第六章 连续操作反应器
釜式反应器操作与控制—理想连续操作釜式反应器
理想连续操作釜式反应器的计算
理想连续操作釜式反应器的计算
理想连续操作釜式反应器的计算
通过[例2-1]和[例2-2]的反应结果可以看出：完成相 同的生产任务，连续操作釜式反应器的生产时间比间歇操 作釜式反应器的生产时间要长。主要原因是连续操作釜式 反应器内的化学反应是在出口处的低浓度下进行的。
反应时间不是判别反应器生产效率高低的唯一标准，还需综合考虑
同的搅拌和加料情况，以适应工艺上的不同要求。
理想连续操作釜式反应器
管式反应器
理想连续操作釜式反应器
投资大 职工工作量大
维护成本高 操作难度高
串联釜数一般不超过4
《化学反应器操作与控制》
多釜串联的计算
多釜串联的计算
多釜串联
理想连续操作釜式反应器
n-CSTR的基础设计式
理想连续操作釜式反应器
《化学反应器操作与控制》
理想连续操作釜式反应器的特点
理想连续操作釜式反应器的特点
理想连续操作釜式反应器操作现场
理想连续操作釜式反应器的特点
流体流动符合全混流理想流动模型 连续进料和出料； 过程参数与空间位置、时间无关； 容易自动控制，节省人力。
理想连续操作釜式反应器的特点
反应物浓度、转化率、反应速率处处相等
QkJc/与hT的函数关系式在Q-T坐标图 上为一直线。
▪2. 放热速率Qr和移热速率Qc
结论： 热稳定状态点一定是定态
点，而定态点不一定都具有热 稳定性。
▪ 3.热稳定条件
定常条件：Qr=QC
▪ 稳定条件
dQr dQc dT dT
注意：：CSTR中进行吸热反应时 ，
没有热稳定性问题。
▪ 3.热稳定条件
《化学反应器操作与控制》
第六章气液固三相反应器和反应器分析
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。
（2）流型主要取决于气相和液相的流速及它们的相对流 向、流体的性质及气液两相的分布器结构和尺寸、固体的 性质和大小以及固体物的浓度、反应器的长度和直径、有 无搅拌、搅拌方式和搅拌器的结构及搅拌强度等；
（3）流体在反应器内轴向和径向上的均匀性，对反应器 性能有很大影响；
（4）过程可以通过测定各个流素停留时间分布描述各流 素的流动与混合状态。然后用适宜的流动模型模拟，并求 相应的模型参数，如多级全混流的釜数N或轴向、径向 Peclet准数Pez，Per。
1．固定床气-液-固反应器，固体在床内固定不动。随两流体 流动方向又可以分为三种方式操作，即气体和液体并流向下， 气体和液体并流向下 ，并流向上流动和逆向流动（通常是液 体向下流动，气体向上流动）见图7.1。
图7.1 固体固定型三相反应器
液体从上而下，以很薄的膜状通过固体颗粒的固定床，连续 气体以并流或逆流的形式通过床层并与液固两相接触，正常情况 下，两流体是并流向下通过固体颗粒如图7.1（a）为滴流床。
7.1.3 气-液-固反应过程研究所涉及的模型和参数
气液固反应过程，同样涉及到化学动力学，各相的流动 与混合状况，相间的质量、热量、动量传递等。由于相的增 加，物料流动与混合、质量、热量、力量传递过程要比两相 复杂，它涉及更多的参数。
化学反应器
化学反应器化学反应器是实现反应过程的设备。
化工生产过程的核心装置，也是最多而杂的部分，广泛应用于化工、炼油、冶金、轻工等工业部门。
目录分类特点操作方式生产步骤分类按操作方式分类：1、间歇操作反应器在反应之前将原材料一次性加入反应器中，直到反应达到规定的转化率，即得反应物，通常带有搅拌器的釜式反应器优点：操作弹性大，重要用于小批量生产2、连续操作反应器反应物连续加入反应器产物连续引出反应器，属于稳态过程，可以采纳釜式、管式和塔式反应器优点：适合于大规模的工业生产，生产本领较强，产品质量稳定易于实现自动化操作。
3、半连续操作反应器预先将部分反应物在反应前一次加入反应器，其余的反应物在反应过程中连续或断连续加入，或者在反应过程中将某种产物连续地从反应器中取出，属于非稳态过程优点：反应不太快，温度易于掌控，有利于提高可逆反应的转化率按流体流动及混合型式分类：1、平推流反应器物料在长径比很大的管式反应器中流动时，假如反应器中每一微元体积里的流体以相同的速度向前移动，此时在流体的流动方向不存在返混，这就是平推流。
特点：各物料微元通过反应器的停留时间相同,物料在反应器中沿流动方向逐段向前移动，无返混，物料构成和温度等参数沿管程递变，但是每一个截面上物料构成和温度等参数在时间进程中不变，连续稳态操作，结构为管式结构。
