反应工程课件第五章
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化学反应工程陈甘棠第五章第二节
1
dyA N A RT
dl 1
DK P
分子:
NA
DAB
P RT
dy A dl
2
yA N A
NB
dyA P N A yA N A N B
dl 2 RT
DAB
2024年10月13日星期日
把分子扩散和努森扩散看成是串联过程，则扩散的总推动力
dyA dyA dyA dl dl 1 dl 2
反应级数为正: 反应级数为负:
x 1 x 1
2024年10月13日星期日
设为α级反应，外表面的浓度为cs，气相主体的浓度为 cg，对于等温定态过程：
kGa cg cs kvcs
定义:
Da kvcg 1 kGa
化学反应速率 外扩散速率
---- 丹克莱尔准数
2024年10月13日星期日
kv一定时，Da , kGa ,外扩散影响越小
散模数φL
L L
kV
c
m1 S
De
式中：
颗粒体积 L 颗粒的扩散表面积
=
2024年10月13日星期日
片状，δ为催化剂厚度
2
R 圆柱状，R为圆柱的半径 2
R 球形颗粒 3
2 L
代表了表面反应速率与内扩散速率之比
对片、柱、球状催化剂等温物料衡算
1 ln
d dl
l n
dc dl
rc
De
其中：
➢ 当 ，0等温反应， 1
➢ 当 ，0吸热反应， 1, 愈负，S愈大时，愈小
➢ 当 ，0放热反应，η有可能大于1，因为粒内温度增
高的影响可能超过浓度降低的影响。
2024年10月13日星期日
4、外扩散的影响
化学反应工程课件-5
dcA dt
kcA2
t
cA cA0
dcA kcA2
1( k
1 cA
1
cA0
)
cA= [cA0-1 + kt]-1
28
反应时间与浓度
反应速率方程：rA = k cA
dc A dt
kc
A
t
cA cA0
dcA
kc
A
11
k
(
c
A
1
1
c
A0
1
)
cA= [cA0-1 + kt]-(-1)
反应 Aproduct
辅助时间 t0
反应器体积=生产强度*(t+t0)
t N A0
dx xAf
A
Vr xA0
A
t
dc cAf
A
r cA0
A
35
间歇反应器体积计算
反应器体积=生产强度*t
生产强度＝NA 0 /cA0 cA是确定的！
36
间歇反应器设计计算过程
对于给定的生产任务，即单位时间处理的原料量 FA[kmol.h-1]以及原料组成CA0[kmol.m-3]、达到的产品
➢ 表面催化反应速率 （必须掌握）
近似稳态和速度控制步骤 速率方程推导
2
复习
3
补充作业
1. 设有反应 A B D，其反应步骤如下：
(1) A σ Aσ (2) Aσ Bσ D (3) Bσ B σ 若第一步为控制步骤，试推导其动力学方程
2. 一氧化碳变换反应：
CO( A) H 2O(B) CO2(C) H 2(D)
单位时间VR内反应
消失的物料A的量
单位时间内VR中
化学反应工程第五章课件
m
C A0
0
xAf
xA
0
xAf
xA
m P Vm VP
m 比较 P
1 (rA )
Chemical Reaction Engineering
xA
n =0 n=1
n=2
0.9
1
4
10
0.99
1
22 100
1
n=2
(rA )
P
n=1
CA0
0
xAf 1
xAf 2
xA
xA越大，相差越大
0
xAf
xA
反应移到一个管内径为125mm 的理想管式反应器中
进行，仍维持 75℃等温操作，且处理量和所要求转化 率相同，求所需反应器的管长。
Chemical Reaction Engineering
解：由于CA0 CB0 ，且是等摩尔反应，所以反应速率方程为
(rA )
kCACB
kC
2 A
此反应在理想间歇反应器中达到要求转化率所需反应时间为
基本方程
cA0 cAf
(rA )
cA0 xAf kcAn0 (1 xAf
)n
cAn 01k
xAf (1 xAf
)n
反应器型式 反应级数
一级
二级
零级
PFR
k ln 1 或 1 xA
C A e k C A0
C A0 k
1
xA xA
或
CA 1 C A0 1 C A0 k
k
CA0
xA
1
C A 1 k
Chemical Reaction Engineering
第五章 连续流动釜式反应器(CSTR) (Continuous Stirred Tank Reactor)
第五章 停留时间分布及反应器的流动模型
非理想流动模型和非理想反应器的计算
1. 离析流模型（停留时间分布模型） 离析流模型（
离析流模型的特点 特点 每个流体微团之间不发生任何形式的物质交换，互不干扰。 每个流体微团相当于一个小间歇反应器，其反应时间等于该 流体微团在反应器内的停留时间，其反应程度取决于该微团 在反应器内的停留时间。 反应器出口的总的转化率等于各流体微团对转化率的贡献。
层流反应器
E (θ ) = 0,θ < 0.5
E (θ ) = 1 2θ
2
,θ ≥ 0.5
14
