第六章 制藥反應(yīng)設(shè)備

1、第六章 制藥反應(yīng)設(shè)備6.1.反應(yīng)器基礎(chǔ)6.2.釜式反應(yīng)器的工藝計算6.3.管式反應(yīng)器的工藝計算6.4.反應(yīng)器形式和操作方式選擇6.5 .攪拌器6.6.氣固相催化反應(yīng)器6.7.反應(yīng)器中的混合及對反應(yīng)的影響6.1反應(yīng)器基礎(chǔ)v 反應(yīng)是整個生產(chǎn)工藝過程的核心，反應(yīng)器是反應(yīng)過程的核心設(shè)備。制藥工程設(shè)計從反應(yīng)器開始，Smith等人提出設(shè)計的洋蔥模型。v 反應(yīng)器使原料轉(zhuǎn)化為產(chǎn)品；v 分離循環(huán)分離原料產(chǎn)品和副產(chǎn)品組成的混合物；v 上兩步設(shè)計決定設(shè)計過程的冷、熱負荷。故進而作換熱網(wǎng)絡(luò)設(shè)計v 過程熱量回收不能滿足的冷、熱負荷決定公用工程用量，因而第四步是公用工程設(shè)計。v 上循環(huán)對制藥過程設(shè)計也適用，但產(chǎn)品精制、烘

2、干和包裝過程必須滿足GMP,故換熱網(wǎng)絡(luò)設(shè)計同時，必須設(shè)計形成環(huán)境凈化的空調(diào)系統(tǒng)。v 設(shè)計遵循洋蔥模型，但極少有一次全過程設(shè)計即得成功的全過程設(shè)計的。多數(shù)情況下設(shè)計順序是雙向的，因為做出內(nèi)層設(shè)計決策的依據(jù)是不完整的，當把較多的細節(jié)考慮至設(shè)計中時，外層會出現(xiàn)一個比較完整的設(shè)計輪廓，此時設(shè)計決策可能需要改變，因此必須返回內(nèi)層，如此反復進行。v 6.1.1反應(yīng)器類型v 反應(yīng)器的類型很多，特點不一，可按不同的方式進行分類。1、按結(jié)構(gòu)分類2、反應(yīng)器按相態(tài)分類3.按操作方式分類：v 間歇式v 半間歇式v 連續(xù)式反應(yīng)器 v 4.按操作溫度分類v 等溫和非等溫反應(yīng)器 v 5.按流動狀況分類v 理想流動反應(yīng)器和非

3、理想流動反應(yīng)器6.1.2反應(yīng)器操作方式v 1、間歇操作 v 間歇操作的特點是將原料一次加入反應(yīng)器，達到規(guī)定的反應(yīng)程度后卸出全部物料。然后進入下一個操作循環(huán)。間歇釜式反應(yīng)器及其濃度變化v 間歇反應(yīng)過程是非穩(wěn)態(tài)過程，反應(yīng)器內(nèi)物料的組成隨時間而變化。v 器內(nèi)反應(yīng)物和產(chǎn)物的濃度隨時間的變化關(guān)系如圖所示。v 對不可逆反應(yīng)，隨著的增加，反應(yīng)物A的濃度將由開始時的CA0逐漸降至零;v 對可逆反應(yīng)隨的增加而降至其平衡濃度；v 對單一反應(yīng)A®R(產(chǎn)物) ，R的濃度隨反應(yīng)時間的增加而增大；v 連串反應(yīng)A®R(產(chǎn)物)®S，產(chǎn)物R的濃度先隨的增加而增大，達一極大值后又隨的增加而減小。釜式

4、反應(yīng)器2、連續(xù)操作v 反應(yīng)原料連續(xù)地輸入反應(yīng)器，反應(yīng)產(chǎn)物也從反應(yīng)器連續(xù)流出。v 連續(xù)操作多屬于穩(wěn)態(tài)操作，器內(nèi)任一位置上的反應(yīng)物濃度、溫度、壓力、反應(yīng)速度等參數(shù)均不隨時間而變化。v （1）管式反應(yīng)器v 多個化學反應(yīng)，產(chǎn)物R的濃度變化同間歇反應(yīng)器。（2）全混流釜式反應(yīng)器(CSTR)v 器內(nèi)各處濃度相同且等于出口濃度，且不隨時間而變， 連續(xù)操作具有生產(chǎn)能力大、產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定、易實現(xiàn)機械化和自動化等優(yōu)點，大規(guī)模工業(yè)生產(chǎn)的反應(yīng)器多采用連續(xù)操作v 3、半連續(xù)操作v 原料或產(chǎn)物中有一種或一種以上的為連續(xù)輸入或輸出，而其余的(至少一種)為分批加入或卸出的操作。v 器內(nèi)的物料組成既隨時間而變化,又隨位置而變化。v