2、理想混合流反应器反应器的物料微元与器内原有的物料微元瞬间能充分混合（反应器中的猛烈搅拌），反应器中各点浓度相等不随时间变化。
特点：各物料微元在反应器的停留时间不相同，物料充分混合，返混最严重，反应器中各点物料构成和温度相同，不随时间变化，连续搅拌釜式反应器3、非理想混合流反应器实际反应器，重要是由于工业生产中在反应器中的死角、沟流、旁路、短路及不均匀的速度分布使物料流动型态偏离理想流动。
特点1、催化剂不易磨损2、较少量催化剂可获较大生产本领3、有利于达到高的选择性和转化率4、传热较差5、催化剂的更换必需停车6、催化剂应有较长的寿命操作方式化学反应器有三种操作方式：间歇（分批）式、连续式和半连续（半间歇）式。
气液反应及反应器.ppt
时， ；
B ,opt
max
y y
半间歇搅拌釜
连续加热搅拌釜
第五节 鼓泡反应器
❖ 特点：气相高度分散在液相中（持液量大、相际接触面大、 传质和传热效率高，适用于缓慢反应和大量放热情况）；结 构简单，操作稳定，费用低。
缺点：液相返混较大；气相压降较大。
❖ 型式：按结构分：
①空心式（针对热效应较大）②多段式（克服液相返混）
(C：)反应面为界面时的 ，即C吸收速率最大时的
BL C
BL
C BL
当C 时， ，（反 应面）趋向于界面、
BL
1
2
；N A
当 C 至 （0 反应面）到时达，界面、
BL
1
1
2
(C ) (v（kG6)(-D49AL）)P
BL C
kDG
L
BL
；N k P ;
max
A,max
GG
6-8 不可逆瞬间反应
即当 时2 ，M i
②瞬间反应：
M
条件——k2很大，而B供应很不充分，
即当 M 时 1，0 i
i
6-11 平行反应和连串反应
❖ 一、平行反应： 多种反应剂对一种气体的吸收过程（工业中常见）属此。 两种反应剂对同一种气体吸收的浓度分布的形式，因反应
类型不同而不同:
❖
6-11 平行反应和连串反应
❖
1 1 1 ,
K k Hk
G
G
L
1 H1
;
K kk
L
G
L
6-5 化学反应在相间传递的作用
❖ 1、化学反应可忽略的过程： 当液相中反应量<<物理溶解量，可视为物理吸收过程。 如：对液相中进行的一级不可逆反应，
第六章 生物反应器结构与设计计算
第六章生物反应器结构与设计计算由生物细胞或生物体组成参与的生产过程可统称为生物反应过程，利用生物催化剂进行反应的生物反应器在生产过程中，具有重要的作用，是实现生物技术产品产业化的关键设备，是连接原料和产物的桥梁。
在生物反应过程中，若采用活细胞（包括微生物、动植物细胞）为生物催化剂，称为发酵过程或细胞培养过程。
采用游离或固定化酶，则称为酶反应过程。
按照生物反应过程所使用的生物催化剂不同，生物反应器可分为酶反应器和细胞生物反应器。
根据反应器所需的能量的输入方式，微生物细胞反应器可以分为：通过机械搅拌输入能量的机械式、利用气体喷射动能的气生式和利用泵对液体的喷射作用而使液体循环的生物反应器等。
自上一世纪四十年代，青霉素大规模生产以来，出现了结构多异，性能和用途不同的多类生物反应器。
为配合生物加工过程，工艺条件需要对生物反应器的结构进行设计和计算，以获得较高的产率和规模化生产。
一个良好的生物反应器应满足下列要求：1）结构严密，经得起蒸汽的反复灭菌，内壁光滑，耐腐蚀性能好，以利于灭菌彻底和减小金属离子对生物反应的影响；2）有良好的气-液-固接触和混合性能和高效的热量、质量、动量传递性能；3）在保持生物反应要求的前提下，降低能耗；4）有良好的热量交换性能，以维持生物反应最适温度；5）有可行的管路比例和仪表控制，适用于灭菌操作和自动化控制。
第一节机械搅拌式生物反应器机械搅拌式生物反应器是发酵工厂最常用的类型之一。
它是利用机械搅拌器的作用，使空气和醪液充分混合，促使氧在醪液中溶解，以保证供给微生物生长繁殖、发酵和代谢产物所需要的氧气。
一、机械搅拌式生物反应器的结构机械搅拌通风发酵罐主要有罐体、搅拌器、挡板、轴封、空气分布器、传动装置、冷却管、消泡器、人孔、视镜等。
下面做简要的介绍。
1．罐体罐体由圆筒体和椭圆形或碟形封头焊接而成，材料以不锈钢为好。
为满足工艺要求，罐体必须能承受一定压力和温度，通常要求耐受130℃和0.25MPa（绝压）。
连续流反应器是什么
微反应器已经被大量应用于精细化学品、生物医药和纳米材料制备并实现了工业应用。
其在几十微米到几千微米尺度上控制流动、传递和反应过程，具有极高的混合、传热、传质效率。
微反应器内传热／传质系数较传统化工设备大１～３个数量级，特别适合于快速反应、高放热反应等。