非理想流动模型和非理想反应器的计算
不是所有的反应器都是理想状态， 不是所有的反应器都是理想状态，需要建立非理想流动模型 1 建模的要求： 建模的要求： 等效性（ 等效性（能够正确反映模拟 对象的物理实质）； 对象的物理实质）； 合理简化便于数学处理（ 合理简化便于数学处理（模 型参数不应超过两个） 型参数不应超过两个） 3 建模的依据： 建模的依据： 反应器内停留时间分布 2 常用技巧： 常用技巧： 对理想模型进行修正， 对理想模型进行修正， 或将理想流动模型与滞 流区、 流区、短路和沟流等作 不同组合 4 常用的非理想流动模型： 常用的非理想流动模型： 离析流模型 多釜串联模型 15 轴向扩散模型
3
进口
系统
出口
停留时间分布
2.停留时间分布的定量描述 停留时间分布的定量描述
E(t) = 0 t <0 E(t)≥ 0 t≥0
归
∞
一 化 条 件
∫ E (t )dt = 1
0
停留时间分布密度函数E 停留时间分布密度函数 (t)
4
停留时间分布
2.停留时间分布的定量描述 停留时间分布的定量描述
化学反应工程第五章
∴
Q Q 1 Q E (t )dt QE(t )dt C (t )dt C (t )dt
0 0 0 0
所以
式中
0
C (t )dt 用于表示C(t)~t连续型数据
在实验中，可以用水为流体，流经一容器，向其 入口处注入KCL溶液，立刻在出口处测定流出液 的电导值，在电导仪中转变成电信号，通过记录 仪记录电导率随时间的变化曲线，因为在低浓度 时电导率与示踪剂KCL浓度成正比，而后者又与 E(t)值成正比，故电导率曲线即相当于E(t)曲线， 由此曲线也可求得F(t)曲线。
VR
t 0
[1 F (t )]dt I (t )dt I (t ) [1 F (t )] 1
由实验测得F(t)~t曲线后， 可由此式求得I(t)~t的对应 值，给出I(t)~t曲线后，可 以进一步用积分法求得年 龄分布积累函数Y(t)~t曲线。 故不论用脉冲法或阶跃法 示踪法均可以测得4个停留 时间分布函数。
5.2.1 停留时间（寿命）分布密度函数E（t）
• 如图5.2-1所示，t=0时瞬间进入的N个流体质点 中，寿命介于t →t+dt之间的质点数dN所占总质 点数N的分率dN/N=E(t)dt，E(t)dt为一微分的分 率，E(t)= dN/N dt，其量纲为[时间]-1，称为停 留时间（寿命）分布密度函数。
t 0
• 例如某一次的考试成绩分布如下：
则平均成绩 M=∑MiXi=60*5%+70*15%+80*65%+90*15%=79 可见平均成绩是各级成绩的加权平均值。
• 流体质点在反应器中的停留时间可能值为0→∞， 停留时间为t的流体质点所占的分率为E(t)dt， 故： 平均停留时间 t 0 tE (t )dt tE (t )t 0 为避免实验结果带来的系统误差，对于离散型 数据可以除于 E (t )t i
Q Q 1 Q E (t )dt QE(t )dt C (t )dt C (t )dt
0 0 0 0
所以
式中
0
C (t )dt 用于表示C(t)~t连续型数据
在实验中，可以用水为流体，流经一容器，向其 入口处注入KCL溶液，立刻在出口处测定流出液 的电导值，在电导仪中转变成电信号，通过记录 仪记录电导率随时间的变化曲线，因为在低浓度 时电导率与示踪剂KCL浓度成正比，而后者又与 E(t)值成正比，故电导率曲线即相当于E(t)曲线， 由此曲线也可求得F(t)曲线。
VR
t 0
[1 F (t )]dt I (t )dt I (t ) [1 F (t )] 1
由实验测得F(t)~t曲线后， 可由此式求得I(t)~t的对应 值，给出I(t)~t曲线后，可 以进一步用积分法求得年 龄分布积累函数Y(t)~t曲线。 故不论用脉冲法或阶跃法 示踪法均可以测得4个停留 时间分布函数。
5.2.1 停留时间（寿命）分布密度函数E（t）
• 如图5.2-1所示，t=0时瞬间进入的N个流体质点 中，寿命介于t →t+dt之间的质点数dN所占总质 点数N的分率dN/N=E(t)dt，E(t)dt为一微分的分 率，E(t)= dN/N dt，其量纲为[时间]-1，称为停 留时间（寿命）分布密度函数。
t 0
• 例如某一次的考试成绩分布如下：
则平均成绩 M=∑MiXi=60*5%+70*15%+80*65%+90*15%=79 可见平均成绩是各级成绩的加权平均值。
• 流体质点在反应器中的停留时间可能值为0→∞， 停留时间为t的流体质点所占的分率为E(t)dt， 故： 平均停留时间 t 0 tE (t )dt tE (t )t 0 为避免实验结果带来的系统误差，对于离散型 数据可以除于 E (t )t i
天津大学反应工程课件第五章课件
c1(t)
c0(1et
)c1(t) c0
1et
dc2 (t) dt
1
c1 (t )
c2 (t)
P=2
c2 (t)
1
1
t
e
t
c0
28
P=N
F
(t)
cN
(t)
1
e
t
N
t P 1
c0
P1 p 1 !
