管式反应器相关计算
第四章管式反应器
反应压力及温度分别为2.０26×10５Pa及８15℃。进料含50％（mｏｌ）Ｃ2H６,其余为水蒸汽。进料量等于0．178kg／s。反应速率方程如下：
式中pＡ为乙烷分压。在8１5℃时，速率常数 ,平衡常数 ,假定其它副反应可忽略，试求:
式中的分压以Pa表示，假定气固两相间的传质阻力可忽略不计。加料组成为２３%Ｂ,46%A,３１％Q（均为重量％），加料中不含酯,当XＢ＝３５%时，所需的催化剂量是多少？反应体积时多少?乙酸乙酯的产量为２0８3kg/h。
解：由反应计量方程式知反应过程为恒容过程,将速率方程变为B组分转化率的函数，其中:
为求各组分初始分压,须将加料组成的质量百分比化为摩尔百分比，即12．34％B,３2.１％A,５5.4５%Q。于是有:
所以,所需反应器体积:
由计算结果可知,活塞流反应器的反应体积小，间歇釜式反应器的反应体积大,这是由于间歇式反应器有辅助时间造成的。
4.3 1.0１3×1０5Pa及20℃下在反应体积为0.５m3的活塞流反应器进行一氧化氮氧化反应：
式中的浓度单位为kｍｏl/ｍ3。进气组成为１0%NＯ,1%NO2,９%Ｏ２，80%Ｎ2,若进气流量为0.6m3/h（标准状况下),试计算反应器出口的气体组成。
解：根据题意可知甲苯加氢反应为恒容过程,原料甲苯与氢的摩尔比等于1,即：
,则有：
示中下标T和Ｈ分别代表甲苯与氢,其中：
所以，所需反应器体积为:
所以,反应器的长度为:
４.２根据习题3．2所规定的条件和给定数据，改用活塞流反应器生产乙二醇，试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。
解:题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题3．2中已算出:
管式反应器
管式反应器4.2根据习题3.2所规定的条件和给定数据，改用活塞流反应器生产乙二醇，试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。
解：题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题 3.2中已算出：0275.8/=Q l h 0 1.231/=A C mo l l 所以，所需反应器体积：00000000(1)()275.80.95818.61 5.2 1.23110.95=--===-⨯-⎰AX Ar A A A B A A A A A dX V Q C kC X C C X Q X l kC X由计算结果可知，活塞流反应器的反应体积小，间歇釜式反应器的反应体积大，这是由于间歇式反应器有辅助时间造成的4.4在内径为76.2mm 的活塞流反应器中将乙烷热裂解以生产乙烯： 26242⇔+C H C H H 反应压力及温度分别为2.026×105Pa 及815℃。
进料含50%(mol)C 2H 6,其余为水蒸汽。
进料量等于0.178kg/s 。
反应速率方程如下：-=AA dp kp dt式中p A 为乙烷分压。
在815℃时，速率常数11.0-=k s，平衡常数47.4910=⨯K Pa ，假定其它副反应可忽略，试求：（1） （1） 此条件下的平衡转化率；（2） （2） 乙烷的转化率为平衡转化率的50%时，所需的反应管长。
解：（1）设下标A —乙烷，B —乙烯，H —氢。
此条件下的平衡转化率可按平衡式求取：=B Hp A p p K p5015050150110 1y y y y 5011501y y y 11111 50Py , 1y y y 100B0B 000A A0000000eA eA e A eA AA A AA A HB eA e A A A A A A A A i i AA A AA Ai i i AA A AA A ii i X .X *.X .X *.*X y X X .)X (.X y X .y p X y X X y Xp p p +=+--=+-==+-=+-=+==+-=+-=δννδδδννδνν＝－＝， 61014497150150422.X *.P )X )(X .(X .P y P y y p p p K Ae Ae Ae A H B A H B Ae==-+===若以1摩尔C 2H 6为基准，反应前后各组分的含量如下：262422,,⇔+∑C H C H H H O反应前 1 0 0 1 2 平衡时 1-X e X e X e 1 2+ X e 因此，平衡时各组分分压为：111(1),,222-===+++e e e B H A e e e P X P X P X p p p X X X 将其代入平衡式有：2541() 2.02610/7.491022-⨯⨯=⨯++e ee eX X X X解此一元二次方程得：0.61=e X（2） （2） 所需的反应管长：首先把反应速率方程变为()3/,/.-=A A d p RT kp kmol m sdt RT以保证速率方程的单位与物料衡算式相一致。