通过微设备的串并联组合，还可以实现不同反应或分离功能的模块化集成。
微反应器技术在学术界和工业界都引起了极大的关注。
我们知道微反应器从本质上讲是一种连续流动的管道式反应器；反应器中的微通道利用精密加工工艺制造而成!特征尺寸通常在微米级别。
由于微反应器内工艺流体的通道尺寸非常小相对于常规管式反应器而言其比表面积体积比非常大。
因此微反应器具有极高的混合效率，（毫秒级范围实现径向完全混合）、极强的换热能力（传热系数可达25000W/m2.K）传热和极窄的停留时间分布（基本接近平推流）其实,对于微反应技术相对于常规反应器的优势在文献中已有不少详尽的描述。
具体到香料合成方面的应用，具有完全不同于常规反应器结构特征的微反应技术有以下几个突出的优势：1、微反应器技术可以实现反应物料的瞬间的混合和对反应工艺参数（如温度压力和反应时间等）的精确控制，可以提高反应的收率和选择性；2、实现过程的连续化和自动化控制。
从而提升工艺稳定性并确保产品质量；3、在线反应体积小保证了化学反应的安全性。
此外微反应技术消除了过程放大效应，小试工艺的最佳反应条件可以直接用于工业生产，大大缩短了工艺研发时间。
连续流反应器有着高速混合、高速传热以及反应物停留时间的窄分布、重复性好、系统响应迅速便于操作、原料使用少的特点。
据统计，在精细化工反应中有大约20%的反应可以通过微反应技术在收率、选择性或安全性方面得到提升。
微反应技术在全世界范围内香料工业研发和生产上的应用正日益增多，在可以预见的未来，这一技术必将得到广泛应用。
上海惠和化德生物科技有限公司，是一家专注于微反应器连续工艺开发及工业化的创新性高科技公司。
反应第六章
第六章如何理解活化能的工程意义是反应速率对反应温度敏感程度的一种度量？ 答：反应速率表达式为12()()i i r f T f c = ∵10()exp()cg E f T k k R T==- ∴1ln /c E k T ∝∂∂ 即1ln /c i E r T∝∂∂反应活化能直接决定了反应速率常数对温度的相对变化率大小，因此，活化能的工程意义是反应速率对反应温度敏感程度的一种度量。
简述间歇反应器？简述脉冲示踪法测停留时间分布密度的实验方法及其对应曲线？答：脉冲示踪法是在定常态操作的连续流动系统的入口处在t=0的瞬间输入一定量M 克的示踪剂A ，并同时在出口处记录出口物料中示踪剂的浓度随时间的变化。
（4分）对应的曲线为E(t)曲线，0()()()c t E t c t dt∞=⎰。
用作图法求解理想管式反应器体积？ 答：反应空时可由下图求得则由0r V V τ=可求得反应器体积。
24225C H H O C H OH 是可逆放热反应，如何优化管式反应器温度？答：该反应是一个可逆放热反应，提高温度可以提高正方向反应速率，但降低了平衡常数，从而减小了可能达到的最大收率，降低了原料的利用率。
因此，在反应器进口处，由于反应气体组成远离平衡，为提高反应速率，采用较高的温度是有利的；在反应器出口处应降低温度，以提高所能达到的平衡转化率。
整个反应器温度采用前高后低序列。
试描述催化剂在催化反应中的作用？ 什么是拟一级反应，有什么作用？答：拟一级反应是指在双组分二级反应中，其中一个组分浓度相对与另一个组分浓度很高，则高浓度组分在整个反应过程中浓度可以近似看作不变，则反应可以看作低浓度组分的一级反应，称为拟一级反应。
拟一级反应在降低二级反应后期反应时间，降低相同转化率所需时间。
简述扩散模型基本假设试用作图法说明如何优化自催化反应反应器，使其反应器体积最小？答：如图所示，自催化反应器可采用全混流反应器串联管式反应器，使整个反应器体积最小。
连续操作釜式反应器(CSTR)的计算
VR CA0 CA CA0 xAf
V0 (rA ) f (rA ) f
第六章 离婚制度
二、离婚制度的历史沿革
(一)外国离婚制度的历史沿革
1.禁止离婚主义 2.许可离婚主义
(1)专权离婚主义 (2)限制离婚主义 (3)自由离婚主义
பைடு நூலகம்
第一,有责离婚主义 第二,无责离婚主义
二、离婚制度的历史沿革
(二)我国离婚制度的历史沿革
1.我国古代的离婚制度
(1)七出 (2)和离 (3)义绝 (4)诉离
2.我国近代的离婚制度
(1)两愿离婚 (2)判决离婚
3.我国现代的离婚制度
第二节
协议离婚
一、协议离婚的概述
(一)协议离婚又称为登记离婚或自愿离婚,是指夫妻双 方在协商一致的基础上,按照行政程序解除婚姻关系的 离婚方式。
反应器内，物 料的浓度和温度处 处相等，且等于反 应器流出物料的浓 度和温度。