F
(
)
e
N
N P 1
N P1 p 1!
E (
)
dF ( ) d ( )
NN
N 1!
31
5.8 流动反应器中流体的混合 基本概念 1. 宏观混合：设备尺度上的混合。
全混流与活塞流（平推流）
2. 微观混合：微团尺度上的混合。
• 完全离析 • 完全微观混合 • 部分离析
• 宏观流体 • 微观流体
32
2. 微观混合对反应速率的影响
r A
r r
2 1
0 0
(C A1+C A2)/2 C A
XA 0
XA(t)E(t)dt
25
2. 多釜串联模型
2
0
2
活塞流
？
流反应器
N
N
多釜串 反应器
2
1
单个全混 流反应器
N1
26
●多釜串平均停留时间与方差的计算（升阶法）
c0
cp-1
cP
cN
Vr
初始条件
t0 ,cp(0 )0 ,p 1 ,2 , ,N
27
dc1(t) dt
1c0(t)c1(t)
P=1
0 t
陈甘棠主编化学反应工程第五章
⑵选择性 指？
高选பைடு நூலகம்性可节约原料、减化工艺。
影响选择性的因素很多，有物理的和化学的。
就催化剂的构造而言，主要有：活性组分在
表面上的定位和分布、微晶粒度大小、载体 的孔结构、孔径和孔容等。
当遇到转化率和选择性的要求不能同时满
足时： a：如果反应原料昂贵或者产物和副产物分 离困难时，宜采用高选择性的催化系统 b：若原料价格便宜，且产物与副产物分离 不困难，则采用高转化率操作。
（4）共凝胶法
与沉淀法类似，将两种溶液混合生成凝 胶。如合成分子筛就是将水玻璃（硅酸钠）与 铝酸钠的水溶液与浓氢氧化钠溶液混合，在一 定的温度和强烈搅拌下生成凝胶，再静臵相当 长时间使之晶化、然后过滤、水洗、干燥得到。 得到的分子筛表面含有大量的正离子，部分是 容易解离的，则可与过渡金属离子（镁离子、 钙离子、锂离子）等进行交换，在硅酸盐表面 形成具有高活性、高选择性的交换型分子筛， 并有良好的抗毒性和耐热性。在炼油工业中用 量很多。
法。 均匀沉淀法是首先使待沉淀溶液与沉淀剂母体 充分混合，形成十分均匀的体系，然后调节温 度使沉淀剂母体加热分解转化为沉淀剂，从而 使金属离子产生均匀沉淀，比如尿素。 采用此方法得到的沉淀物，由于过饱和度在整 个溶液中都比较均匀，所以，沉淀颗粒粗细较 一致而且致密，便于过滤和沉淀。
沉淀法的影响因素
（3）沉淀法 借助沉淀反应，用沉淀剂将可溶性的催化剂
组分转化为难溶化合物，再经分离、洗涤、 干燥、焙烧、成型等工序制得成品催化剂。
沉淀法是制备固体催化剂最常用的方法之一，
广泛用于制备高含量的非贵金属、金属氧化 物、金属盐催化剂或催化剂载体。
对于要求特别均匀的催化剂，可采用均匀沉淀
化学反应工程-17-第五章-气固相催化反应宏观动力学
1
NA NB
NA、NB为A、B组分的扩散通量，mol•m-2•s-1。
上式简化： 比如对 A B 等类型反应， A、B在孔道中进行的是等分子逆向扩散过程。
N A N B 则 0
1 1 1 上式： D DAB DK
5.1.4 以颗粒为基准的有效扩散系数De
De为以颗粒外表面积计算基准的有效扩散系数。 问题是De如何求？
DAB 称为分子扩散系数，由下式计算：
1 1 T 1.5 M A MB 0.436 1 1 P V A / 3 VB / 3
2 0.5
D AB
式中 DAB 为A组分在B中的扩散系数，cm2•s-1；P为系统总压，kPa；T为 系统温度，K；MA、MB为A、B组分的相对分子量；VA、VB为A、B组分 的分子扩散体积（见表5-1）cm3•mol-1。表中未列气体，其扩散体积可按
yi 为I组分的mol分率；
Nj为j组分扩散通量。
工程计算时，常用Wilke简化模型，如下式：
D Am
1 yA yi D i Ai
5.1.2 努森扩散 记扩散系数为 D K，则：
DK 4850d 0
T M
式中：D K 为努森扩散系数，cm2•s-1；T为系统温度，K；M为 组分的相对分子量；d0为微孔直径，cm。
根据 S 的定义式： S
4 3 R V R 3 S 3 4R 2 SS
R 3
kV ' f C AS De