5、 釜式、管式、塔式以及固定床反應(yīng)器等都有采用半連續(xù)方式操作的。6.1.3反應(yīng)器計算基本方程式v 反應(yīng)器計算所應(yīng)用的基本方程式:v 反應(yīng)動力學方程式v 物料衡算式v 熱量衡算式。v 過程P較大，并影響到rA時，還要用動量衡算式。 1、反應(yīng)動力學方程式v 對于均相反應(yīng)反應(yīng)速度可用單位時間、單位體積的反應(yīng)物料中某一組分摩爾數(shù)的變化量來表示，等容過程v A為反應(yīng)物，取負號。等容過程反應(yīng)A®R為n級不可逆反應(yīng)，則反應(yīng)動力學方程式為式中k反應(yīng)速度常數(shù)，kmol1-n×m3(n-1)×h-1；n反應(yīng)級數(shù)。氣相反應(yīng)v 如果反應(yīng)氣體可視為理想氣體，則kp和k的關(guān)系為用不同組分表示化

6、學反應(yīng)速度，其值與相應(yīng)化學計量系數(shù)有關(guān) v 組分A、B、M、N表示的反應(yīng)速度與組分的化學計量系數(shù)，有下列關(guān)系：2、物料衡算式v 對單一化學反應(yīng)，列出一反應(yīng)物的物料衡算式，其余反應(yīng)物和產(chǎn)物的量都可通過化學計量關(guān)系來確定。 v 由于反應(yīng)器內(nèi)參數(shù)隨或空間而變，ri也隨之變化，故選取微元體積dVR和微元時間dt作為物料衡算的空間基準和時間基準。3、熱量衡算式在微元時間dt內(nèi)對微元體積dVR進行熱量衡算得 在dt內(nèi)，dVR中因反應(yīng)產(chǎn)生的化學變化熱為v 反應(yīng)器計算即聯(lián)立求解物料衡算式、熱量衡算式和反應(yīng)動力學方程式。v 等溫過程，T不隨時間和空間而改變，故僅需聯(lián)立求解物料衡算式和反應(yīng)動力學方程式。 v 物料

7、的流動混合狀況影響反應(yīng)器內(nèi)的C和T分布，考慮流動混合狀況（理想反應(yīng)器，非理想流動反應(yīng)器）。6.1.4 理想反應(yīng)器v 理想反應(yīng)器是指流體的流動處于理想狀況的反應(yīng)器。對于流體混合，有理想混合和理想置換兩種極端情況。1、理想混合反應(yīng)器v 理想混合的特征是物料達到完全混合，濃度、溫度和反應(yīng)速度處處相等。v 生產(chǎn)中，攪拌良好的釜式反應(yīng)器可近似看成理想混合反應(yīng)器。 v 連續(xù)操作（CSTR）時，反應(yīng)器內(nèi)物料的組成和溫度既與位置無關(guān)，又不隨時間而變，且與出口的濃度和溫度相同。v 半連續(xù)或間歇操作（BSTR）時，反應(yīng)器內(nèi)物料的組成、溫度等參數(shù)僅隨時間而變，與位置無關(guān)。2、理想置換反應(yīng)器（PFR）v 理想置換的特

8、征 在與流動方向垂直的截面上，各點的流速和流向完全相同，稱為“活塞流”或“平推流”。v 在與流動方向垂直的截面上，流體的濃度和溫度處處相等，不隨時間而變；v 而沿流動方向，流體的濃度和溫度不斷改變。所有的流體質(zhì)點在反應(yīng)器內(nèi)的停留時間相同。v 生產(chǎn)中,細長型的管式反應(yīng)器可近似看成理想置換反應(yīng)器。3、理想反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)物及產(chǎn)物的濃度變化6.2釜式反應(yīng)器的工藝計算v 6.2.1.釜式反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)、特點及應(yīng)用v 1、結(jié)構(gòu)v 由釜體、上封頭、攪拌器等部件而制成。v 罐體內(nèi)壁可內(nèi)襯耐腐蝕材料。v 為控溫，常設(shè)有夾套，內(nèi)部也可安裝蛇管。2、特點及其應(yīng)用v 釜式反應(yīng)器結(jié)構(gòu)簡單、加工方便；v 釜內(nèi)設(shè)有攪拌裝置,釜