CA CA,in
time
CA, out
0
CA CA,O
t tresidence time
position
CA, out
0
t
x
一、单个连续操作釜式反应器的计算（1－ CSTR）
基础设计式
取整个反应器为衡算对象
0
流入量 = 流出量 + 反应量 + 累积量
CA0 xA kCA0 (1 xA)
xA k(1 xA)
CA0 xA kCA02 (1 xA)2
xA kCA0 (1
xA ) 2
二、多个串联连续操作釜式反应器 （N－CSTR）
为什么要采用N－CSTR代替1－CSTR？ 由于1－CSTR存在严重的返混，降低了反应
反应器操作与控制基础知识—反应器的操作方式
①是一非定态过程，反应器内物系组 成随时间而改变
②适合于小批量、多品种的产品生产
③不易实现自动化控制，劳动力多
④设备简单
⑤设备利用率低
二、操作方式的特点—— 2.连续操作的特点
二、操作方式的特点——2.连续操作的特点
连续操作的一般流程
01
连续进料
02
03
连续反应
连续出料
温度等的控制
二、操作方式的特点——2.连续操作的特点
连连续式式 操操作作方方 式式
的的特特 点点
①多属于定态操作，反应器内各种物系参数 不随时间而变，但随位置而变
②适合于大规模生产
③便于实现自动化控制，品质量均一
④设备结构复杂
⑤设备利用率高
二、操作方式的特点——3.半连续（半间歇）操作的特点
原料与产物只要其中的一种为连续输入或输出而其余则为分 批加入或卸出的操作均属半连续操作，相应的反应器称为半连续反 应器或半间歇反应器。
《化学反应器操作与控制》
非理想流动
非理想流动模型
理想流动模型
理想置换模型
(a) 间接换热式
二、操作方式的特点——1.间歇操作的特点
二、操作方式的特点——1.间歇操作的特点
间歇操作的一般流程
01
02
03
04
05
06
准备
投料
升温
反应
出料
清洗
关键步骤
二、操作方式的特点——1.间歇操作的特点
间歇式 操作方式
半连续操作具有连续操作和间歇操作的某些特征： 有连续流动的物料，也有分批加入或卸出的物料，因此半连
续反应器的反应物系组成必然既随时间而改变，也随反应器内的位 置而改变。
第六章 连续式操作反应器
一、单级CSTR的生化反应特征 单级CSTR的生化反应特征 CSTR
1、酶促反应的单级CSTR的反应方程 对均相的酶促反应，且反应符合M-M的动力学方程，则：
τm =
CS 0 − CS CS 0 − CS = rmax ⋅ CS rS K m + CS
CS 0 − CS rmax ⋅τ m = (CS 0 − CS ) + K m CS
dC P dC P VR = V0 ⋅ C P 0 − V0 ⋅ C P + VR dt dt 生成
dC P =0 dt
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第6章 >> 6.2 连续完全返混型反应器（CSTR） 连续完全返混型反应器（CSTR）
XS CS 0 2 rmax ⋅τ m = CS 0 ⋅ X S + K m + XS − XS 1− X S KI
P163式6-9
2
(
)
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第6章 >> >> 6.2 连续完全返混型反应器（CSTR） 连续完全返混型反应器（CSTR）
一、单级CSTR的生化反应特征 单级CSTR的生化反应特征 CSTR
V R = V L + VS
τ m = τ L +τ S
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τ L = ε Lτ m
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第6章 >> >> 6.2 连续完全返混型反应器（CSTR） 连续完全返混型反应器（CSTR）
连续式操作反应器
CS CX DCX
CX
DCX CS
Dopt
Dc D(h-1)
从上图看出：
1）在一定的稀释率下，微生物细胞生产强度(生长速率）（DCX）, 随着稀释率（D）增大而增大，当达到一定的稀释率后，其细胞 生产强度随着稀释率增大而降低。
2）稀释率在一定范围内变化，细胞浓度（CX）和底物浓度（CS）变 化很小。当增大到一定程度，其变化迅速增加。
3）稀释率增大到一定程度时，微生物细胞冲出，罐内菌体浓度为 零，底物浓度等于初始浓度，此时的稀释率称临界稀释率 （DC）。