f C A f C AS C A C AS
4 3 Fr rA r dr r 3 3
单位时间球壳中A的累积量：
化学反应工程陈甘棠第五章第一节
微分反应器的优点 :
可以直接求出反应速率，催化剂用量 少，转化率又低，容易做到等温，但 分析精度对应的要高的多。
*
STEP4
STEP3
STEP2
STEP1
催化剂回转式反应器 ：
把催化剂夹在框架中快速回转,从而排 除外扩散的影响和达到气相完全混合及反应器等温的目的。使全混流式数据的计算和处理较方便。
G
适用于：
图中
*
减小化剂颗粒的直径，可消除内扩散得影响。 在恒定的质量流速下，当dp<dp*时，无内扩散的影响。
rA
dp
dp*
2)实验用反应器
实验时改变流量，测定转化率， 作图可得代表反应速率的等温线。
积分反应器:
①固定床积分反应器和微分反应器
指一次通过后转化率较大(xA>25%)的情况
宏观速率 :
整个反应过程的速率
排除内外扩散影响的速率
本征动力学 ：
反应速率
2、吸附与脱附
1）兰格缪尔模型Langmuir型
假定：
① 催化剂表面各处的吸附能力是均一的，即均匀表面 ② 被吸附分子间的作用力可略去不计（无作用力） ③ 单分子吸附 ④ 吸附的机理均相同。
A
B
C
脱附速率为：
当吸附达到平衡时：
则：
余各其步都达到了平衡状态
控制步骤
*
令：
iii）脱附控制
若
01.
为控制步骤
02.
其余各步都达到了平衡状态
03.
*
令：
令
2）幂数型的反应速率式
控制步骤
合成氨的机理模型
01
由焦姆金德吸附等温式可知：
可以直接求出反应速率，催化剂用量 少，转化率又低，容易做到等温，但 分析精度对应的要高的多。
*
STEP4
STEP3
STEP2
STEP1
催化剂回转式反应器 ：
把催化剂夹在框架中快速回转,从而排 除外扩散的影响和达到气相完全混合及反应器等温的目的。使全混流式数据的计算和处理较方便。
G
适用于：
图中
*
减小化剂颗粒的直径，可消除内扩散得影响。 在恒定的质量流速下，当dp<dp*时，无内扩散的影响。
rA
dp
dp*
2)实验用反应器
实验时改变流量，测定转化率， 作图可得代表反应速率的等温线。
积分反应器:
①固定床积分反应器和微分反应器
指一次通过后转化率较大(xA>25%)的情况
宏观速率 :
整个反应过程的速率
排除内外扩散影响的速率
本征动力学 ：
反应速率
2、吸附与脱附
1）兰格缪尔模型Langmuir型
假定：
① 催化剂表面各处的吸附能力是均一的，即均匀表面 ② 被吸附分子间的作用力可略去不计（无作用力） ③ 单分子吸附 ④ 吸附的机理均相同。
A
B
C
脱附速率为：
当吸附达到平衡时：
则：
余各其步都达到了平衡状态
控制步骤
*
令：
iii）脱附控制
若
01.
为控制步骤
02.
其余各步都达到了平衡状态
03.
*
令：
令
2）幂数型的反应速率式
控制步骤
合成氨的机理模型
01
由焦姆金德吸附等温式可知：
《化学反应工程》课件-第五章-4
CSTR
5.6.3 轴向扩散模型
1 Pe
2 2
初始条件 边界条件
0, 1, 0 1
0
,0
1
Pe
0
1
0
5.6.3 轴向扩散模型
F ( ) 1 ePe / 2
8wn
n 1
sin
wn
exp Pe2
(Pe2 4wn 4Pe 4wn2
)
/(4Pe)
• 5.8 流动反应器中流体的混合
混合早晚的影响小结
反应类型
反应
一级反应 非一级反应
混合早晚的影响 无 有
通常微观混合混合程度对转化率的影响不大， 对慢反应可以不于考虑，对快反应则必须考虑。
5.8 流动反应器中流体的混合
反应动力学
反应器设计中 须考虑
反应器的流动模型
RTD
反应物的混合尺度+混合早晚
5.8 流动反应器中流体的混合
3) 混合早晚对化学反应的影响
cA0
PFR
c A1
cA2
CSTR
cA0
c
' A1
CSTR
PFR
c
' A2
5.8 流动反应器中流体的混合
混合早晚
E(t)
tp
0.5t
t
t
0, (t p )
E(t)
1
s
t p
e s
, (t
p
)
?