9、外常設(shè)傳熱夾套,傳質(zhì)和傳熱效率均較高;v 若攪拌良好, 可近似看成理想混合反應(yīng)器,釜內(nèi)濃度、溫度均一,化學反應(yīng)速度處處相等;v 間歇過程所有物料具有相同的反應(yīng)時間；v 操作靈活,適應(yīng)性強,便于控制和改變反應(yīng)條件,尤其適用于小批量、多品種、反應(yīng)時間較長生產(chǎn)。v 缺點：裝料、卸料等輔助操作時間長，產(chǎn)品質(zhì)量不穩(wěn)定v 釜式反應(yīng)器的技術(shù)參數(shù)已實現(xiàn)標準化，搪玻璃釜式反應(yīng)器的主要技術(shù)參數(shù)見附錄六。6.2.2間歇釜式反應(yīng)器的工藝計算v 1、反應(yīng)時間的計算v 攪拌良好可視為理想混合反應(yīng)器(BSTR)，物料衡算有下特點：v (1)由于反應(yīng)器內(nèi)濃度、溫度均一，不隨位置而變，故可對整個反應(yīng)器有效容積(反應(yīng)體積)進行物

10、料衡算。v (2)由于間歇操作，對反應(yīng)物A上式對等溫、非等溫、等容和變?nèi)葸^程均適用。等容過程v 上式表明，達到一定xA所需要的僅與反應(yīng)物的CA0和化學rA有關(guān)，而與物料的處理量無關(guān)。v 若能保證放大后的裝置在攪拌和傳熱兩方面均與提供試驗數(shù)據(jù)的裝置完全相同，就可實現(xiàn)高倍數(shù)的放大。零級反應(yīng)等溫過程，k為常數(shù)一級反應(yīng)，等溫等容過程v 二級反應(yīng)，等溫等容過程2、反應(yīng)器總?cè)莘e的計算v （1）有效容積v 實際操作時間=反應(yīng)時間() + 輔助時間 ()v 反應(yīng)體積VR是指反應(yīng)物料在反應(yīng)器中所占的體積 （2）總?cè)莘eVT裝料系數(shù)j一般為0.40.85。不起泡、不沸騰的物料，j可取0.70.85；起泡或沸騰的物料

11、，j可取0.40.6。裝料系數(shù)的選擇還應(yīng)考慮攪拌器和換熱器的體積。 例61在攪拌良好的間歇釜式反應(yīng)器中，用乙酸和丁醇生產(chǎn)醋酸丁酯，反應(yīng)式為v 當丁醇過量時，反應(yīng)動力學方程式為v 式中CA為乙酸濃度，kmol×m-3。已知反應(yīng)速度常數(shù)k為1.04m3×kmol-1×h-1，投料摩爾比為乙酸：丁醇=1：4.97，反應(yīng)前后物料的密度為750kg×m-3，乙酸、丁醇及醋酸丁酯的分子量分別為60、74和116。若每天生產(chǎn)3000kg乙酸丁酯(不考慮分離過程損失)，乙酸的轉(zhuǎn)化率為50%，每批輔助操作時間為0.5h，裝料系數(shù)j為0.7，試計算所需反應(yīng)器的有效容積和總?cè)?/p>

12、積。解：(1) 計算反應(yīng)時間 因為是二級反應(yīng)，故(2) 計算所需反應(yīng)器的有效容積VR每天生產(chǎn)3000kg乙酸丁酯，則每小時乙酸用量為(3) 計算所需反應(yīng)器的總?cè)莘eVTv 前已求得反應(yīng)器的有效容積為1.29m33、反應(yīng)器的臺數(shù)N及單釜容積VTS的確定v (1) 已知VTS，求N v 對于給定的處理量，每天需操作的總批數(shù)為 每天每臺反應(yīng)器可操作的批數(shù)為v 則完成給定生產(chǎn)任務(wù)所需的反應(yīng)器臺數(shù)為(2) 已知N，求VTSv (3) N及VTS均為未知，求N和VTSv 先假設(shè)VTS（或N），然后計算出N或（VTS）值。常先假設(shè)幾個不同的N值求出相應(yīng)的反應(yīng)釜容積VTS，然后再根據(jù)工藝要求及廠房等具體情況，確

