反应的转化率, 则反应表示为：
kmol/h
作业： P44 1、3
§7-3 间歇釜中一级反应与二级反应的比较
一级：
t反只与xA有关，与CA0无关，CA0/CA亦可表示转化率。
二级：
t反既与xA有关，又与CA0有关。
例2 设
t1/t2=1
即：对二级反应，xA从0—0.9的耗时是xA从0.9—0.99耗时 的十分之一。可见：反应级数ｎ越大，xA越高，反应时间 增加越快，因此对高级数的反应，应设法使某一廉价原料 过量，以↓反应级数n，减少反应时间。
例4（习题3）：
酸A+醇B→酯D + 水E 60 74 116 18 解：液相酯化反应—定容
M
v0
§7-4 管式反应器—平推流反应器—活塞流反应器 plug flow reactor（PFR） 一. 管式反应器的特点： 将管式反应器中流体的流动理想化成无摩擦力的反应器 1. CA, (-rA), xA均随管长l 变化，但同一截面为定值。 2. 各物料微团的 t停都相等。（设为理想排挤流动模型）
3.按反应物相态分类
4.按温度变化分类
二、反应器内物料的流动状况—物料的停留时间分布 1.理想排挤流动模型—活塞流 停留时间t完全相同 反应器内物料的流动象气缸中活塞的平动一样，齐头并进，在 与流动方向垂直的截面上各质点的 u、 p、t 完全相同 VR—有效容积 v—体积流量 2.理想混合流动模型 停留时间分布在0→ ∞区间内。
§7-6
返混对简单反应的影响
1. 由于返混使反应物的浓度在进釜的瞬间降到与出口浓 度相等，并始终在较低的CA、(-rA)下反应。
2. 由于反应在低的CA下进行,故达相同xA所需t反长，VR 大。
3、xA↑，VR↑，且VR比xA↑快得多。 4、xA↑，(VR)P↑，(VR)S↑，且(VR)S↑比(VR)P↑快得多。
CA CA 0
CA 0
3.图解法求解——只有CA～(-rA)或xA～(-rA)数据，无速率方程时。
化1
VR
2. 反应器总容积—VT 由于反应体系的发泡、沸腾等因素，必须VT＞VR 设：VR / VT=φ 装料系数 （0.5～0.8） 注意 v0的单位与时间单位配套
4、原料的体积流量v0 的计算
(rA) * VR (dnA / dt) nA0 * dxA / dt
xA：A的转化率
VR=V0=Vx 2. 解析法——适用于已知动力学方程的反应体系 a. 一级反应等温等容反应 (-rA)=kCA=kCA0 (1-xA)
dCA 1 dCA 1 1 1 1 1 t反 - C A0 kCA 2 CA C A 2 k k C A CA k C A C A 0
混合——几何位置不同的物料粒子之间的参合。 间歇釜：有混合、无返混。 管式反应器：无混合、无返混。 全混流反应器：有混合、更有返混。 二、设计方程： 在稳定流动、稳定反应过程中，以整个 反应器对A组分进物料衡算： 由于无积累： or： 均为定值
由于该釜中只进行液相反应，即为定容反应： 则有：
即： v0 CA0 xAf = (-rA) VR
(-rA)*dVR= -dFA= v0CA0dx
管式反应器基本设计方程
tS=VR/v0—空间时间
tS=VR/v0—空间时间
变容过程：当Δν﹥0，分子数增加,使t停﹤tS (VR=10m3, v0=2m3/s,则tS=5 s,但由于体积膨胀使 t停↓，使物料不到5s 就离开了反应器)；当Δν﹤0，分子数减少，使t停﹥tS 。
N=1 全混流反应器—返混程度最大, t 分布在0--∞ N=∞ 管式反应器—无返混, t =常数 N 反映反应器的返混程度，实际反 应器常用N表示返混程度的大小。
如图： CA-VR曲线变为N步阶梯
注意xA1, xA2, xAn , xAN 分别是第一釜，第 二釜，第n釜，第N釜的积累转化率，而第 n釜内的转化率为xAn-xAn-1。
作业：
P45
7、8
§7-7 多级串联反应器 在间歇釜、管式反应器、全混流反应器中
间歇釜
管式反应器
全混流反应器
由于全混流反应器中CA, (-rA), xA为定值，温度、浓度处处一 致，操作稳定，易于控制并实现自动化，产品质量稳定。但反应速 度低，在相同xA时所需VR大，投资巨大，为克服此缺点，设法使CA 逐步减小，即设法用N个小釜代替一个大釜，则既有温度、浓度一 致, 操作稳定, 产品质量均匀的优点, 又有(-rA)较高的优点。如图：
二. 设计方程 由于CA, (-rA), xA均随管长 l 变化，故只能在dVR内对A 组分进行物料衡算：对于稳定流动反应过程，无积累。
A的进入速率= A的流出速率+ A的消耗速率
FA=FA+dFA+(-rA)*dVR……(1)