CA2 C'A2
见例题5.10
rA
kC
A
(CA1 CA2 ) / 2
cA1
cA2
微观流体Biblioteka 宏观流体r' A
5.6.3 轴向扩散模型
1 Pe
2 2
初始条件 边界条件
0, 1, 0 1
0
,0
1
Pe
0
1
0
5.6.3 轴向扩散模型
F ( ) 1 ePe / 2
8wn
n 1
sin
wn
exp Pe2
(Pe2 4wn 4Pe 4wn2
)
/(4Pe)
• 5.8 流动反应器中流体的混合
混合早晚的影响小结
反应类型
反应
一级反应 非一级反应
混合早晚的影响 无 有
通常微观混合混合程度对转化率的影响不大， 对慢反应可以不于考虑，对快反应则必须考虑。
5.8 流动反应器中流体的混合
反应动力学
反应器设计中 须考虑
反应器的流动模型
RTD
反应物的混合尺度+混合早晚
5.8 流动反应器中流体的混合
3) 混合早晚对化学反应的影响
cA0
PFR
c A1
cA2
CSTR
cA0
c
' A1
CSTR
PFR
c
' A2
5.8 流动反应器中流体的混合
混合早晚
E(t)
tp
0.5t
t
t
0, (t p )
E(t)
1
s
t p
e s
, (t
p
)
?
CA2 C'A2
见例题5.10
rA
kC
A
(CA1 CA2 ) / 2
cA1
cA2
微观流体Biblioteka 宏观流体r' A
化学反应工程 第五章 非均相反应动力学
– Langmuir型
基本假设
–均匀表面（或理想表面） • 各处吸附能力相同，吸附热与表面被吸附程度无关
–单分子层吸附 –被吸附分子间互不影响，也不影响别的分子吸附 –吸附机理均相同，吸附形成络合物亦均相同
– Langmuir型
若固体催化剂被吸附分子所覆盖分率(覆盖率)为
θ （θ i表示被i组分覆盖的n分率）
KR
pRv
KS
pSv
KRKS KrKB
pR pS pB
v
v
1
v
1 K RS
pR pS pB
1 KB pB K R pR K S pS
A 1 K RS
pR pS pB
K RS
pR pS pB
KB pB K R pR K S pS
–吸附控制 对 A B R S ，为A的吸附控制
裸露部分分率：1-θ （1 i ）
以σ 表示活性点；若
i 1
A A
pA
1A
A
K A ka kd
吸附速率为：ra ka pA(1 A )
脱附速率为：rd kd A 达到吸附平衡时 ra rd
ka pA(1 A ) kdA
K i piv
K i pi 1 K i pi
i
–表面反应控制 可逆反应 A B R S
r
kr AB
kr' R S
(1
kr K AK B pA pB kr' K R K S pR pS K A pA KB pB K R pR K S pS K I
基本假设
–均匀表面（或理想表面） • 各处吸附能力相同，吸附热与表面被吸附程度无关
–单分子层吸附 –被吸附分子间互不影响，也不影响别的分子吸附 –吸附机理均相同，吸附形成络合物亦均相同
– Langmuir型
若固体催化剂被吸附分子所覆盖分率(覆盖率)为
θ （θ i表示被i组分覆盖的n分率）
KR
pRv
KS
pSv
KRKS KrKB
pR pS pB
v
v
1
v
1 K RS
pR pS pB
1 KB pB K R pR K S pS
A 1 K RS
pR pS pB
K RS
pR pS pB
KB pB K R pR K S pS
–吸附控制 对 A B R S ，为A的吸附控制
裸露部分分率：1-θ （1 i ）
以σ 表示活性点；若
i 1
A A
pA
1A
A
K A ka kd
吸附速率为：ra ka pA(1 A )
脱附速率为：rd kd A 达到吸附平衡时 ra rd
ka pA(1 A ) kdA
K i piv
K i pi 1 K i pi
i
–表面反应控制 可逆反应 A B R S
r
kr AB
kr' R S
(1
kr K AK B pA pB kr' K R K S pR pS K A pA KB pB K R pR K S pS K I
第五章 停留时间分布与反应器流动模型(化学反应工程))
第五章停留时间分布与反应器流动模型重点掌握：∙停留时间分布的实验测定方法和数据处理。
∙理想反应器停留时间分布的数学表达式。
∙返混的概念。
∙非理想流动模型（离析流模型、多釜串联模型和扩散模型）的模型假定与数学模型建立的基本思路，模型参数的确定。
∙利用扩散模型和多釜串联模型的反应器计算。
深入理解：∙停留时间分布的概念和数学描述方法。
∙停留时间分布的数字特征和物理意义。
广泛了解：∙流动反应器中的微观混合与宏观混合及其对反应器性能的影响。
停留时间分布与流动模型对于连续操作的反应器,组成流体的各粒子微团在其中的停留时间长短不一，有的流体微团停留时间很长，有的则瞬间离去，从而形成了停留时间的分布。
正如前面针对理想流动反应器的分析，停留时间分布的差异对反应系统的性能有很大影响，值得进一步深入探讨。
全混流和活塞流模型对应着不同的停留时间分布，是两种极端的情况，实际反应器中的流动状况介于上述两种极端情况之间。
本章将针对一般情况讨论停留时间分布及其应用问题，对于实际反应器的设计与分析非常必要。