4-管式反应器
4.2 等温管式反应器的设计
基于催化剂的质量来表示反应速率
催化剂的堆密度
例4.5
4.3 管式与釜式反应器反应体积的比较
釜式反应器反应体积的比较方法？ 釜式反应器复合反应目的产物收率的比较方法？
前提条件：
1. 进行相同的反应 2. 采用相同的进料流量和进料浓度 3. 反应温度与最终转化率相同
分三种情况： 1.正常动力学 2.反常动力学 3.反应速率有极大值的情况
重点掌握：
等温管式反应器设计方程的推导和应用 管式和釜式反应器的对比 循环反应器的计算与分析 变温管式反应器的分析与计算，包括：热量衡 算方程的建立、绝热温升和非绝热变温管式反应器 的计算等 深入理解： 活塞流和全混流模型的基本假设与含义，返混 的基本概念 广泛了解： 拟均相的含义和模型假定
4.1 理想流动模型
1、基本概念 2、理想流动分类
1、基本概念
流动模型：是反应器中流体流动和返混情况的描 述，这一状况对反应结果有非常重要 的影响
管中两种实际的流动状况 A.层流，Re<2000，其径向流速分布为抛物面状 B.湍流，Re>4000，其径向流速分布为扁平状
返混：在流体流动方向上停留时间不同的流体粒 子之间的混合，称为返混，也称为轴向混 合或逆向混合
4.1 理想流动模型
2、理想流动分类
（依据流体径向速度分布和返混情况） A 活塞流模型（平推流）
1.基本假定： （1）径向流速分布均匀，所有粒子以相同的速度从进口 向出口运动； （2）径向混合均匀，即无浓度和温度梯度； （3）不存在返混，即流体流动方向上不存在流体混合。 符合上述假设的反应器，同一时刻进入反应器的流体 粒子必同一时刻离开反应器，所有粒子在反应器内停留时 间相同 2.特点: 径向上物料的所有参数都相同，轴向上不断变化
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。
石油化工工厂装备_07管式反应器_计算
dt u ρ 0.483 ×0.172 ×940
Re =
=
μ
1 ×10-4
= 7.81 ×105
∴流动状态为湍流，查图 得λ= 0.0165
l+∑le u2ρ
△P =λ·
·
dt
2
112.1 + 60 ×0.483 0.172 2 ×940
= 0.0165 ×
×
0.483
公式中的“反应管摩擦系数λ”可通过先计算雷诺数，再利 用“摩擦系数与雷诺数的关系”图查得
什么是雷诺数？ 流体力学中，雷诺数是流体惯性力与黏性力的比值的量度,
他是一个无量纲量。雷诺数较小时，黏滞力对流场的影响 大于惯性力，流场中流速的扰动会因黏滞力而衰减，流体 流动稳定，为层流；反之，若雷诺数较大时，惯性力对流 场的影响大于黏滞力，流体流动较不稳定，流速的微小变 化容易发展、增强，形成紊乱、不规则的紊流流场。
（二）物料通过反应管的压降
压降pressure drop
流体在管中流动时由于能量损失而引起的压力降低。这种 能量损失是由流体流动时克服内摩擦力和克服湍流时流体 质点间相互碰撞并交换动量而引起的，表现在流体流动的 前后处产生压力差，即压降。
压降的大小随着管内流速变化而变化。
物料通过反应管的压降（P ）计算公式：
雷诺数(Re)计算公式
Re dtu
μ ：流体粘度
【例题】某厂环氧乙烷水合生产乙二醇采用U型管反应器 （粗糙管）。反应器总长l=112.1m，内径dt=0.483m，并已知 物料的密度ρ=940kg/ m3 ，粘度μ=1×10-4 Pa ·s，流速u为 0.172m/s，回弯头当量长度le =60dt ，试计算物料通过反应管 的压降△P。
任务5连续管式反应器设计
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。
管式反应器(上资料
毕业论文题目管式反应器操作与控制专业应用化工生产技术年级姓名指导教师定稿日期：2013年5月25日目录一、管式反应器的概述 (1)二、管式反应器的特点 (2)三、管式反应器的分类 (3)四、管式反应器的日常维护 (5)五、管式反应器故障分析及处理 (5)六、关于管式反应器的计算 (7)七、管式反应器生产实例 (12)八、相关习题 (15)（一）判断题 (15)（二）选择题 (15)（三）填空题 (15)（四）问答题 (15)（五）参考答案 (15)结语 (16)参考文献 (16)致谢 (17)管式反应器操作与控制一、管式反应器的概述管式反应器是一种呈管状、长径比很大的连续操作反应器。
这种反应器可以很长，如丙烯二聚的反应器管长以公里计。
反应器的结构可以是单管，也可以是多管并联；可以是空管，如管式裂解炉，也可以是在管内填充颗粒状催化剂的填充管，以进行多相催化反应，如列管式固定床反应器。