∵FA =FA0(1-xA)=v0CA0(1-xA) ∴dFA=-v0CA0dx……(2)
G——反应物质量流量 ρ——反应物的密度
F——反应物摩尔流量
FA0——A组分起始摩尔流量
例1：在间歇釜中进行己二酸A与己二醇B等摩尔比酯化反应，已知： (-rA)=kCACB k=1.97升/kmol min 解：二级反应，A、B等 摩尔消耗，故 每天处理2400kgA
每天处理2400kgA, 每小时100kg
或据： 求出1/(-rA)，在CA～1/(-rA)坐标图上画出高为：1/(-rA)，长 为： CA0-CA的长方形，其面积S即为 t平均。如图：
3. CA、xA随有效容积变化关系图
例6(8-6)： xA 管式 间歇釜 串联釜N=2 全混流反应釜 0.8 1.45 2.16 3.17 7.234m3 0.9 3.25 3.43 6.79 32.55 m3 可见：全混流反应釜的VR 远大于其他类型的反应器。
不论先后进入反应器的物料立即充分混合，均 布分布，任意时刻的出口浓度与反应口内的浓度相 等。物料的停留时间分布在0→ ∞区间内。 由于停留时间对反应的结果产生很大的影响， 因而提出理想流动模型的概念，以理想流动模型中 的停留时间分布作为实际的反应器的参考依据。
§7-1动力学基本概念 一.化学反应速率的定义式 对于反应：
第二篇
化学反应工程
一、研究内容：工业反应器的分类及正确选择，合理设计，有效放 大，最优化控制及反应器的评价。
二、研究方法：结合微观动力学方程和宏观传递过程两方面的规律 建立起描述反应器内各参数的数学模型（ xA～t反=t停 ～VR ） 对反应器而言，总希望达一定转化率，所需反应器体积最小， 或生成的目的产物最多，这与反应的动力学特征、反应器的结构特 征及操作方法有关，一般是从这两方面入手得到设计方程。
一、多级串联反应器特点 各小釜内CA，(-rA) 既不随时间而变，又不随位置而变， 存在强烈的返混，t停分布在t1→t2区间内；但CA，(-rA)随N 变化。整个反应器存在一定程度的返混，各物料微团的t停 分布在t`1→t`2区间内。 二、设计方程 由于多级串联反应器一般只进行液相反应，视为定容 反应。由于各小釜内CA , (-rA)不随时间t和位置变化，故每 一个小釜就是一个全混流反应器，所以逐釜应用全混流反 应器的设计方程，可求出每一个小釜的容积，则反应器总 容积可求。 全混流反应器的设计方程为：
∵ dCA=-CA0*dxA
以浓度定 义的速率
以转化率 定义速率 2.定义 注意：V—反应物体积，V0 —起始反应物体积，Vx—转化率为xA时 的反应物体积；VR—反应器有效容积；VT —反应器总容积；v0 — 反应物起始体积流量
§7-2 间歇操作搅拌釜式反应器——间歇釜
一、间歇釜的特点
1.间歇操作，存在装料、调温、出料、清洗等辅助时间t`。 2.釜内CA, xA, (-rA)～t反变化，但不随位置变化。 3.各物料微团的 t停 都相等。 二、反应时间的计算 1.基本公式 以整个反应釜在dt 内对A组分作物料衡算得： (因为浓度随时间变而不随位置变，故需取时间微元) 在dt 内：A的进入速率=A的流出速率+A的消耗速率+A的积累速率
1. 定容反应过程 ∵FA =FA0(1-xA) v0=v=vf ∴ CA=CA0(1-xA) dCA=- CA0dxA
①解析法求解: 对等温一级反应: A→R
对二级等温反应：2A→R+S ∵
例5：8-5 P 34 例8-2的反应 ②图解法求解： 以 xA对1/(-rA)作图，曲线下0→ xA之间的面积即为：
4. pB--xA
5. rA--xA
对于变容一级反应有设计方程：
对于二级反应：
对于二级反应：
化材3
作业：
P45 10——（1）、（2）
§7-5 全混流反应器（理想混合反应器）
一、特点： (continuous stirred tank reactor，CSTR) 1、连续操作，进料、反应、出料 同时进行。 2、CA,(-rA),xA不随时间而变，亦不随位置而变，为一定值。 3、存在着强烈的返混——在反应器内停留时间不同的物料粒子之 间的参合——各物料微团的停留时间t停分布在0→∞的区间内。
全混流反应器基本设计方程
1、解析法 对一级反应：Hale Waihona Puke Baidu
对二级反应：
例：8-6 P36
解：二级反应：
2、图解法：对于
因为(-rA)定值 ∴随xA↗，1/(-rA)不变 而为水平线。所以，求出1/(-rA)，在 xA～1/(-rA)坐标图上画出高为：1/(-rA)， 长为xA的长方形，其面积S即为： =VR/v0 可求VR