具体内容包括：停留时间分布的概念与数学描述停留时间分布的统计分析理想流动反应器的停留时间分布非理想流动现象分析发几种常见的非理想流动模型非理想反应器设计与分析流动反应器中流体的混合及其对反应器性能的影响第一节停留时间分布一、举例说明停留时间及其分布∙间歇系统：不存在RTD；∙流动系统：存在RTD问题。
可能的原因有：∙不均匀的流速（或流速分布）∙强制对流∙非正常流动-死区、沟流和短路等流动状况对反应的影响釜式和管式反应器中流体的流动状况明显不同，通过前面对釜式和管式反应器的学习，可以发现：∙对于单一反应，反应器出口的转化率与器内的流动状况有关；∙对于复合反应，反应器出口目的产物的分布与流动状况有关。
二、寿命分布和年龄分布区别在于：前者指反应器出口流出流体的年龄分布，而后者是反应器中流体的年龄分布。
三、系统分类系统有闭式系统和开式系统之分。
聚合反应工程5-6
(5-4)
v 传热特性的努塞尔准数等
v 式中，P为功率消耗，qd为桨叶的排出流量，θM为混合 时间。
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聚合反应工程5-6
搅拌雷诺数NRe
v 在搅拌釜内，常以桨叶的端速ND作为定性速度， 所以搅拌雷诺数定义为：
v NRe=Dvρ/μ＝D·DN·ρ/μ＝ρND2/μ (5-1) v 式中，D为桨叶直径，N为搅拌器转速，ρ为流体
v 循环流动存在三种典型的流况： v 径向流动 v 轴向流动 v 切向流动
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聚合反应工程5-6
径向流动
v 流体的流动方向垂直 搅拌轴，沿径向流动 碰到釜壁转向上、下 两股再回到桨叶端， 不穿过桨叶片，而形 成上、下两个循环流 动。
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• 图5-1 径向流动
聚合反应工程5-6
v 化工生产过程中，经常有液-液、气-液、液-固 以及气-液-固多相体系的混合问题。
v 机械搅拌是解决混合问题的重要装置。 v 搅拌兼有混合、搅动、悬浮、分散等多种功能。
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聚合反应工程5-6
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聚合反应工程5-6
搅拌器的功能
v 混合：使两种或多种互溶或不互溶液体按工艺要求混合 均匀的操作，如溶液、悬浮液、乳液等的配制。
壁之间应留一定的空隙， 以防止固体物料的沉积。
•图5-6
•安装挡板后的流况
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聚合反应工程5-6
挡板的主要作用
v 一、使流况从主要是生成涡流或漩涡的旋转流， 改变为对混合有利的垂直流动，也即将切线流动 转变为轴向流动或径向流动，这对于增强釜内液 体的对流扩散、轴向流动和径向流动都有效；
计非常重要。
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化学反应工程第五章
成比例提高生产能力
2．串联 一级反应
A 0
第一釜
C Ao C A1 C Ao C A1 C Ao i k i 1 (rA ) kC A1 C A1
第二釜
C A1 C A2 C A1 i k i 1 kCA2 C A2
…… 第N釜
C An1 i 1 C An
两边除 dl 取 dl 0消去S 有
dCA d 2C A U DA (rA ) 0 2 dl dl
令 则
l z L
L V t u v
dCA dCA dz 1 dCA dl dz dl l dz
d 2 C A 1 d 2 C A dz 1 d 2 C A 2 2 2 l dz dl l dz dl
t
C A0 k C A0
(
X A1 1 X A1
X A1 1 X A2
X A2 1 X A2
)
一级：
(1 X A1 ) X A1 (1 X A1 ) 2
1 0 1 X A2
(1 X A1 ) 2 1 X A2 X A1 1 1 X A2
定时（h） 空速（h-1）
s
1
二.等容过程（constant volume）
C Af C Ao
(1 xAf )
C Ao C Af rAf
有 C Ao x Af C Ao C Af 一级:
rAf kCAf
代入上式
k
C Ao C Af C Af
即
相并联的意义也不大，只能提高其生产能 力，可对旧设备进行利用 。
化学反应工程第五章气固催化反应本证动力学详解
的冷凝潜热
Tayler，1928（看作固体中 的不饱和原子，固体表面 不均匀、断层、晶体边缘 及粒子间的裂缝）
活性位：催化剂表面可和被 吸附原子或分子形成强化 学键的中心
化学吸附的 微观形态
给定某一吸附剂，给定被吸附的物质（通常是气 体），给定吸附温度，当吸附压力变化时，吸附剂 的吸附能力如何变化？ 吸附等温式给出了这一变化的规律
③ 吸附项的指数是控制步骤中吸附中心参与的个数，如果 n=3，说明三个吸附中心参与控制步骤；
④当出现解离吸附，在吸附项中出现开方( KA)p项A ；
小结
1、正确书写反应速率表达式，并能给出复杂化 学反应的速率式
