任务5连续管式反应器设计
管式反应器结构、流程及仪表介绍
管式反应器结构、流程及仪表介绍全文共四篇示例，供您参考第一篇示例：管式反应器是一种常见的化工设备，用于在一定条件下进行化学反应。
它的结构、流程和仪表的设计及运用对于生产过程起着至关重要的作用。
下面我们将介绍一份关于管式反应器结构、流程及仪表方面的详细内容。
一、管式反应器的结构管式反应器通常由反应器主体、加热装置、搅拌装置和控制系统组成。
其中反应器主体是由管道、容器和支撑构件构成的，通常采用不锈钢或碳钢材料制造，以确保其具有良好的耐压性、耐腐蚀性和密封性能。
加热装置主要包括外部加热方式和内部加热方式，以确保反应物在适当的温度下进行化学反应。
搅拌装置则能够保证反应物在反应器内充分混合，使反应过程更加均匀。
控制系统则通过传感器、执行器和控制器来监控和调节反应器的各项参数，从而确保反应过程的安全、稳定和高效。
二、管式反应器的流程管式反应器的流程通常包括加料、反应、卸料和清洗等步骤。
需要将反应物通过管道加入反应器主体中，然后通过加热装置使反应物达到所需的温度。
在反应过程中，搅拌装置将反应物进行充分混合和反应，直至达到反应末态。
接着，对反应产物进行卸料处理和清洗反应器，清除残留物和污垢，为下一轮的生产做好准备。
三、管式反应器的仪表介绍管式反应器的仪表通常包括温度传感器、压力传感器、液位传感器、流量计和控制器等。
温度传感器用于实时监测反应器内部的温度变化，确保反应温度的稳定性。
压力传感器用于监测反应器内部的压力变化，保证反应过程的安全性。
液位传感器用于监测反应物的液位变化，确保反应器内反应物的稳定供应和控制。
流量计用于测量反应物的流量，控制反应物的进出流程。
控制器则根据传感器所得的数据来对反应器进行自动控制，以确保反应过程的精准性和稳定性。
总结：管式反应器作为一种重要的化工设备，在化学生产过程中扮演着不可替代的角色。
正确的结构设计、合理的操作流程以及精准的仪表控制，对于保证生产过程的安全、高效和稳定至关重要。
任务5连续操作管式反应器的计算(精)
1 A [(vL vM ) (v A vB )] vA 1 n 一般式为： A vi v A i 1
例： 计算下列反应的化学膨胀因子 1. A+B＝P+S 2. A＝P+S 3. A+3B＝2P 4. 2A＝P+2S 解：
[( 1 1 ) ( 1 1 )] 1、 A 0 1 [( 1 1 ) 1 ] 2、 A 1 1 3、 A [2 (1 3)] 2 1 4、 A [(1 2) 2] 1 2 2
物料衡算
微元时间微 微元时间内 微元时间内 微元时间微元 进入微元体 离开微元体 体积内转化掉 元体积内反 的反应物量 应物的累积量 积的反应物量 积的反应物量
恒温变容管式反应器的计算 气相反应：
Vt V0 (1 y A0 A xA )
Ft F0 (1 y A0 A xA )
c A c A0
(rA ) A0 1 dnA dxA V d 1 y A0 A x A d
气相反应在恒温下进行：A+B→P，物料在连续操作管 式反应器的初始流量为360m3/h，组分A与组分B的初 始浓度均为0.8kmol/m3，其余惰性物料浓度为 2.4kmol/m3，k为8m3/（kmol ·min）,求组分A的转 化率为90%时反应器的有效体积。
VR 1 2 FA0 kcA0 xA 2 2 2 2 A y A0 (1 A y A0 ) ln(1 x A ) A y A0 x A (1 A y A0 ) 1 x A
管式流动反应器内的非恒温操作可分为绝热式 和换热式两种。 • 当反应的热效应不大，反应的选择性受温度的 影响较小时，可采用没有换热措施的绝热操作。这 样可使设备结构大为简化，此时只要反应物加热到 要求的温度送入反应器即可。 • 如果反应过程放热，则放出的热量将使反应后 物料的温度升高。如反应吸热，则随反应的进行， 物料的温度逐渐降低。当反应热效应较大时，则必 须采用换热式，以便通过载热体及时供给或移出反 应热。 管式反应器多数采用连续操作，少数采用半连 续操作，使用间歇操作的则极为罕见。
管式反应器介绍
图3.7直管
管式反应器的结构
二，弯管
弯管结构与直管基本相同（见图3.8）。弯头半径R≥5D （1±4%）。弯管在机架上的安装方法允许其有足够的伸缩 量，故不再另加补偿器。内管总长（包括弯头弧长）也是8 米。
图3.8
弯管
管式反应器的结构
三，密封环 套管式反应器的密封环为透镜环。 透镜环有两种形状。一种是圆柱形的， 另一种是带接管的T形透镜环，如图3.9. 圆柱形透镜环用反应器内管同一材质制 成。带接管的T形透镜环是安装测温、测 压元件用的。