4）对细胞生产强度而言，有一个最佳稀释率（D0pt），即细胞生 产强度最高。
5）稀释率越小，底物浓度越低，细胞产率越高（转化率高）。
单罐连续发酵（培养），当转化率要求不高时，可以使用。 如果既要转化率高，又要细胞生产强度高，单罐连续发酵就满足不了 这个条件。 如何设计才能使转化率和生产强度都高，用多级串联连续就能解决这 个问题，一般用两个罐就可满足生产要求，第一个罐用作提高生产强 度，第二个罐用作提高转化率。
CX ,opt YX S CS 0 KS KS (CS 0 KS 最大生产强度:
（PX
)opt
D C 0 pt X .opt
YX
C S max S 0
KS CS0 CS 0
KS CS 0
2
二、两级串联连续发酵（培养）
F
F
CSo
CS1
F
CXo
CS2
μ1CX1V1 CS1
CX1
第一节 酶反应连续操作反应器 （1 ）全混合式反应器（CSTR）
对底物的物料衡算式有：
V
0
cS
0
V
0
cS
化学反应工程 第六章 气-液反应及反应器
电流过程与双膜传质过程的类似
Ci Hpi
U1
U2
G
L
I U1 U2 U2 U3
R1
R2
U1 U2 U1 U2
R1 R2
R0
R0 R1 R2
U3
pG
Ci
pi
CL
GL
N pG pi Ci CL pG pi Ci CL
G / DG L / DL 1/ kG
M H（a或φ）准数数值大小的含义：
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
M （H或a φ）准数 数值大小的含义：
M或φ数值越大，反 应越快于传质，浓 CL 度分布越显著。
M H（a或φ）准数数值大小的含义：
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
M （H或a φ）准数 数值大小的含义：
M或φ数值越大，反 应越快于传质，浓 CL 度分布越显著。
三、M准数的判据
M准数：液膜中化学反应与传递之间相对速率的大小
条 件 反应类别 反应进行情况
M 0 反应可忽略 液膜液相的反应均可忽略
M 1 慢反应
反应在液相主体中进行
M 1 中速反应 反应在液膜和液相中进行
M 1 快反应
反应在液膜中进行完毕
M 瞬间反应 反应在膜内某处进行完毕
瞬
快
间
反
反
应
假设：扩散组分在气－液界面处达到气液相平衡。
双膜理论
Ci pG
δg
δL
pi
GL
G
L
CL
JG
DG
《废水生物处理》(第六章 单级连续搅拌式生物处理反应器)
第六章 单级连续搅拌式生物处理反应器
6.1.3 溶解性有机物浓度和生物量
为了计算CSTR反应器内及其出流中的基质浓度，必须知道
H 和SS的函数关系。
把
H
SS
H
K
S
SS
代入6.12，得：
（6.13）
SS
K S (1 / C b H )
H
(1 / C b H )
第六章 单级连续搅拌式生物处理反应器
6.1.2 模型形式
表6.1 好氧异养菌生长反应动力学中传统模型的化学计量参数 组分a XB,H XD SS
SO
b
过程 生 长 衰 减
过程速率 rj
1 —1 fD
—（1/YH）
（1—YH ）/YH 1—fD
μH· B，H X bH· B，H X
第六章 单级连续搅拌式生物处理反应器
6.1.3 溶解性有机物浓度和生物量
当反应器内基质浓度与入水流浓度相等时，微生物的生长 速率达到最大：
H
SS0
H
max
K
S
SS0
（6.15）
第六章 单级连续搅拌式生物处理反应器
6.1.3 溶解性有机物浓度和生物量
因此，当方程6.12中的 H 等于方程6.15中的 H max 时，可 以得到最小固体停留时间SRT，即 C min ：
( 1 , 2 ) A1 ( 1) A k ( k 1 , 2 ) A k 1 ( m , 2 ) A m 0 r 2
( 1 , n ) A1 ( k , n ) A k ( k 1 , n ) A k 1 ( 1) A m 0 r n
第6章 生化反应器的传递过程
对于三角瓶OTR＝kLαC *＝0.02*60* 4.2*0.001g /(L ⋅ h)＝0.005g /(L ⋅ h)，
此时的细胞最大浓度为C
＝
X
0.005 0.27
g
/
L＝0.0187g
/
L
同样，对于CSTR，OTR＝kLαC *＝0.025g /(L ⋅ h)，
f= 1 3
(D / d )(HL / d ) = 1.17