通常，反应物流处于湍流状态时，空管的长径比大于50；填充段长与粒径之比大于100(气体)或200（液体），物料的流动可近似地视为平推流。
管式反应器返混小，因而容积效率（单位容积生产能力）高，对要求转化率较高或有串联副反应的场合尤为适用。
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。
二、管式反应器的特点1、反应物的分子在反应器内停留时间相等，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、管式反应器的单位反应器体积具有较大的换热面，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返混小，反应速度快，流速快，所以它的生产率高。
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于理想置换流。
6、反应器内各处的浓度未必相等，反应速率随空间位置而变化；7、由于径向具有严格均匀的速度分布，也就是在径向不存在浓度变化，所以反应速率随空间位置的变化将只限于轴向。
李绍芬版本 反应工程 课后习题全解 管式反应器
4 管式反应器4.1在常压及800℃等温下在活塞流反应器中进行下列气相均相反应： 6532664+→+C H CH H C H CH在反应条件下该反应的速率方程为：0.51.5,/.=T H r C C mol l s式中C T 及C H 分别为甲苯及氢的浓度，mol/l ，原料处理量为2kmol/h ，其中甲苯与氢的摩尔比等于1。
若反应器的直径为50mm ，试计算甲苯最终转化率为95%时的反应器长度。
解：根据题意可知甲苯加氢反应为恒容过程，原料甲苯与氢的摩尔比等于1，即：00=T H C C ，则有：0(1)==-T H T T C C C X示中下标T 和H 分别代表甲苯与氢，其中：53300330000.5 1.01310 5.6810/8.3141010732/21/0.27810/--⨯⨯===⨯⨯⨯====⨯T T T T p C kmol mRT F Q C kmol h kmol s所以，所需反应器体积为：00000.5 1.500 2.50.95333 1.5 1.501.5 1.5(10.95)10.278100.4329 3.0061.5(5.6810)(1) 1.51---==--=⨯=⨯=⨯--⎰⎰⎰TT X X T Tr T T T H T T T dX dX V Q C Q C C C C dX mX 所以，反应器的长度为：23.0061531.10.05 3.14/4=⨯m4.2根据习题3.2所规定的条件和给定数据，改用活塞流反应器生产乙二醇，试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。
解：题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题3.2中已算出：0275.8/=Q l h 0 1.231/=A C mol l所以，所需反应器体积：00000000(1)()275.80.95818.61 5.2 1.23110.95=--===-⨯-⎰AX Ar A A A B A A A A A dX V Q C kC X C C X Q X lkC X由计算结果可知，活塞流反应器的反应体积小，间歇釜式反应器的反应体积大，这是由于间歇式反应器有辅助时间造成的。
管式反应器 相关计算
再检验Re是否>104
L
=
4VR
d 2
或L
=
u
=
4FV 0 d 2
(4)对于传热型的管式反应器，可根据热量衡 算得出的传热面积A，确定管径d和管长L， 再检验Re是否>104
A = dL
VR
=
d 2L
4
所以
d = 4VR ; L = A
A 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。
解：反应物的体积流量FV0=FVA+FVB=0.56m3
密度ρ=(FVAρA+FVB ρB)/(FVA+FVB)=948.0kg/m3
反应器任意位置，CA=CA0(1-xA)
CB=CB0-2CA0xA，所以
rA=kCACB=CA0(1-xA)(CB0-2CA0xA)
VR
FV C0 A0
xA 0
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 yA0 AxA = FV 0 (1+ yA0 AxA )
此时A组份的浓度为CA，所以
氯醇化管式反应器的设计计算方法