管式反应器的特点
管式反应器有以下几个特点。
（1）由于反应物的分子在反应器内停留时间相等，所以 在反应器内任何一点上的反应物浓度和化学反应速度都不随 时间而变化，只随管长变化。 （2）管式反应器具有容积小、比表面大、单位容积的传热 面积大，特别适用于热效应较大的反应。 （3）由于反应物在管式反应器中反应速度快、流速快，所 以它的生产能力高。 （4）管式反应器适用于大型化和连续化的化工生产。 （5）和釜式反应器相比较，其返混较小，在流速较低的情 况下，其管内流体流型接近与理想流体。 （6）管式反应器既适用于液相反应，又适用于气相反应。 用于加压反应尤为合适。 此外，管式反应器可实现分段温度控制。其主要缺点是，反 应速率很低时所需管道过长，工业上不易实现。
一，管式裂解炉
林德－西拉斯裂解炉 简称LSCC炉。 是林德公司和西拉斯公司在 70年代初合作研制而成的一种炉型。炉子的基 本结构与SRT炉相似。可耐1050℃高温。炉膛中 央吊装构形特殊的反应管（图3.13），一般采 用主要成分为含镍20％、铬25％的HK-40合金钢 作为裂解反应管材料，每组反应管是由12根小 口径管（前8根组成4对平列管，后4根组成两对 平列管）以及4根中口径管（由4根管组成两对 平列管）和一根大口径管组成，管径为6～15cm， 管总长45～60m。裂解产物离开反应管后立即进 入急冷锅炉骤冷。急冷锅炉随裂解炉型而有所 不同。
管式反应器课程设计
化学化工学院化工专业课程设计设计题目：管式反应器设计化工系化工专业课程设计——设计文档质量评分表（100分）评委签名: 日期：目录绪论 .........................................................错误!未定义书签。
1设计内容与方法介绍..........................................错误!未定义书签。
反应器设计概述............................................错误!未定义书签。
设计内容..................................................错误!未定义书签。
生产方法介绍..............................................错误!未定义书签。
反应器类型特点............................................错误!未定义书签。
反应器选择及操作条件说明..................................错误!未定义书签。
2工艺计算....................................................错误!未定义书签。
主要物性数据..............................................错误!未定义书签。
计算，确定管长，主副反应收率.............................错误!未定义书签。
管数计算..................................................错误!未定义书签。
3压降计算公式................................................错误!未定义书签。
4催化剂用量计算..............................................错误!未定义书签。
第四章管式反应器
流体相中的反应物需向面体催化剂表面上传递，生成的反应产 物又需作反方向传递。 与化学反应进行的同时必然产生一定的热效应，于是固体催化 剂与流体间还存在着热量传递。 那么，固体催化剂上反应组分的浓度与流体相将是不同的；固 体催化剂的温度也与流体的温度不同。 如果两者间的传质和传热的速率很大，则两者的浓度及温度的 差异将很小。虽为多相催化反应，若忽略这些差异，则在动力 学表征上与均相反应并无两样。所以，根据这种简化假定而建 立的模型称为拟均相模型。 拟均相模型：忽略相间传递对反应的影响的模型。
已不足以描述整个反应过程，需分别对各关键组分作 物料衡算，以获得管式反应器的设计方程组。 如果在反应器中存在K个独立反应，就需要确定K个 组分来描述反应系统的状态，因此就需要可建立 K个 物料衡算方程。 dFi
Vr 0, Fi Fi 0 , i 1,2,K 同单一反应一样，只要将i组分的摩尔流量与转化速 率变化为转化率的函数，就可积分求出反应器体积。 实际反应过程中更关心反应的收率与选择性。
即所有流体粒子均以相同速度从进口向出口运动，就像一个活