2、理解活化能和反应级数的意义和概念
3、气固催化反应过程的7步骤，什么是物理吸附、 化学吸附和理想、非理想吸附模型，什么是速率 控制步骤，什么叫拟平衡态。并可进行本征动力 学推导。
Ed RT
)
吸附平衡时： rA rd
A
KA pA 1 KA pA
单组分A解离吸附：A2 +2 2A
ra k a pA (1A )2
rd
kd
2 A
ka
ka0exp(
Ea RT
)
kd
kd 0exp(
Ed RT
)
吸附平衡时： ra rd
A
1
KA pA KA pA
A
KA pA 1 KA pA
： 双组分A、B吸附
Ea
E
0 a
ln
Ed
E
0 d
ln
q
Ed -Ea
(
E
0 d
E
0 a
)
(
) ln
r ka pA exp( / RT ) ln kd exp( / RT ) ln
Tayler，1928（看作固体中 的不饱和原子，固体表面 不均匀、断层、晶体边缘 及粒子间的裂缝）
活性位：催化剂表面可和被 吸附原子或分子形成强化 学键的中心
化学吸附的 微观形态
给定某一吸附剂，给定被吸附的物质（通常是气 体），给定吸附温度，当吸附压力变化时，吸附剂 的吸附能力如何变化？ 吸附等温式给出了这一变化的规律
③ 吸附项的指数是控制步骤中吸附中心参与的个数，如果 n=3，说明三个吸附中心参与控制步骤；
④当出现解离吸附，在吸附项中出现开方( KA)p项A ；
小结
1、正确书写反应速率表达式，并能给出复杂化 学反应的速率式
2、理解活化能和反应级数的意义和概念
3、气固催化反应过程的7步骤，什么是物理吸附、 化学吸附和理想、非理想吸附模型，什么是速率 控制步骤，什么叫拟平衡态。并可进行本征动力 学推导。
Ed RT
)
吸附平衡时： rA rd
A
KA pA 1 KA pA
单组分A解离吸附：A2 +2 2A
ra k a pA (1A )2
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KA pA KA pA
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KA pA 1 KA pA
： 双组分A、B吸附
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固定床反应器缺点： ① 固定床中的传热较差； ② 催化剂的更换必须停产进行；
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5
1) 绝热式催化反应器 (1）定义：反应过程为绝热进行，反应热使气体和床层 温度升高，逐渐接近最佳温度曲线。
遇到的问题：为什么要采用绝热操作？反应器如实现 绝热操作？
分析
(2）可逆放热的气-固相催化 反应过程
始组成不变，各段的操
作线斜率相同，相互平
行。
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平衡温度 线
最佳温度 线
T
17
B、原料气冷激式
Ⅰ
x
Ⅱ
Ⅲ
Ⅳ
平衡温度线 最佳温度线
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T 18
特点：
49.505
Te l
gx
0.5l
g 100 0.5a x0.5lgp4.645
1x
b0.5ax
a、由于Yi0，P不变，则x-Te，
x-Tm曲线不变，各段共用。 x
a 、 x A T m b 、 x A r A ,T m c 、当 T T m 时 r A r A , max V R V R , min
反应器进口：转化率低， 要求的操作温度高。
反应器出口：转化率高， 要求的操作温度低。
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9
实际反应过程分析 A、实际反应器进口物料转化率低，反应的最佳温度高。 B、实际反应器进口物料温度一般较低，略大于或等于环境温度。 C、将实际反应器物料较低的进口温度，加热到较高的最佳温度，
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15
A、间接换热式 a、内部间接换热式 b、外部间接换热式
Ⅰ Ⅱ
x Ⅲ
平衡温度线
最佳温度线
Ⅳ
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T
16
特点：
a、由于Yi0，P不变，则xTe，x-Tm曲线不变，各 段共用。
b、冷却过程无反应，但 x
温度变化，故各段冷却
线相互平行，且平行于 T轴。
c、虽然反应过程中转化 率变化，但原料气的初
生成石灰氮(CaCN2) 以及许多矿物的焙烧等，也都采用固定床 反应器。
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4
固定床反应器优点：
① 固定床中催化剂不易磨损； ② 床层内流体的流动接近于平推流，与返混式的反应器相
比，可用较少量的催化剂和较小的反应器容积来获得较大 的生产能力。 ③ 由于停留时间可以严格控制，温度分布可以适当调节， 因此特别有利于达到高的选择性和转化率，在大规模生产 中尤为重要。
r A dV R dN A N A 0 dx A