氯醇化管式反应器的设计计算方法第13卷第4期1997年l2月弓6(1L一弓化学反应工程与工艺Chemiea]ReactionEngineefingandTechnologyV0l13,No4Dec,l997丁仅z2弓,氯醇化管式反应器的设计计算方法谢声札赵海峰裒向前王家莲(华东理工太学化学工程系?上撵200237)摘要根据氯醇化反应的特点,利用气液反应的双暧理论,导出了宏观反应速率式,结合管式反应器的流动模型,提出了一个简便,有效的反应器的设计计算方法.关键词:翌堕型;传质系数邛丙雨砩氧酵化1前言笞武旺嚣.氯醇法生产环氧丙烷工艺中丙烯氯醇化反应是一个典型的气液非均相的快速反应CH一CH一CH(气)+Hcl()(藏)—一CH.一CH—CH(主反应)0HCl选择一个台适的有较高传质效率的反应器对降低丙烯单耗是至关重要的.在万吨级环氧丙烷工业试验装置中,采用新型管式反应器作为氯醇化反应的反应器.在进行万吨级环氧丙烷工业装置的开发中,本文提出了一个近似且有效的设计新型管式反应器的计算方法.2气液反应宏观动力学模型在实际操作区域内,氯丙醇的选择性可达90以上,所以氯醇化反应可简化为A(丙烯)+占(次氯酸水溶披)—一R(氯丙醇)由于反应中采用丙烯过量,次氯酸浓度很低,据气液反应的双膜理论,丙烯和次氯酸在膜中的浓度可简化成图1为了确定气液反应的宏观动力学方程,首先必须确定液膜内的二物质的浓度分布.根据Fiek定律.在液膜一侧可得如下一组物料衡算方程组[D1dc1()/dx一f1()c2()(1)D2dc2(_z)/dz一虹1()()(2)边界条件;=01(0)一cc2(0)≈0—dc2(z一)一1997—03一鲫收到初稿,1997一o8一∞收到修改稿联系』,及第一作者:坩声札,男56岁.副教授齐鲁石化公司研究院工作.第蝴谢声礼等氯醇化管式反应器的设计计算方法365z一1(a1)一1b(3L)一c2b式中:,D.为丙烯,次氯酸在水中的扩散系数[m./s];c为气液界面丙烯的浓度[kmol/m];山为丙烯,次氯酸的液相主体浓度[kmol/m.]解上面方程组,由(1),(2)式得d2q(x一)Dtd2e~(-x)D(3)dz.dz0…二次积分(3)式,结合边界条件有{十×()一气相主体I气液界面I液相主体图1膜内浓度分布图Fig.1Concentrationdistributioninthefilm 尝+1])()一b''}J纯传质(没有化学反应存在)时的速率NI一D,LI(c;有化学反应存在时的传质速率I一一DI.增强系数E一一c×为了使E有一个解析解,作一近似的假定Ib一0即液相主体丙烯的浓度为零,则(4)式变为.DI××(SC--,,dA(x).(7)式变为一根据边界条件:z一0,(0)一0;结合(9),(10)得(j)(7)(8)(10)366化学反应工程与工艺1997芷+昱×怎E]+志Ll一JE一+舍×等由增强系数定义可知,氯醇化反应的宏观动力学速率式E*NI一_(1+器)爱_f】)~(1+黔+kc警3管式反应器设计方法在作者先前开发的氯醇化液相强制循环工艺流程中,气液二相在管式反应器内的流动状态可简化成如下的非均相流的模型咖(如图(2)所示):气相(丙烯)呈活塞流;.V.液相(次氯酸)呈活塞流;yf7气体流量以惰性气体的摩尔流量F表示,液体流量以体积流量V表ffl示,为气相中丙烯tL惰性气体的比摩尔数,为液相中的次氯酸浓II++I度.在管式反应器中取一微元体,并当过程为等温时,由物料衡算得1IlFgdY^一VLdfB(14)1Il,二lLd一A凡dL(15)lII^IlJJ式中A为管式反应器的截面积,凡为氯醇化反应的宏观反应速率式,lll由管式反应器的大型冷模实验得到的雷诺数与传质系数的关系式确一Lr_1一J 定.联立(13)(14)(15)式就可得到最终的管式反应器长度举例计一'假设工况次氯的初浓度为0?07756[kmol/m],惰性气体的摩尔图2管应器流量为2.994×10[kmo[/s]t液体体积流量为0.0833[m./s],初始的流动模型的丙烯比摩尔数(丙烯摩尔数/惰性气体摩尔数)为24,次氯酸的转Fjg2Flowm~eelo 化率为0.9999,管式反应器直径为0.53[m],传质系数为0.6[1/s],tubularreactor丙烯的亨利常数为10.391[M?MPa/kmo1],丙烯在液相中的扩散系数为2.624×10 [m./s],次氯酸在液相中的扩散系数为3.716×10[m./s],气体的进13总压0.3MPa,管式反应器内的平均压力为0.2MPa.由于原料丙烯含量在96以上,可忽略气膜阻力,所以气液界面的丙烯浓度c一PfH一?pfHt16)…368化学反应工程与工艺1997益反应器的设计计算是合理,有效的,它的设计计算式简便.便于应用.符号说明D——反应韧在承中的扩散系数,m./sc.