塞一样有序地向前移动，故称之为活塞流。
3
活塞流假设（ Plug (Piston) Flow Reactor 简称PFR ）
返混(Back mixing) ：在反应器中停留时间不同的流体粒子之间的
混合。返混又称逆向混合。 所谓逆向混合指的是时间概念上的逆向，既然活塞流假设径向流速 分布均匀，那么在同一横截面上所有流体粒子的停留时间必然相同， 自然不存在逆向混合。 活塞流模型还假设在流体流动的方向上即轴向上不存在流体的返混， 就整个反应器而言，如符合活塞流假设，则同一时刻进入反应器的 流体粒子必定在另一时刻里同时离开，即所有流体粒子在反应器内 的停留时间相同。（间歇反应器也是如此，因此间歇反应器中也不 存在返混） 活塞流反应器虽然不存在返混，但由于流体的主体流动和发生化学 反应的结果，各个横截面上反应物料的浓度和温度则可以是各不相 同的 。
管式反应器
管式反应器1. 管式反应器的设计1.1 概述在整个工艺流程中反应器是最重要的一个设备，它的设计是否成功代表着整个工艺的是否成功，所以反应器的设计至关重要。
整个工艺中有两个反应器，都是管式反应器，这是我们在众多的反应器类型中挑选的最符合我们要求的反应器，我们现在拿第一个管式反应器作为例子进行设计，另一个反应器的设计数据见附表。
1.2反应器的设计1.2.1工艺计算a.选择反应器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度200℃，出口温度160℃。
冷流体（循环水）进口温度30℃，出口温度50℃。
该反应器用循环水冷却热的流体，因此初步确定选用管式反应器。
我们选择反应物走管程，这样有利于反应。
对于换热管，我们选择不锈钢管，尺寸为Φ16mm×3mm，若其流速太低，将会加快油层增长速度，使反应器的热流量下降，故管内流速取1.3m/s。
b.物性数据的确定(1)壳程（水）的定性的温度为：T=(30+50)/2=40℃查得水在40℃时的有关物性数据如下密度 ρ0=994.4kg/m3定压比热容C p=4.134KJ/Kg导热系数 λ0＝0.601W/mºC粘度μ0=0.955mPa.s(2)管程（碳酸乙烯酯）的定性的温度为：T=(200+160)/2=180℃查得在70℃时的有关物性数据如下密度 ρi=1121.8kg/m3定压比热容C i=5.632KJ/Kg导热系数 λi＝0.14W/mºC粘度μi=1.8mPa.sc.计算总传热系数热流量Q0= m0C oΔt o=153103.127×5.632×(200-160) =34491072.45kg/h=9593.45kw平均传热温差∆t m′=(Δt1-Δt2 )/ln (Δt1/Δt2) =[(200-160) -(50-30 )]/ ln[(200-160 )/ (50-30 )] =28.85℃水用量 W i =Q 0/( C i ∆t i )=34491072.45/[4.134×(50-30)]=416257.2kg/s管程传热系数：Re =d i u i ρi μi ⁄=0.02×1.3×1121.80.0018=21658.14i =0.023 λi d i(d i u i ρi μi ⁄)0.8(c p u i / λi )0.4=9850.4壳程传热系数： 假设壳程的传热系数0=300/（m 2•°C ）污垢热阻si R =0.000344m 2•°C/W ，so R =0.000172m 2•°C/W管壁的导热系数=45 W/（m •°C ） K =1d o i di +bd 0d m 0+R SO +10+R si d o d i=10.0259850×0.02+0.0025×0.02545×0.0225+0.000172+1300+0.000344×0.0250.02=69.72 [w/(m.℃)] d.计算传热面积S′=Q ∆tk =9593.4528.85×69.72=17147.61m 2考虑15%的面积裕度，S=1.15×S ’=1.15×17147.61=114317.38（m2） e.工艺结构尺寸的计算 (1)管径和管内流速Φ16×3传热管（不锈钢），取管内流速i u =1.3m/s (2)管程速和传热管数 n s =V0.785×u×d i2=4162533600994.40.785×0.012×1.3=1139.40≈1140（根）L =S 3.14d 0n 0=2988.833.14×0.016×285=53m按单程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
管式反应器课程设计
