《化学反应器》PPT课件

第七章 基本反应器
§7--1 概述
一.反应器分类 釜式：间接加热的搅拌容器——液相反应
1按结构分类:
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
以浓度定 义的速率
对于流动反应体系：
以mol流量 定义速率
∵ dCA=-CA0*dx
A
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
对第一釜有：
对第二釜有：
.................................................................. ...............
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。
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(7-2)已知：
为二级反应,求CA0从1 和5 kmol/m3降到 CA=0.01kmol/m3的t反 。
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-11。4541-2
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
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：
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。
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。
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。
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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
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
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-x A) 而V~nT~xA，先找nT~x
式中A：CA、nA 、V是任意τ时刻(转化率为xA)时, A的浓度、
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
(rA) *VR (dnA / dt) nA0 * dxA / dt
xA：A的转化 率
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VR=V0=Vx
-
2. 解析法——适用于已知动力学方程的反应体系
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
05141-
例2：在间歇釜中进行己二酸A与己二醇等摩尔比酯化反应，已知：
(-rA)=kCACB k=1.97升/kmol min
每天处理2400kgA
解：二级反应，A、B等 的消耗，故
每天处理2400kgA, 每小时100kg
A
1 k
1 CA
CA CA
0
1 k
1 CA
1 CA0
3.图解法求解——只有CA～(-rA)或xA～(-rA)数据，无速率方程时
141-21
三、间歇反应釜容积的计算
1.有效容积:VR 虽然反应釜间歇操作，但原料的生产及产品的
后处理往往连续，一般在反应釜前增设一原料缓冲 池，反应釜后面增设粗产品缓冲池。设原料的体积 流量为v0 m3/h。
2.理想混合流动模型
VR—有效容积 v—体积流量 停留时间分布在0→ ∞区间内。
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。
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）
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)
则在反应时间内流进缓冲池的反应物料为v0*t反， 在装料、出料、清洗等辅助时间内流进缓冲池的反 应物料为v0*t’，则反应器的有效容积为：
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的单位与时间单位一致
四、原料的体积流量v0 的计算
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Fra Baidu bibliotek定容反应：
则有： 即： v0 CA0 xAf = (-rA) V R
全混流反应器基本设计方程
1、解析法 对一级反应：
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：
a. 一级反应等温等容反应 (-rA)=kCA=kCA0 (1-x
A)
tfan
CA0 kCA0
xA dxA 1 0 1 xA k
0 d (1 xA) 1 ln 1 1 ln CA0 xA 1 xA k 1 xA k CA
t反 - CA dCA 1
kC CA0
2
A
k
CA0 CA
dCA C2
§7-0 动力学基本概念
一、化学反应速率的定义式
对于反应：
1 定义 rs dns
恒容时： rA - 1 dnA
d (V ,t)
V dt
(dnA) : (dnB) : (dnS) a : b : s ∴ (rA) (rB) (rS)
ab s
速率原始 定义：
(rA) dnA nA0dxA d (V t) d (V t)
3.按反应物相态分类 均相——釜、管 非均相——塔、床
等温反应器，温度变化可忽略
4.按温度变化分类 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
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
或据：
=VR/v0 可求V R
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
241 间歇釜 串联釜N=2 全混流反-应2釜5
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。
§7-6 返混对简单反应的影响
141
1. 由于返混使反应物的浓度在进釜的瞬间降到与出口浓-25
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。
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：
(nA0*xA—反应消耗A摩尔数)
∴ nT
(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。
1.
A的起始mol分率
2.
(δA=0时还原)
3. pA--x 首先求任意时刻A的摩尔分率ZA：∵pA=P*ZA A
kmol/h
541-21 §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
二级：
t反既与xA有关，又与CA0有关。
例2(7-1) 解：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
4. pB--x A
141-2 4
5. rA--x A
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
§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。
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 的动力学特征的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。
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：
1. 定容反应过程
∵FA =FA0(1-xA) v0=v=vf ∴ CA=CA0(1-xA) dCA=- C
A0dxA
①解析法求解: 对等温一级反应: A→R
541-1 8
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：
141-17
以 xA对1/(-rA)作图，曲线下0→ xA之间的面积即为：
∵FA =FA0(1-xA)=v0CA0(1-xA) ∴dFA=-v0CA0dx……(2)
(-rA)*dVR= -dFA= v0CA0dx
管式反应器基本设计方程
tS=VR/v0—空间 141-22
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 。
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。
§7-7 多级串联反应器
1-18
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
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。
例4：习题10 醋酸A+丁醇B→酯D + H2O E
P16
60 74 116 18 每天产酯2400kg
解：液相酯化反应—定容
(A与B的投料比为1:4.97,mol比)
§7-4 管式反应器—平推流反应器—活塞流反应器 plug flow reactor（PFR）