——气液相界面反应物的浓度kmol/m.fb——反应物谊相主俸维麈,kmol/m3——没有化学反应时的传质速率,kmol/M's——化学反应存在时的传质速率,kmo]/M?S——增强系数F——惰性气体的摩尔流量,kmol/sh——液相体积流量,M./s丙烯比摩尔数(丙烯knml/惰性气体ktoo1)c——次氯酸的韧始浓度,kmo]/Mf——出口捉瓤酸浓度,kmo]/MA——管式反应器的截面积,MRA——宏观反应速率,kmol/M?sH^——丙烯的亨利常数,MMPa/ktool——丙烯的分压,MPah——传质系数,I/s——丙烯的摩尔分率丙烯kmol/[丙烯ktool+惰性气体ktoo1)]参考文献l周玉英,陆行如李春等,石油I}匕工,1989,18(10)?699～7032AhrmE.RodriguesJ0sephM.Cb,NormanHsweed,MaltlphaseChemkalReactors.VNum sI.FundamentMs,SiltkoffandNoordhoffinternatlonalPublishers.MarylandUSA.1981.133～2253李绍芬编着.化学与催I}匕反应工程.北京:化学工业出艋社,1986388~4184谢声礼.陈敏恒,石油化工,1994,24(4):247～2515钱建美.静态混合器的气液特性(硬士学位论文),上海:华东理工大学,1988 DESIGN0FTHETUBULARREACT0R^INCHL0R0HYDRINA T10NPR0CESS XieShengliZhaoHaifengYuanXiangqianWangJialian (DepartmentofChemicalEngineering,EastChinaUniversityof ScienseandTechnology.Shanghai200237) ABSTRACTAccordingtothecharacteristicsoftheprocessDfchlorohydrination,thetwo filmtheoryofgas—liquidphaseswasapplied.Thefluxinthepresenceofchemicalreactionwasderived.Then,bytheapplicationofthemodelofcocurrentoperationintubularreactorand themasstrans{erdatafromourtest,thedesignoftubularreactorispresentedconveniently andreasonably.Keywords;Two—filmtheory.Masstransfer。
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)
管壳式反应器格栅计算程序设计
Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋１ ， ４ ）． Ｖａ ｌ ｕ ｅ＝ｎ
Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋１ ， ５ ）． Ｖａ ｌ ｕ ｅ＝１
Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｂ ５ ” ） ＝Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋１ ， ８ ）． Ｖ ａ ｌ ｕ ｅ＋Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ
（ “ Ｂ ５ ” ）
ｎ：ｎ＋ １
收 稿 日期 ：２ ０ １ ３ － Ｏ ７ — １ ５
Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｄ １ ” ）： “ 序 号” Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｅ １ ” ）＝ “ 格 栅板 长度 Ａ （ ｍｍ ） ” Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｆ １ ” ）＝ “ 数量 ”
Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｇ１ ” ）： “ 重量 （ ｋ ｇ ） ”
Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋１ ， ６ ）． Ｖ ａ ｌ ｕ ｅ ＝４
Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋ｌ ， ９ ）． Ｖ ａ ｌ ｕ ｅ ：Ｌ ｎ
Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋１ ， １ ０ ）． Ｖ ａ ｌ ｕ ｅ＝ｈ ｕ ｍ
Ｌ ｏ ｏ ｐ