管式反应器课程设计-CAL-FENGHAI-(2020YEAR-YICAI)_JINGBIAN化学化工学院化工专业课程设计设计题目：管式反应器设计化工系化工专业课程设计——设计文档质量评分表（100分）评委签名: 日期：目录绪论 ...................................................................................................................错误!未定义书签。
1设计内容与方法介绍.....................................................................................错误!未定义书签。
反应器设计概述 ......................................................................................错误!未定义书签。
设计内容 ..................................................................................................错误!未定义书签。
生产方法介绍 ..........................................................................................错误!未定义书签。
反应器类型特点 ......................................................................................错误!未定义书签。
反应器选择及操作条件说明...................................................................错误!未定义书签。
管式反应器课程设计上课讲义
管式反应器课程设计化学化工学院化工专业课程设计设计题目：管式反应器设计化工系化工专业课程设计——设计文档质量评分表（100分）评委签名: 日期：目录化工专业课程设计——设计文档质量评分表（100分） (2)绪论 (1)1设计内容与方法介绍 (2)1.1反应器设计概述 (2)1.2设计内容 (3)1.3生产方法介绍 (4)邻二甲苯氧化法 (4) (4)1.4反应器类型特点 (5)1.5反应器选择及操作条件说明 (6)2工艺计算 (7)2.1主要物性数据 (7)2.2 MATLAB 计算，确定管长，主副反应收率 (7)2.3管数计算 (8)3压降计算公式 (9)= (9)4催化剂用量计算 (10)5换热面积计算 (10)传热系数U=508kJ/(m2.h.K)=141.11W/( m2.K) (10)对数平均温差 = (10)计算得=9.82K (10)由Aspen模拟可知，反应放出热量为Q=4039KW (10)根据公式 ,计算得到2915 m2 (10)=58165 m2 (10)6反应器外径计算 (11)根据公式 D = t()+2 b' (11)反应管按正三角形排列，故=265.3 (11)t=1.368=0.036m (11)b'=1.3 (11)计算得 D=9.608m圆整后取D=9.7m (11)7壁厚计算 (11)该反应器操作温度为 625K，取设计温度 625K，操作压力 1.25×105Pa,取设计压力为 1.25×105Pa,考虑到反应温度较高，且反应为放热反应，采用钢号为Q345R 的钢板，取焊接接头系数=0.85，则查化工设备设计手册可知该材料在设计温度625K时的许用应力=137MP；腐蚀裕量=2mm。
(11)计算厚度δ= =78.5mm (11)设计厚度=+ (11)已知钢板腐蚀裕量=2mm；负偏差=0.3mm，则： (11)名义厚度= +（圆整）=81mm (11)8筒体封头计算 (11)9管板厚度计算 (12)10设计结果汇总 (12)11设计小结 (13)绪论管式反应器一种呈管状、长径比很大的连续操作反应器。
管式反应器介绍
图3.12 USC炉反应管
一，管式裂解炉
USC炉的主要技术特性为:①采用多组小口径管并双面辐射加 热，炉管比表面较大。加热均匀且热强度高，从而实现了0.3s以 下的短停留时间。②采用变径管以降低过程的烃分压。短的停留 时间和低的烃分压使裂解反应具有良好的选择性。 USC炉单台炉子乙烯年生产能力可达 40kt。中国大庆石油化 工总厂以及世界上很多石油化工厂都采用它来生产乙烯及其相关 产品。
一，管式裂解炉