P∗ = fP = 2.57 ×109W
6.5 与上题相同条件下，若在发酵罐中通入空气量为 6m3/min（操作状态下），试 求通气时所需搅拌功率。 解：由题意可得
由于反应器中通人气体，需要引入通气准数Na
=
QG n d3
=6 150 × 0.73
2、氧从气相主体传递到细胞内部需要八步，其中重要的步骤在于气－液两相间 的液膜阻力。通过双膜理论模型，可推导氧的气液传质速率方程为
OTR = kLα (C * −C) 。
3、当细胞培养处于稳态、符合 Monod 方程时，细胞对氧的消耗速率与传质速率
相等，即 qO2 ,max
C KO2 + C
CX
= kLα (C * −C) 。
4、从氧的传质速率方程可以看出影响的因素有：氧在培养基中的溶解度；氧的 体积传质系数。前者可以通过通入富氧或增加反应器压力的方式实现，后者可以 通过改变培养基物性（粘度、表面张力等）、操作条件（搅拌、通气量等）、反应 器结构等方面来改变。
5、由于氧体积传质系数在反应器设计中具有重要的影响，因此对于获得准确的 传质系数 kLα 必须通过实验来测定。主要的测定方法有：亚硫酸钠氧化法、葡萄 糖氧化酶法、动态法和稳态法等多种。
第六章 气液固三相反应器和反应器分析
（5）均相副反应量越大。
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；
效率因子低下； （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。
图7.1（c）为气液并流向上的填料鼓泡塔反应器，持液量大，液相 和气相在反应器中混合好，液固间的传热性能好，适用于反应热效
7.2 气-液-固反应的宏观动力学
7.2.1 过程分析 气液固催化反应过程是传质与反应诸过程共同作用，互相影响的三 相反应过程，由多个步骤组成的过程。对于组分通过气液相的传递过程， 本节采用双膜模型，设气相反应组分A与液相反应组分B，在固体催化剂 作用下，反应如下：
A( g ) bB 产物
7.1.3 气-液-固反应过程研究所涉及的模型和参数
气液固反应过程，同样涉及到化学动力学，各相的流动
与混合状况，相间的质量、热量、动量传递等。由于相的增
加，物料流动与混合、质量、热量、力量传递过程要比两相 复杂，它涉及更多的参数。
1．流动模型及相关参数 （1）反应器的流动模型决定了三相间的传递特性，决定
1
（7.10）
1 1 RQ (cQs cQLi ) k a k a Qs p QL K LSQ (cQs cQLi ) qk p (1 f ) cAs
第六章-化学制药中的“危险工艺”第三节 连续流反应技术及其在“危险工艺”中的应用
3
★ 优势
1. 反应器尺寸小，传质传热迅速，易实现过程强பைடு நூலகம்。 2. 参数控制精确，反应选择性好，尤其适合于抑制串
高温下：
7
例如：8-溴-1-氢-喹啉-2-酮的硝化反应
8
3.加氢工艺
人们通过将催化剂固定在通道表面，气相在通道 内流动，液相沿通道壁流动，使反应物之间有比较大 的接触面积，从而可有效提高反应速率和效率。此外， 多数氢化反应属于放热反应，在反应过程中需要进行 有效的散热。相比于传统的釜式反应器，连续流反应 装置具有更大的比表面积，从而可使氢化反应所产生 的热量有效散除，因而具有更高的安全性。
9
例如：1,4-苯二氮䓬骨架的合成
传统的釜式催化加氢反应中，采用钯或钌作为催 化剂时几乎得不到预期产物；使用铁或亚铁盐催化时 还原收率较低，仅为51%。而通过连续流反应，同样 采用钌作为催化剂时，目标产物的收率可达94%，且 固载催化剂易于回收利用，催化效能持久。
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4.重氮化工艺 在连续流反应技术中，反应物之间接触面
积大，且反应物料停留于反应通道内的时间较 短，因此可避免重氮化工艺中所生成的重氮盐 等不稳定中间体的积聚，也可有效避免偶合等 副反应的发生。
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例如：2-乙基苯肼盐酸盐的合成
反应总停留时间不到31分钟，产 物收率可达94%，纯度为99% 。
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5.氟化工艺 采用连续流反应技术是解决氟单质直接氟
化危险性非常有效的手段。
反应器介绍(操作方式、操作条件)