Ｙ＝ （ １ ｈ ｔ ７ ． ８ ５ ）／（ １ ０ ６ ） Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋１ ， ７ ）． Ｖ ａ ｌ ｕ ｅ ＝Ｒ ｏ ｕ ｎ ｄ（ Ｙ ， ２ ） Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋１ ， ８ ）． Ｖ ａ ｌ ｕ ｅ ＝４ Ｒ ｏ ｕ ｎ ｄ（ Ｙ ， ２ ） Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｂ ５ ” ） ＝Ｃ ｅ ｌ ｌ ｓ（ ｎ＋１ ， ８ ）． Ｖ ａ ｌ ｕ ｅ＋Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ
Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｈ１ ” ）＝ “ 总重量 （ ｋ ｇ ） ”
Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｉ １ ” ）＝ “ 定位尺 寸 Ｂ （ ａ ｒ ｍ） ” Ｒ ａ ｎ ｇ ｅ（ “ Ｊ １ ” ）＝ “ 等距 开槽个 数 ”
管式反应器
管式反应器除了上一章的两类理想反应器，管式反应器也是一类理想反应器模型（活塞流模型）。
与间歇釜式反应器不同，全混流和活塞流模型用于流动过程。
根据上一章所学的知识，物料在反应器中的停留时间是决定化学反应转化程度和产物分布的一个重要因素。
全混流和活塞流模型均是根据特定的停留时间分布规律建立起来的（这部分内容将在下一章中详细阐述），是两种极端的情况，是分析许多问题的出发点，也是各种实际反应器设计的理论基础。
本章将涉及到如下的具体内容：活塞流模型的基本假定等温管式反应器设计与分析管式反应器与釜式反应器的性能比较循环管式反应器的分析计算管式反应器的变温操作第一节活塞流假定流体流动是非常复杂的物理现象，影响到系统的反应速率和转化程度。
一、流动状况对反应过程的影响1. 流动情况影响例1. （1）空管中, 图4.1 （a）(b) 内部各部分流体的停留时间不同，因此反应时间也不一样，反应速率和最终转化率也不一样第二节等温管式反应器的设计一、单一反应在管式反应器中进行的单一反应，取如图4.2所示的微元体（高为dZ）图 4.2 管式反应器示意图在定态条件下，由此得到或∴（4-4）∴（4-5）假设 =常数（=X Af下的值），则--釜式反应器的设计方程式（4-5）可以进一步变成：（间歇釜式的设计的方程为）注意：二者尽管形式上相同，但一个是反应时间t，一个空时τ（与所选择的进口状态有关）。
另外，间歇釜式反应器总是恒容的。
如果管式反应器也在恒容下进行，则有τ=t；否则，τ≠t。
对于式（4-4），设反应器的截面积为A，则有dV r=Ad Z，那么对于恒容过程 C A=C AO（1-X A）则时间变量转化为位置变量。
例4.1 例4.2 例4.3例4.4例4.5第三节管式与釜式反应器反应体积的比较在处理量、组成、T、XAf相同的条件下进行对比。
对于二级可逆反应，使用不同形式的理想反应器时所需要的反应体积如表4-1所示，即有（本章前面和上一章的例题给出的结果）一般来说，比较按正常动力学和反常动力学两种情况讨论：图 4.3 连续反应器反应体积的比较对于复杂反应，要同时考虑反应体积V和产物分布，后者更为重要。
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 ）
天津大学 反应工程复试 4 管式反应器PPT教学课件
等温管式反应器的设计
复合反应
(k1k2)cAddA c0
c A c A 0 ex (k 1 p k 2 [ )]
k1cAddcP 0 cpk k 1 1 cA k 0 2{ 1ex (p k1 [k2)]}
轴向上不断变化。
活塞流
理想流动模型
1.基本概念
全混流模型：
基本假定：
径向混合和轴向返混都达到最大
符合此假设的反应器，物料的停 留时间参差不齐
❖ 特点
反应物系的所有参数在径向上均 一，轴向上也均一，即：各处物 料均一，均为出口值
管径较小，流 速较大的管式 反应器－－可 按活塞流处理
剧烈搅拌的连 续釜式反应器 －－可按全混 流处理
Q0cA0d dX rV AR A(XA) 7
等温管式反应器的设计
复合反应 对关键组分作物料衡算的结果，得到一常微分方程组
d driV FR i jM 1ijrj i1,2,..k.,
该方程组初值为： V r 0,F i F i0,i 1 ,2 ,...,k 解该方程组时，需首先选定反应变量，可以选关键组 分的转化率或收率或各关键反应的反应进度。
k2cAddcQ 0 cQk k 12 cA k 0 2{ 1ex (p k1 [k2)]}
t 0 时 c A c ， A 0 ,c P 0 ,c Q 0
等温管式反应器的设计
复合反应
A k1 P k2 Q
对A的物料衡算：
k1cA
dcA
d
0
cAcA0ek1
对P的物料衡算：(k1cAk2cP)ddP c0
釜式与管式的串联
制氢反应器计算