超短停留时间裂解炉 简称USRT炉，或称毫秒裂解炉。是美国凯洛格公司和日本出光石油化学 公司在70年代末共同开发成功的新型管式裂解炉。炉子由十 多根直径约为 2.54cm,长约10m的单根直管并联组成。反应管吊在辐射室中央，由底部烧嘴进 行双面辐射加热。物料由下部进入上部离开并迅速进入专用的 USX型急冷锅炉, 每两根反应管合用一个USX，多个USX合接一个二次急冷锅炉。裂解过程停留时 间可低于100ms,从而显著提高了反应的选择性。同传 统的管式裂解炉相比， 乙烯相对收率约可提高10％。 USRT炉单台炉的乙烯年产量为50～60kt。此种炉首次应用于日本出光石油 化学公司所属千叶化工厂的年产300kt乙烯的生产装置上。中国兰州石油化学 公司也将采用这种裂解炉生产乙烯。 除了上述几种主要炉型外，工业上曾得到应用的还有日本三菱倒梯台炉 （采用椭圆形裂解反应管）、法国石油研究院(IFP)的梯台炉、美国福斯特-惠 勒梯台炉、多区炉等，但这些炉子现已很少为生产厂采用。
(4)烟道气加热，利用气体或液体燃料燃烧产生.5表示一种采用烟道气加热的圆筒 式管子炉。 管式反应器可用于气相、均液相、非均液相、气液相、 气固相、固相等反应。例如：乙酸裂解制乙烯酮、乙烯高压 聚合、对苯二甲酸酯化、邻硝基氯苯氨化制邻硝基苯氨、氯 乙醇氨化制乙醇胺、椰子油加氢制脂肪醇、石蜡氧化制脂肪 酸、单体聚合以及某些固相缩合反应均已采用管式反应器进 行工业化生产。 图3.5 圆筒式管子炉
5 连续反应系统
连续反应系统一、工艺流程说明连续带搅拌的釜式反应器（CSTR）是化工过程中常见的单元操作。
丙烯聚合过程是典型的连续反应，如流程图1所示，丙烯聚合过程采用了两釜并联进料串联反应的流程。
聚合反应是在己烷溶剂中进行的，故称溶剂淤浆法聚合。
首釜D-201设有夹套冷却水散热及汽化散热，汽化后的气体经冷却器E-201进入D-207罐。
D-207罐上部汽化空间的含氢（分子量调节剂）的未凝气通过鼓风机C-201经插入釜底的气体循环管返回首釜，形成丙烯气体压缩制冷回路。
第二釜D-202采用夹套冷却和浆液釜外循环散热。
图1 流程图画面新鲜丙烯进料经阀门HV-1进入储罐D-207。
后续工段回收的循环丙烯经阀门HV-2进入储罐D-207，再经泵P-201打入釜D-201。
己烷经过阀门HV-6和HV-7分别进入釜D-201和D-202。
首釜由阀门HV-8与HV-9分别加入催化剂A和活化剂B。
汽相丙烯经阀门HV-10进入釜D-202作为补充进料。
少量的氢气通过调节阀（AIC-01、AIC-02）进入两釜，分别用于控制聚丙烯熔融指数，熔融指数表征了聚丙烯的分子量分布。
首釜的主要操作点有：超压或停车时使用的放空阀HV-11，釜底泄料阀HV-13，夹套加热热水阀HV-4，搅拌电机开关M01，气体循环冷却手动调整旁路阀HV-3，鼓风机开关C01（备用鼓风机开关C1B）。
第二釜的主要操作点有：超压或停车时使用的放空阀HV-12，釜底泄料阀HV-14，夹套加热热水阀HV-5，夹套冷却水阀HV-15，搅拌电机开关M02，浆液循环泵电机开关P06。
储罐D-207的主要操作点有：丙烯进料阀HV-1，循环液相回收丙烯进料阀HV-2，丙烯输出泵P-201开关P01（备用泵开关P1B）。
图2为指示与操作画面。
图2 指示与操作画面首釜的控制点有：LIC-03浆液液位控制器（正作用），控制阀位于釜底出料管线上；TIC-03气体循环冷却器E-201出口温度控制器（正作用），控制阀位于冷却水出口管线上；TIC-04釜温控制器（正作用），控制阀位于夹套冷却水入口管线上；AIC-01聚丙烯熔融指数控制器（反作用），控制阀位于釜顶氢气入口管线上。
管式反应器
du 4 F V0 由 Re = 其中 u = 2 d 4 FV 0 4VR 所以 d = ;L = 2 Re d
(2)先规定流体流速u，据此确定管径d，再计算 管长L，再检验Re是否>104
L = u ;d =
1 4VR 2 ( )
L
(3)根据标准管材规格确定管径d，再计算管长L， 再检验Re是否>104
设τ=τ时，A转化率为xA，对应的反应混合物的体 积流量为FV，于是
FV = FV 0 + FV 0 y A0 A x A = FV 0 (1 + y A0 A x A )
此时A组份的浓度为CA，所以
n A0 (1 x A ) C A0 (1 x A ) nA CA FV FV 0 (1 y A0 A x A ) 1 y A0 A x A PA0 (1 x A ) PA 所以 1 y A0 A x A PA0 - PA C A0 - C A 或x A xA PA0 (1 y A0 A ) C A0 (1 y A0 A )