反应器介绍简介用于实现液相单相反应过程和液液、气液、液固、气液固等多相反应过程。
器内常设有搅拌（机械搅拌、气流搅拌等）装置。
在高径比较大时，可用多层搅拌桨叶。
在反应过程中物料需加热或冷却时，可在反应器壁处设置夹套，或在器内设置换热面，也可通过外循环进行换热。
反应器的应用始于古代，制造陶器的窑炉就是一种原始的反应器。
近代工业中的反应器形式多样,例如:冶金工业中的高炉和转炉；生物工程中的发酵罐以及各种燃烧器，都是不同形式的反应器。
类型常用反应器的类型（见表）有：①管式反应器。
由长径比较大的空管或填充管构成，可用于实现气相反应和液相反应。
②釜式反应器。
由长径比较小的圆筒形容器构成，常装有机械搅拌或气流搅拌装置，可用于液相单相反应过程和液液相、气液相、气液固相等多相反应过程。
用于气液相反应过程的称为鼓泡搅拌釜（见鼓泡反应器）；用于气液固相反应过程的称为搅拌釜式浆态反应器。
③有固体颗粒床层的反应器。
气体或(和)液体通过固定的或运动的固体颗粒床层以实现多相反应过程，包括固定床反应器、流化床反应器、移动床反应器、涓流床反应器等。
④塔式反应器。
用于实现气液相或液液相反应过程的塔式设备，包括填充塔、板式塔、鼓泡塔等（见彩图）。
⑤喷射反应器。
利用喷射器进行混合，实现气相或液相单相反应过程和气液相、液液相等多相反应过程的设备。
⑥其他多种非典型反应器。
如回转窑、曝气池等。
操作方式反应器按操作方式可分为：①间歇釜式反应器,或称间歇釜。
操作灵活，易于适应不同操作条件和产品品种，适用于小批量、多品种、反应时间较长的产品生产。
间歇釜的缺点是：需有装料和卸料等辅助操作，产品质量也不易稳定。
但有些反应过程，如一些发酵反应和聚合反应，实现连续生产尚有困难，至今还采用间歇釜。
间歇操作反应器系将原料按一定配比一次加入反应器，待反应达到一定要求后，一次卸出物料。
连续操作反应器系连续加入原料，连续排出反应产物。
当操作达到定态时，反应器内任何位置上物料的组成、温度等状态参数不随时间而变化。
6连续操作反应釜的计算2015.11.9讲解
课前思考
1.反混的定义、危害？
2.间歇操作釜式反应器存不存在反混？为什么?
3.连续操作釜式反应器存不存在反混？降低反混 的措施？
二、多个串联连续操作釜式反应器
单个连续操作釜式反应器存在严重的返混，使反应器内 反应物的浓度下降，降低了大多数反应的反应速率。
由于返混，有些物料质点在釜内停留时间很长，容易在 某些反应中导致副反应的增加。
它造成了反应物高浓度的迅速消失，导致反应器的生产 能力下降。
降低反混的措施： 多个连续操作釜式反应器串联
具 有 相 同 的 出 口 转 化 率
只有在最后一个釜的反应物浓度与单釜操作时相同，处 于最低的出口浓度，其它各釜的浓度均比单釜操作时的 浓度高 ；提高了反应速率。
2、多釜串联连续釜式反应器的计算
（1）返混
返混不是一般意义上的混合，它专指不同时刻进入反应器
的物料之间的混合，是逆向的混合，或者说是不同年龄质 点之间的混合。返混改变了反应器内的浓度分布，使器内 反应物的浓度下降，反应产物的浓度上升。 返混是连续化后才出现的一种混合现象。 间歇反应器中不存在返混，理想置换反应器是没有返混
的一种典型的连续反应器，而理想混合反应器是返混达 到极限状态的一种反应器。
由于返混，有些物料质点在釜内停留时间很长，容易在 某些反应中导致副反应的增加。
为了降低返混的程度，又发挥其优点，可采用多个连续 操作釜式反应器的串联。 （1）抑制返混的程度； （2）在各釜内控制不同的反应温度和物料浓度以及 不同的搅拌和加料情况，以适应工艺上的不同要求。
1、返混及其对反应过程的影响
已知： VR cA0 xA cA0 cA
v0 (rA) (rA)
求：一级、二级反应的平均时间公式？ 并比较间歇反应器的一、二级的反应时 间？
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d (cxVR ) V0 (cx 0 cx ) rxVR dt d (cSVR ) V0 (cS 0 cS ) rSVR dt d (cPVR ) V0 (cP 0 cP ) rPVR dt
连续培养在稳定态操作时一般体积不发生变化,即
dV R 0 dt
于是上述各式可变为
一般情况下，cp0＝0，在稳定态时，
V0 rP cP DcP VR rP 1 qP c X cP YP / X c X D D D KS D 或cP YP / S (cS 0 cS ) YP / S cS 0 max D