制氢反应器计算1 工艺计算已知甲醇制氢转化工艺的基本反应为：CH3OH+H2O=CO2+3H2。
该反应在管式反应器进行，进出反应器的各物料的工艺参数如表3-1所示。
表3-1 反应器的物流表（1）计算反应物的流量对于甲醇，其摩尔质量为_32 k g ·k/mol ，则其摩尔流量为：579.126/32=18.098kmol/h对于水，其摩尔质量为 18 k g ·k/mol ，其摩尔流量为：488.638/18=27.147 kmol/h对于氢气，其摩尔质量为 2 k g ·k/mol,其摩尔流量为：107.142/2=53.571 kmol/h对于一氧化碳，其摩尔质量为 28 k g ·k/mol,其摩尔流量为：5.017/28=0.179 kmol/h进料气中甲醇的摩尔分率y A 为：y A =4.0147.27098.18098.18=+对于甲醇和水，由于温度不太高（280 o C ），压力不太大（1.5MPa ），故可将其近似视为理想气体考虑。
有理想气体状态方程pV=nRT ，可分别计算出进料气中甲醇和水的体积流量：甲醇的体积流量V A 为：V A =489.5510*5.1)28015.273(*3.8314*098.186=+ m 3/h 水的体积流量V B 为：V B =233.8310*5.1)28015.273(*3.8314*147.276=+ m 3/h进料气的总质量为：m o = 55.489+83.233=1067.764 kg/h（2）计算反应的转化率进入反应器时甲醇的流量为579.126 kg/h ，出反应器时甲醇的流量为5.791 kg/h ，则甲醇的转化率x Af 为：x Af =%99%100*126.579791.5126.579=-即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：18.098×99%=17.917 kmol/h（3）计算反应体系的膨胀因子 由体系的化学反应方程式可知，反应过程中气体的总物质的量发生了变化，可求出膨胀因子δA 。
重点掌握 等温管式反应器设计方程的推导与应用。 管式和釜式
掌握内容重点掌握等温管式反应器设计方程的推导与应用。
管式和釜式反应器的对比。
循环反应器的计算与分析。
变温管式反应器的分析与计算，包括：热量衡算方程的建立、绝热温升和非绝热变温管式反应器的计算等。
深入理解：活塞流和全混流模型的基本假设与含义，返混的基本概念。
广泛了解：拟均相的含义和模型假定。
4.1 活塞流假定流体流动是非常复杂的物理现象，影响到系统的反应速率和转化程度。
一、流动状况对反应过程的影响1. 流动情况影响空管中, 如图4.1 （a）(b) 内部各部分流体的停留时间不同，因此反应时间也不一样，反应速率和最终转化率也不一样。
2. 混合情况的影响完全混合时，C、T在反应器内均一；否则，各处T，C不一样。
这两种混合情况对反应过程产生不同的影响，反应的结果也不一样。
为了描述反应器的流动状况，要建立流动模型，定量描述反应器中的流动状况。
最简单的流动模型是理想流动模型，包括：活塞流和全混流模型。
图4.1 径向流分布二、理想流动模型１. 活塞流模型①径向流速分布均匀；②轴向不存在混合。
所有流体粒子在反应器内的停留时间相同，与间歇釜式反应器中不一样，没有返混问题。
（返混是不同停留时间的流体粒子之间的混合）。
2. 全混流模型（上一章详细描述过）无论轴向和径向，混合达到最大，C、T均一，返混最大。
应该注意的是：理想流动模型是两种极端情况，活塞流的返混为"零"，而全混流的返混"最大"，实际反应器中的流动状况介于两者之间。
在管式反应器中进行的单一反应，对于式（在处理量、组成、T 、X Af 相同的条件下进行对比。
对于二级可逆反应，使用不同形式的理想反应器时所需要的反应体积如表4-1所示，即有V p <V m-3<V m-2<V m一般来说，比较正常动力学和反常动力学两种情况讨论；对于复杂反应，要同时考虑反应体积V 和产物分布，后者更为重要。
复杂反应的收率可以表示为：4.3 管式与釜式反应器反应体积的比较∫=AfX A pf SdX Y 0Af pf X S Y ⋅=0S --瞬时选择性S O --总选择性Y pf －总收率选择性随关键组分A 转化率的变化关系也有正常和反常之分，相应的结果完全不同。
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d/m 0.012 0.017 0.023
L/m Re×10-4 1184.8 10.4 590.4 7.4 322.5 5.4
dxA rA
FV 0
xA 0
dxA k(1 xA )(CB0 - 2CA0xA )
FV 0
ln
1- xA
k(2CA0 - CB0 ) 1- 2CA0 xA / CB0
代入已知数据得VR=0.134m3 分别计算三种管材的管长、Re值列入表中
管材 Φ24×6 Φ35×9 Φ43×10