第六章
管式反应器6.1物料在反应来自中的流动 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
n = nA0(1-xA)+nB0-bnA0xA/a+snA0xA/a+rnA0xA/a
= nA0+nB0+nA0xA((s+r-b)/a-1)
第四章管式反应器
例4.2
15
例4.2
即：
该空时是基于反应器进口条件下的体积流量计算的，由于反应
过程中混合器体积不断增大，物料在反应器中的实际平均停留 时间要小于该值。 相反，如果为体积缩小反应，实际平均停留时间要大于计算值。
16
多个反应 （复合反应）
当反应器同时进行数个反应时，一个反应变量的变化
17
dVi
i , i 1,2, K
活塞流反应器中进行平行反应
对于平行反应，已讨论的结果是： 温度： E1>E2 时，升高温度有利于提高反应选择性； E1<E2 时，降低温度有利于提高反应选择性。 温度升高对活化能大的反应有利。 浓度： 当某反应组分在主反应中的浓度级数大于其在副反应
C Af
C A0
sdC
A
C A0 C Af
k1 (CPf ) max C A0 k 2
k2 k 2 k1
Ymax
(CPf ) max C A0
k1 k 2
k2 k 2 k1
19
拟均相模型(多相催化）
多相催化反应过程中，化学反应系在固体催化剂的表面上发生，
20
4· 3 管式与釜式反应器反应体积的比较
在原料处理量及组成、反应温度以及最终转化率均相同的情况
下，比较管式与釜式反应器所需的反应体积。 例 3· 4、例3· 6及例4· 1曾对生产乙酸乙酯时采用不同的反应器所 需的反应器体积进行了计算，型式不同的反应器所需的反应体 积汇总于下表中。
由表中可见，以管式反应器所需的反应体积最小，而单釜为最
4
全混流模型假设(连续釜式反应器）
管式反应器的操作与控制
④当冷却水流量恢复后，按以前正常开车中所述的起动。
①关闭特殊喷射器的工艺蒸汽进口处的切断伐。
4
反应器压力不正 常
真空喷射泵故障
②应停止到喷射器塔的蒸汽、回流和进料 。 ③用氮气来消除塔中的真空，然后遵循相应的正常停车步骤，停
乙二醇装置的其余设备。
5
反应流体不能输 送
泵卡
①起动备用泵 ②如果备用泵不能投入使用，蒸发系列必须停车。乙二醇精制系 统可以运行以处理存量，或全回流，或停车。
第二课堂任务成果汇报
任务： 2—巯基苯并噻唑仿真生产故障处理操作： 参考处理操作：
教学目标
1、能对连续操作管式反应器进 行操作与控制，并能判断、分 析和处理常见反应器故障。
1、理解工业反应器操作工艺参 数的控制方案； 2、理解反应器稳定操作的重要 性和方法； 3、掌握连续操作管式反应器操 作规律。
资讯
计划
决策和实施
检查
评价
连续操作管式 反应器的操作 与控制
故障处理及维 护
反应釜控制
制定工艺流 程
资讯
计划
决策和实施
检查
评价
组内讨论任务，制定学习计划
分工配合，收集任务相关资料 实施计划，按步骤完成任务
计算结果，填写任务工单
汇报结果，阐述理由，回答疑问
资讯
计划
决策和实施
检查
评价
任务单填写情况
情景三 反应器的操作与控制
子情景二 管式反应器的操作与控制
管式反应器的操作与控制 教学实施过程
咨询 计划 决策和实施 检查 评价
1.1 学生汇报导航完成情况 1.2 各组展示第二课堂成果 1.3 教师深化背景知识 2.1 各组讨论制定完成计划 3.1 根据计划制定方案 3.2 根据方案完成任务 4.1 各组展示诠释方案成果 5.1 组间互评答疑 5.2 教师评价
第三章 管式反应器
（3-9） ）
上式（ ）、（ ）、（3-8）、（ ）、（3-7）、（ ）、（3-9） 上式（3-6）、（ ）、（ ）、（ ）均为所表达的平推流反应器的性 能方程，它关联了反应速度、转化率、反应体积和进料量四个参数， 能方程，它关联了反应速度、转化率、反应体积和进料量四个参数，从其 中的三个已知量可求得另一个未知量。 中的三个已知量可求得另一个未知量。 讨论： 讨论： （1）比较（2-5）式与连续操作的定义式，二者完全相同。可见 ）比较（ ）式与连续操作的定义式，二者完全相同。可见PFR测 测 的变化，可以表征化学反应动力学。或者说， 得FA对VR的变化，可以表征化学反应动力学。或者说，活塞流反应器中 CA（或xA）对VR（或反应器轴向位置）的变化，符合动力学规律。 或反应器轴向位置）的变化，符合动力学规律。 （2）注意空时表达式与理想间歇反应器设计式 ）
式中 k
k
为正逆反应的反应速率常数，αi，βi
则为正逆
反应对反应组分i的反应级数。 反应对反应组分 的反应级数。 的反应级数