13、定一組適宜的N和VTS值作為設(shè)計值。4、釜式反應(yīng)器主要工藝尺寸的確定v 由工藝計算求出反應(yīng)器的單釜容積VTS后，求出反應(yīng)器直徑的計算值,按筒體規(guī)格圓整后即得反應(yīng)器直徑的設(shè)計值。然后按H=1.2D求出反應(yīng)器的高度H，并檢驗裝料系數(shù)是否合適。v 壁厚可通過強度計算確定，法蘭、手孔、視鏡等附件可根據(jù)工藝條件從相應(yīng)的標準中選取。5、討論：（1）間歇反應(yīng)器中的單反應(yīng)k增大(溫度升高）減少反應(yīng)體積減小補充：（2）復合反應(yīng)：必須用兩個以上的化學計量式方能確定反應(yīng)在反應(yīng)時的變化關(guān)系v 例題在等溫間歇釜式反應(yīng)器中進行下列液相反應(yīng)v 對于液相反應(yīng)，可視為恒容系統(tǒng)由式（6-20)得v 代入CA0=2kmol/m3，

14、=2h得：v 實際上等溫操作是很難實現(xiàn)的，只有當反應(yīng)物料中反應(yīng)物濃度很小，反應(yīng)速率很慢且反應(yīng)熱效應(yīng)又不大的情況下才接近等溫操作。而且大多數(shù)情況下（除非熱敏性的反應(yīng)物料）也不必要求等溫操作。更多的情況是要求合理的溫度序列最有利于反應(yīng)的進行，或有利于改善反應(yīng)的產(chǎn)物分布。6、分批式操作的優(yōu)化分析v 分批式操作的過程中隨反應(yīng)物轉(zhuǎn)化率的提高，反應(yīng)速率下降，反應(yīng)效率下降，故存在什么轉(zhuǎn)化率下停止反應(yīng)最為有利的問題?？捎袃煞N目標來進行優(yōu)化：也可寫成用轉(zhuǎn)化率表示的形式，若有v 將式（3）和（4）代入（1）式得：v 分母項為產(chǎn)物R的質(zhì)量，上式對求導并令其等于零即得：6.2.3.連續(xù)釜式反應(yīng)器的工藝計算v 攪拌良好

15、的連續(xù)釜式反應(yīng)器可視為理想混合反應(yīng)器(CSTR)。新鮮物料與存留在反應(yīng)器中的物料瞬間達到完全混合。v 特點：所有空間位置的物料參數(shù)都等于出口處的物料性質(zhì)，物料質(zhì)點在反應(yīng)器中的停留時間參差不齊，形成一個停留時間分布。v 連續(xù)釜式反應(yīng)器的操作穩(wěn)定時，釜內(nèi)物料的溫度和組成不隨時間而變化，屬于穩(wěn)態(tài)操作過程。反應(yīng)器內(nèi)濃度變化情況v 釜式反應(yīng)器采用單釜連續(xù)操作時，釜內(nèi)CA與出口物料的CAf相同，rA較慢，這是單釜連續(xù)操作的缺點。v 采用多釜串聯(lián)連續(xù)操作, 代替一臺有效容積為VR的連續(xù)釜式反應(yīng)器。平均rA較單釜的要快，若兩者的有效容積相同，多釜串聯(lián)處理量增加；若處理量相同，則多釜串聯(lián)總有效容積可以減小多釜串

16、聯(lián)操作反應(yīng)器內(nèi)的濃度變化v 串聯(lián)的釜數(shù)越多，各釜反應(yīng)物濃度的變化就愈接近于理想管式反應(yīng)器，當釜數(shù)為無窮多時，各釜反應(yīng)物濃度的變化與管式反應(yīng)器內(nèi)的完全相同。v 但是，當串聯(lián)的釜數(shù)超過某一極限后，因釜數(shù)增加而引起的設(shè)備投資和操作費用的增加，將超過因反應(yīng)器容積減少而節(jié)省的費用。v 多釜串聯(lián)連續(xù)操作時，釜數(shù)一般4臺。單釜連續(xù)操作用于自催化反應(yīng)v 間歇釜式反應(yīng)器或管式反應(yīng)器進行自催化反應(yīng)時，CA要經(jīng)歷一個由大變小的過程,相應(yīng)地,rA要經(jīng)歷一個由小變大、再由大變小的過程。采用單釜連續(xù)操作,可使釜內(nèi)的CA始終維持在最大rA所對應(yīng)的CA值,從而可大大提高反應(yīng)器的生產(chǎn)能力或減小反應(yīng)器的容積。v 物料衡算具有如下