VR/m3 0.134
湍流操作(Re>104)时，上述假设与实际情况基 本吻合。据此，可对管式反应器进行设计计算
6.2 等温管式反应器的计算
6.2.1 反应体积
在管式反应器内，反应组份浓度、转化率随物料 流动的轴向而变化，故可取微元体积dVR对关键组 份A作物料衡算
输入量：
FA0
FA FA0 (1 xA)
FA
输出量：
再检验Re是否>104
L
=
4VR
d 2
或L
=
u
=
4FV 0 d 2
(4)对于传热型的管式反应器，可根据热量衡 算得出的传热面积A，确定管径d和管长L， 再检验Re是否>104
A = dL
VR
=
d 2L
4
所以
d = 4VR ; L = A
A 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。
用τ表示：
= VR FV
反应体积 = 反应器中物料的体积流 量
• 在操作条件下，进入反应器的物料通过反应体积
所需的时间，称为空时，用τ表示 :
=
VR FV 0
=
反应体积 进料的体积流量
• 空时的倒数为空速，其意义是单位反应体积单位
时间内所处理的物料量，因次为[时间]-1，用SV表
示
SV
=
FV 0 VR
2
图6-2几种立式管式反应器
3
图6-3盘管式反应器 图6-4U形管式反应器图
4
管式反应器的加热或冷却方式
• ①套管或夹套传热 • ②套筒传热 • ③短路电流加热 • ④烟道气加热
6-5圆筒式管式炉
5
6.1.2 物料在管式反应器中的流动（理想置换假设）
流体在管内流动是一种复杂的物理现象，而管 内流动的流体进行化学反应时，其流动状况必 然影响到化学反应的进行。流体在管内的流动 状态通常被概括为层流、过度流、湍流。湍流 时，管内流动主体各点上的流体流速可近似认 为相同。以此为基础，可对管式反应器内流体 的流动模型进行合理的假设
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
1
图6-1水平管式反应器
(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
=
4FV 0 Re
;
L
=
4VR
d 2
(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
=
(
4VR
1
)2
L
(3)根据标准管材规格确定管径d，再计算管长L，
VR
FV 0CA0
xA 0
dxA rA
FAo
xA 0
dxA rA
设在理想置换管式反应器中进行等温恒容n级不可
ห้องสมุดไป่ตู้
逆反应，rA=kCAn。设A的浓度为CA时，A的摩尔 流量为nA，则结合转化率的定义，有 CA=nA/FV0=(nA0(1-xA))/FV0=CA0(1-xA)
所以rA= kCA0n(1-xA)n，代入反应体积的积分式得
解：反应物的体积流量FV0=FVA+FVB=0.56m3
密度ρ=(FVAρA+FVB ρB)/(FVA+FVB)=948.0kg/m3
反应器任意位置，CA=CA0(1-xA)
CB=CB0-2CA0xA，所以
rA=kCACB=CA0(1-xA)(CB0-2CA0xA)
VR
FV C0 A0
xA 0
1
=
=
FA0 C A0VR
11
对于恒容过程
= VR
FV
或 = VR
FV 0
(恒容) ，也就是
CA0
xA 0
dxA rA
比较第三章间歇釜式反应器的反应时间
t CA0
xA dxA 0 rA
二者右边形式完全一样，是否就可以得出t=τ的结论呢？
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
∫ VR
FV 0CA0
xA 0
dxA rA
FV 0 (1- (1- xA )n-1)
k
(n
-1)C
n1 A0
(1-
xA
)
n-1
当n=1时，积分结果为
∫ VR
FV 0CA0
xA 0
dxA rA
FV 0 k
ln 1 1 xA
• 对于连续操作的反应系统，定义反应体积VR与物
料体积流量FV之比接触时间，亦称为停留时间，
理想置换假设的内容是①假定径向流速分布均 匀，即所有的质点以相同的速率从入口流向出 口，就像活塞运动一样，所以理想置换所对应 的流型又称为活塞流；②轴向上的同截面上浓 度、温度分布均匀
可归纳为①同截面质点流速相等，流经反应器 所用的时间相同，径向混合均匀；②轴向上不 同截面上浓度不同，温度可能也有差异，是化 学反应的结果，而不是返混的结果
FA dFA FA0(1- (xA dxA))
反应量：
rAdVR
于是
FA0 (1- xA) FA0 (1- (xA dxA)) rAdVR
化简之
FA0dxA rAdVR
又
FA0 FV 0CA0
其中FV0、CA0为已知的常量，rA为反应速率，等 温时可表达为转化率xA的函数，分离变量后积分