2．轴向扩散模型 ． 该模型的基本假定为: 该模型的基本假定为 流体以恒定的流速u通过系统 通过系统； ① 流体以恒定的流速 通过系统； 在垂直于流体运动方向的横截面上径向浓度分布均一， ② 在垂直于流体运动方向的横截面上径向浓度分布均一，即径向混合达 到最大； 到最大； 由于湍流混合，分子扩散以及流速分布等传递机理而产生扩散， ③ 由于湍流混合，分子扩散以及流速分布等传递机理而产生扩散，仅 发 生在流动方向（即轴向），并以轴向扩散系数Da表示这些因素的综合作用。 生在流动方向（即轴向），并以轴向扩散系数 表示这些因素的综合作用。 ），并以轴向扩散系数 表示这些因素的综合作用 （1）物料衡算式 ）
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y A0
nA0 nt 0
为A组分占反应开始时总物
质的摩尔分数
恒温变容管式反应器计算公式
化学反应
速率方程
计算式
A
P（零级） -rA=k
VR xA
FA0
kA
A
P（一级） -rA=kCA
VR (1 A yA0 ) ln(1 xA ) A yA0 xA
换句话说，若反应器体积相同，连续操作管式反应 器所达到的转化率比连续操作釜式反应器更高。
27
1.间歇操作釜式反应器和连续操作管式反应器比较
对间歇操作釜式反应 器，其反应时间为：
对连续操作管式反应 器，其反应时间为：
m
CA0
xAf 0
dxA rA
p
VRp V0
xAf
CA0
特征：同一截面上不同径向位置的流体特性（T，CA） 是一致的。所有物料在反应器中的停留时间相同, 即 无返混.操作时，反应器内的状态只随轴向位置变， 不随时间变
2
一、 基础设计方程式
连续操作管式反应器具有以下特点： 1.在正常情况下，它是连续定态操作，故在反应
器的各处截面上，过程参数不随时间而变化； 2.反应器内浓度、温度等参数随轴向位置变化，
复合反应
反应器 的大小
影响
过程的 经济性
影响
产物分布 （选择性、收率等）
单一反应
复合反应
26
（一）简单反应的反应器生产能力的比较
简单反应是指只有一个反应方向的过程。其优化目 标只需考虑反应速率，而反应速率直接影响反应 器生成能力。
即：对简单反应，单位时间、单位体积反应器所能 得到的产物量，为达到给定生产任务所需反应器 体积最小为最好。
HT FA0 (xAf xA0 )(H A )T 0
反应后的混合物由T0升温到温度T，七升温过程的热 量为△Hp, 若取cp为T0~T范围内的平均值，则
Hp Ft M cp (T0 T ) 对于绝热过程
H H p HT 0
20
五、变温管式反应器的计算
即：
绝热反应器 反应区与环境无热量交换的一种 理想反应器。反应区内无换热装置的大型工业 反应器，与外界换热可忽略时，可近似看作绝 热反应器
17
四、绝热连续管式反应器的计算
热量衡算：单位时间、单位体积、基准温度Tb=0℃
进入反应器的物料带入的热量：Ft/MCp (T Tb)
基 本
离开反应器的物料带出的热量：Ft MCp"T (T " Tb )
体积内转化掉
元体积内反
积的反应物量 积的反应物量 的反应物量 应物的累积量
FA
(FA dFA ) (rA )dVR 0
FAd (FA dFA )d (rA )dVRd 0
即
dFA (rA )dVR 0
V0 ln 1 xA0 k 1 xAf
（2-77）
9
对于二级不可逆反应，其动力学方程式为
(rA ) kcA2
若xA0 0 ，同理可得：
VRLeabharlann V0 c A0V0xAf
dxA
0 kcA20 (1 x A ) 2
V0
x Af kcA0 (1
x Af
)
（5-6）
0.5
0.0174 601.8 (1 0.5)
0.521(m3 )
三、 恒温变容管式反应器计算
反应过程中，因反应温度变化，会发生物料密度的改变，或 物料的分子总数改变，导致物料的体积发生变化。通常情况下 ，液相反应可近似作恒容过程处理。但当反应过程密度变化较 大而又要求准确计算时，就要把容积变化考虑进去。
（5-1）
因为
FA FA0 (1 xA )
则
dFA FA0dxA
将上式代入物料衡算式（5-1）得：
(rA )dVR FA0dxA
式中
FA0 ——反应组分A进入反应器的流量，
（5-2）
kmol/ h ；
FA ——反应组分A进入微元体积的流量，
kmol/ h
6
（5-2）
式（5-2）即为连续操作管式反应器的基础 计算方程式。将其积分，可用来求取反应器的 有效体积和物料在反应器中的停留时间：
16
四、绝热连续管式反应器的设计