17、特點： v (1)反應(yīng)器內(nèi)溫度均一，為等溫反應(yīng)器。故計算反應(yīng)器容積時,只需進行物料衡算。v (2)反應(yīng)器內(nèi)濃度均一，不隨時間而變，故可對反應(yīng)器的有效容積和任意時間間隔進行物料衡算。v (3)物料衡算式中的積累量為零。 v (4)反應(yīng)速度可按出口處的濃度和溫度計算。反應(yīng)器內(nèi)平均停留時間全混流反應(yīng)器的圖解積分(對比右圖的BSTR圖解積分)對于零級等容反應(yīng)v 對于一級等容反應(yīng)，例6-2 用連續(xù)操作釜式反應(yīng)器生產(chǎn)乙酸丁酯，反應(yīng)條件和產(chǎn)量同例6-1，試計算所需VR。v 解：因為是二級反應(yīng)，2、多釜串聯(lián)連續(xù)操作v 串聯(lián)連續(xù)操作的各釜仍具有單釜連續(xù)操作反應(yīng)器所具有的特點。v 作如下假設(shè)： v (1)釜間不存

18、在混合。 v (2)對于液相反應(yīng)，因反應(yīng)和溫度改變而引起的密度變化可忽略不計。 Vh=Vh1=Vh2= ××× =VhN 在第i釜中對反應(yīng)物A進行物料衡算得式中 FAi-1、FAi進入和離開第i釜的反應(yīng)物A的千摩爾流量，kmol×s-1；VRi第i釜的有效容積，m3。將FAi-1=FA0(1-xAi-1)及FAi=FA0(1-xAi)代入上式整理得 v 在多釜串聯(lián)連續(xù)操作中,利用上兩式,并結(jié)合反應(yīng)動力學方程式進行逐釜計算,即可計算出達到規(guī)定轉(zhuǎn)化率所需的反應(yīng)釜數(shù)、各釜容積和相應(yīng)的轉(zhuǎn)化率。對于一級反應(yīng)， 若各釜等溫等容v 對于零級反應(yīng)，若各釜等溫等

19、容二級反應(yīng)，各釜等溫等容v 由于濃度不能為負值，故棄去負根，則v 對于一級反應(yīng)選擇兩個體積相同的釜串聯(lián)，可使總體積最??；若多釜串聯(lián)，則選擇各釜體積相同，可使總體積最小。v 對于級反應(yīng)，為使反應(yīng)總體積最??；v 若>1，小釜在前，大釜在后；v 若=1，各釜體積相同；v 若0<<1，大釜在前，小釜在后；v 若=0，反應(yīng)速度與反應(yīng)物濃度無關(guān)，串聯(lián)已無必要；v 若<0，單釜操作優(yōu)于多釜串聯(lián)，串聯(lián)已成多此一舉。例6-3 用二釜串聯(lián)連續(xù)操作反應(yīng)器生產(chǎn)乙酸丁酯，第一釜乙酸的轉(zhuǎn)化率為33%，第二釜的轉(zhuǎn)化率為50%，反應(yīng)條件和產(chǎn)量同例6-1，試計算各反應(yīng)器所需的VR。v 解：(1) 第一臺

20、反應(yīng)器 因為是二級反應(yīng)，(2) 第二臺反應(yīng)器 由式(6-49)得v 兩釜串聯(lián)連續(xù)操作的反應(yīng)器的總有效容積為6.2.4.攪拌釜式反應(yīng)器的傳熱v 1.攪拌釜式反應(yīng)器的傳熱元件夾套類型示意圖(2)內(nèi)構(gòu)件v 為強化某些大型釜式反應(yīng)器的傳熱，其攪拌器內(nèi)常常通入熱載體盤管和直管直管型傳熱內(nèi)件的三種變形2、攪拌釜式反應(yīng)器傳熱計算 上式僅適用于釜壁為傳熱面的情況，當傳熱元件為圓管時，需考慮K是基于那個壁面。幾種情況下傳熱計算1）兩側(cè)均為恒溫時（2）間歇操作v 1）夾套為恒溫，被攪液進出口溫度不同時v 被攪液在時間內(nèi)由初溫t1變到終溫t2。v 前式推導過程：2）當熱載體在夾套進出口溫差較大時（3）若傳遞過程中K