dT ( H R ) N A 0 dx A N i C Pi
令
（
H
）
R
N T 0Y A 0
,则
dT
N i C Pi
dx A
T T 0 ( x x 0 )
1
x
(T
T0)
x0
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B、单段适用的场合
a、转化率变化不大的反应过程
P
A T
B
x KP T
kp
( pso3 ),x p p0.5
so2 o2
ps o3 pso3 pso2
4905.5 lg kp Te 4.6455
Telgx
49.5 05 0.5lg 100 0.5a x0.5lgp4.6455
1x
建b 筑精 选课0件.5ax
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B、最佳温度曲线：X-Tm线
换热器2
转化器
绝热反应的使用——单段绝热催化反应器；多段绝
热催化反应器；连续换热式催化反应器的进口段。
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(3）单段绝热式催化反应器
x
原料气
平衡温度线
催化剂
最佳温度线
产物
建筑精选课件
T
12
A、绝热过程的热量衡算
N i C Pi dT
（
H
）
R
r A dV
R
rA
dN dV R
，
xA
N A0 N A N A0
定义：将在不同转化率XA下使反 应速率rA达到最大时温度连成曲
r(x,
线，即是最佳温度曲线。
T)
x
平衡温度线
最佳温度线
T
0 0..60
0
0.80
最佳温度曲线的作法：
a、通过实验测定 b、化学动力学控制时 ，用公式计算
T OP
Te 1ER2gTEe1 l nE E12
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8
最佳温度曲线特性：
换热式
多段绝热
单段绝热
内冷式
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外冷(热)
3
5.1.1.1 固定床反应器
定义：凡是流体通过不动的固体物料所形成的床层，进行反应 的装置都称作固定床反应器。
用途
气-固相催化反应：氨合成、 天然气转化，石油化工中的乙烯 氧化制环氧乙烷、乙苯脱氢制苯 乙烯等等。
非催化的气—固相反应：如水煤气的生产，氮与电石反应
x
平衡温度线
最佳温度线
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T
6
A、平衡曲线：X-Te线 表示在一定的温度、压力和组成下，可以达到的平
定义 衡转化率X，即最大转化率。
特性
初始组成Yi0一定，压力P一定，平衡曲线就一定。 反之改变Yi0， P，平衡曲线就改变。
平衡曲线的作法：
[生成物浓度 ]
KP
[反应物面积和热能。 D、对耐热温度较低的催化剂，有可能出现进口处的最佳温度大
于耐热温度。
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10
解决办法 采用绝热反应器。
A、气体在催化剂活性温度以上进入反应器，其后进行绝 热反应，利用放热使气体（床层）升温。
B、边反应边升温，逐步接近最佳温度曲线。
400℃<<700 ℃
40℃ 换热器1
气-固相催化反应是化学工业中应用最广、规模最大的
反应过程。据统计，按产品吨位计约90%的化工产品是通过
气固相反应过程生产的。
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2
5.1 固定床气－固相催化反应器的基本类型和数学模型 5.1.1 气－固相催化反应器的基本类型
颗粒状 态
气－固相催化反应器
换热方 式
固定床反应器
流化床反应器
绝热式
第五章 固定床气-固相催化反应工程
5.1 固定床气－固相催化反应器的基本类型和数学 模型
5.2 固定床流体力学 5.3 绝热式固定床催化反应器 5.4 连续换热内冷自热式催化反应器 5.5 催化反应过程进展
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1
气——反应物和产物为气相
固——固体催化剂
2SO2 + O2 =2SO3
炼油工业中的催化重整， 异构化，基本化学工业中的 氨合成、天然气转化，石油 化工中的乙烯氧化制环氧乙 烷、乙苯脱氢制苯乙烯等等。
b、冷却过程虽然无反应，但 反应后的气体与冷原料气混 合，温度降低的同时，转化 率也降低，故各段冷却线相 互不平行，也不平行于T轴。
b、转化率变化较大，但相应绝热温升较小，
绝热操作线斜率较大，只要一段床层就可达到
反应的目的过程。
x
平衡温度线
x 1(TT0)x0
最佳温度线
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T
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(4）绝多热段反绝应热—式—催换化热反—应—器绝热反应——换热
间接换热式
外部间接换热式 内部间接换热式
分
冷激式
原料气冷激式
类
非原料气冷激式
间接换热式+冷激式