由于化学反应都伴随着热效应，有些热效应还 相当大，即使采用各种热换方式移走热量或输 入热量，对于大的工业反应装置来说都很难保 证等温。对于烃类热裂解等均相平推流管式反 应器的设计，只有物料衡算是不够的，还要对 反应进行热量衡算，特别是工业上常用的绝热 反应器更是如此。
FA0
Kc A0
2A
P
-rA=kCA2
A+B
P
（cA0=cB0)（二级）
VR FA0
1 k cA2 0
[2
A
yA0
(1
A
yA0
)
ln(1
xA
)
2 A
y
2 A
x
A
(1
A
yA)2
xA 1 xA
}
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例5-2:下述气相反应在恒温下进行：
A+B P
物料在连续管式反应器中的初始流量为 360m3/h,组分A与B的初始浓度均为 0.8kmol/m3,其余惰性物料浓度为 2.4kmol/m3,k为8m3/(kmol.min), 求组分A的转 化率为90%是反应器的有效体积。
绝 Ft MCp (T T0 ) FA0 (xAf xA0 )(HA)T 0 热
管 式
积分得：
T
T0
FA0 (H A )T 0 Ft M cp
( x Af
xA0 )
反 如果反应过程无物质的量的变化，则
应 器
T
T0
FA0 (H A )T 0 F0 M cp
xAf
或
方 程
发生反应的热效应热量： (rA )(Hr )Tb dVR
反应器内的物料和外界交换的热量：无热量交换 0
反应器内累积的热量：0
Ft/MCp (T Tb） FtMCp"(T" Tb) (rA)(HA)Tb dVR 0
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绝热连续管式反应器的计算
Ft/MCp (T Tb) FtMCp"(T" Tb) (rA)(HA)Tb dVR 0
基 一般情况下：由于衡算范围是单位体积
本 T " T dT 方
Ft/ M Cp Ft MCp
程 物衡:
(rA ，)dVR FA0dxA
（2-79）可简化为
Ft MCpdT FA0dxA(HA)Tb
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四、绝热连续管式反应器的计算
为了便于计算，可将绝热方程简化为：反应在进口 温度T0下恒温进行，使转化率从xA0变为xAf。则化学 反应热应取温度在T0时的数值△HT
化学反应过程与设备
任务5 连续操作管式反应器设计 任务6 反应器的设计与操作优化
任务5 管式反应器的计算
生产中细长型的连续操作管式流动反应器可近似地看 成理想置换反应器，简称PFR。即理想连续操作管式 反应器。
管式反应器内流体的流动属于平推流。即各点物料 浓度、温度和反应速度沿流动方向而发生改变。而在 与流动方向相垂直的方向上混合均匀
VR FA0
xAf xA0
dxA (rA )
（5-3）
因为
V FA0 cA0V0 ，则式（5-3）又可写成： R
c A0V0
dx xAf
A
xA0 (rA )
得 式中
VR V0
cA0
dx xAf
A
xA0 (rA )
（5-4）
——物料在连续操作管式反应器中的停留时间，h；
xAf
F0 M cp (T T0 ) FA0 (H A )T 0
M cp (T T0 )
y
（
A0
H
）
A T 021
任务6 反应器的设计与操作优化
化学反应过程的优化包括设计计算优化和操作优化两种类型 。
设计计算优化是根据给定生产能力确定反应器类型、结构和 适宜的尺寸及操作条件。
如一级不可逆反应，其动力学方程式为 (rA ) kcA
在恒温条件下 为k 常数，而恒容条有
代入式（5-4）得：
VR V0
cA0
dx xAf
A
xA0 (rA )
cA c，Ao 并(1 将x其A )
（5-4）
VR V0 cA0V0
xAf
dxA
xA0 kcA0 (1 xA )
物理过程
影响
（流体流动、传质、传热）
反应器型式
影响
空间和时间上的 浓度和温度分布
影响
反应 体系
影响
化学反应过程 （动力学特性）
对于某个具体反应，选择反应器型式、操作条件、操作方式主要考虑化学反应 本身的特征和反应器特征，最终选择的依据将取决于所有过程的经济性。即生 产能力和选择性
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任务三 反应器的计算与操作优化
PFR基本方程
衡算对象： 反应物A
衡算范围：单位时间τ,单位反应器体积V即：Δτ、dvR
c A0
dV
cA
物
FA0 x A0
料
V0
FA
FA dFA