6．2．2．5 考虑维持代谢或死亡的操作特性
6 连续式操作反应器
6.1 概述
6.1.1 连续操作的特点
连续操作在以下各点表现其优越性：
• 连续操作有利于过程的研究和分析；
• 对连续反应可进行高效的过程控制； • 连续操作的产品质量稳定； • 连续操作的生产效率较高。
连续操作也存在一些缺点。
它对细胞生长时同步产生的代谢副产物的生成不能控制； 操作周期过长，容易受到杂菌污染； 需要使用费用较高的检测手段和控制设备等。
6．2．2 细胞反应时的单级CSTR
6．2．2．1 单级CSTR的通用衡算模型
对单级CSTR的连续培养，假定培养液混合均匀，则通用衡算方程为
细胞：累积＝流入+生长-流出(=流入-流出+生长) 底物：累积＝流入-消耗-流出(=流入-流出-消耗) 产物：累积＝流入+生成-流出(=流入-流出+生成) 因此有以下衡算方程组：
dcx D(cx 0 cx ) rx dt dcS D(cS 0 cS ) rS dt dcP D(cP 0 cP ) rP dt
6．2．2．2 简单反应时CSTR的操作特性
dc x ( D )c x dt
当稳态时 dcx 0 dt ( D)c x 0 D max cS K S cS
此时反应器中细胞质量浓度为
c X ,opt YX / S cS 0 K S K S cS 0 K S ( p X ) max Doptc X ,opt YX / S max
c
S0
KS KS
2
DCri max
cS 0 K S cS 0
cS K S cS 1 YX / S cX
K S cS 0
cS cS 0
max cS 0
1 YX / S
cX K S D D max D
由上式可求得为达到一定的细胞浓度cX所要求加入培养基中的底物浓度cS0
平均停留时间τm为：
d (cSVR ) V0 (cS 0 cS ) rSVR 0 dt 1 VR cS 0 cS (cS 0 cS )YX / S ( K S cS ) m D V0 rS maxcS c X
6．2．2．3 底物抑制时的操作特性
Dc max
cS 0 cS 0 KS 1 K SI
cS 0
6．2．2．4 产物生成与抑制时的操作特性 对培养过程中的产物生成、可由对产物的质量平衡进行衡算，即
dc P V0 cP 0 rPVR V0 cP VR dt
6．2．3 带细胞循环的单级CSTR
对底物衡算式为
在稳态条件下
max
cS K S ( D kd ) cS K S cS max kd
YX / S D cX D kd m YX / S
ห้องสมุดไป่ตู้
K S ( D kd ) cS 0 max kd
6．2．2．6 固定化细胞培养时的操作特性
dcx D(cx 0 cx ) rx dt dcx D(cx 0 cx ) ( kd )cx dt dcx Dcx 0 ( k d D)cx dt
c x 0 0, 稳态, 则： ( k d D)c x 0 D kd 或 k d D
如果cs0>>KS,则： Dc≈Dopt ≈μmax cX,opt ≈YX/SCS0 (Px)max ≈ DcYX/SCS0
归纳起来．对Monod动力学的恒化器有下述关系:
cS 0 D max 1 YX / S cX 1 YX / S cX 1 YX / S cX
max
Ks D cS max D c X YX / S (cS 0 cS ) Ks D c X YX / S (cS 0 ) max D
对有些CSTR的细胞连续培养，过程优化的目标函数为 单位时间单位体积的细胞产量Px最大，Px一般称为细 胞产率。
Ks D PX DcX DYX / S (cS 0 ) max D dPX 0 dD Dopt Ks max (1 ) K s cS 0
假定CSTR中进行等温均相反应，反应器有效体积恒定不变，基
本设计方程为
流入速率＝流出速率十反应消耗速率十累积量 对底物s的物料衡算式为
6.2 连续操作搅拌槽式反应器（CSTR）
6.1.1 酶反应时的单级SCTR
如果为固定化酶反应，由于有液固两相和内扩散的影响存在，底物的物 料平衡式为:
6.1.2 理想流动反应器的模型方程
• 根据连续操作反应器中物料的流动情况， 可建立两种理想流动反应器模型，即全混 流反应器(CSTR)和平推流反应器(CPFR)。 • 前者是连续操作的机械搅拌槽式反应器的 理想模型。 • 后者的实际反应器型式有连续操作的管式 反应器、管式固定床反应器和气体搅拌的 塔式反应器等。