21、有明顯變化v 把被攪液的整個溫度范圍分割成許多小區(qū)間，假定在各個小區(qū)間K是恒定的，然后對的小區(qū)間逐一計算。6.3管式反應(yīng)器的工藝計算v 6.3.1.管式反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)、特點及應(yīng)用v 6.3.2.管式反應(yīng)器設(shè)計基礎(chǔ)方程式 v 6.3.3.液相管式反應(yīng)器的工藝計算v 6.3.4.氣相管式反應(yīng)器的工藝計算 6.3.1管式反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)、特點及應(yīng)用v 1、管式反應(yīng)器結(jié)構(gòu)v 2、管式反應(yīng)器特點v 結(jié)構(gòu)簡單，易于制造和檢修，金屬管子能用于加壓反應(yīng)。特別適用于熱效應(yīng)較大的反應(yīng)。為連續(xù)操作反應(yīng)器，生產(chǎn)能力大，易實現(xiàn)自控。v 3、管式反應(yīng)器的應(yīng)用v 管式反應(yīng)器可用于氣相、均液相、非均液相、氣液相、氣固相、固相等反應(yīng)

22、。6.3.2.管式反應(yīng)器設(shè)計基礎(chǔ)方程式 v 特點： 細長型的管式反應(yīng)器可近似看成理想置換反應(yīng)器（平推流反應(yīng)器） 連續(xù)定態(tài)下，各個截面上的各種參數(shù)只是位置的函數(shù)，不隨時間而變化； 徑向速度均勻，徑向也不存在濃度分布； 反應(yīng)物料具有相同的停留時間。穩(wěn)態(tài)操作時，物料衡算具有如下特點v (1)物料組成、溫度和反應(yīng)速度不隨時間而變化，故可對任意時間間隔進行物料衡算。v (2)物料組成、溫度和反應(yīng)速度沿流動方向而變，故應(yīng)取微元管長進行物料衡算。 v (3)物料在反應(yīng)器中的積累量為零。積分可得6.3.3.液相管式反應(yīng)器的工藝計算v 1、等溫液相管式反應(yīng)器（等容過程）v (1) 反應(yīng)器容積的計算v 零級反應(yīng)一

23、級反應(yīng)二級反應(yīng)例6-4 用管式反應(yīng)器生產(chǎn)乙酸丁酯，反應(yīng)條件和產(chǎn)量同例6-1，試計算所需反應(yīng)器的容積。v 解：二級反應(yīng)，由例6-1可知：Vh1.23m3×h-1，v CA0=1.75 kmol×m-3，k=1.04 m3×kmol-1×h-1，xAf=0.5。 反應(yīng)器有效容積的比較(2) 管徑與管長的計算v 具體步驟如下： v 規(guī)定物料在管內(nèi)流動的雷諾數(shù)Re，以保證具有良好的傳熱和傳質(zhì)條件。v 確定管徑d例6-5 在連續(xù)管式反應(yīng)器中，用鄰硝基氯苯氨化生產(chǎn)鄰硝基苯胺v 式中A¡ª鄰硝基氯苯，B¡ª氨水。CA、CB的單位

24、：kmol×m-3；k=1.188m3×kmol-1×h-1。進料量：氨水0.48m3×h-1,濃度35%,rB=881kg×m-3;鄰硝基氯苯0.08m3×h-1,濃度99%,rA=1350kg×m-3。A和B的分子量分別為157.6和17,反應(yīng)物料m為0.15´10-3Pa×s。擬采用f32´8mm的管子,xA=98%,試計算L。解：(1) 計算tC由題知：(2) 計算管長L(3) 校核Re與流動模型相關(guān)的重要概念v 年齡v 反應(yīng)物料質(zhì)點從進入反應(yīng)器算起已經(jīng)停留的時間；是對仍留在反應(yīng)器中的物

25、料質(zhì)點而言的。v 壽命v 反應(yīng)物料質(zhì)點從進入反應(yīng)器到離開反應(yīng)器的時間；是對已經(jīng)離開反應(yīng)器的物料質(zhì)點而言的。v 返混：v 又稱逆向返混，不同年齡的質(zhì)點之間的混合。v 是時間概念上的混合反應(yīng)器特性分析 流動模型概述 BSTR PFR CSTR1投料 一次加料(起始) 連續(xù)加料(入口) 連續(xù)加料(入口)2年齡 年齡相同(某時) 年齡相同(某處) 年齡不同3壽命 壽命相同(中止) 壽命相同(出口) 壽命不同(出口)4返混 無返混 無返混 返混極大2、變溫液相管式反應(yīng)器穩(wěn)態(tài)操作時,熱量衡算具有下特點：v (1) 物料組成、溫度和反應(yīng)速度均不隨時間而變化，故可取任意時間間隔進行熱量衡算。v (2) 物料組

26、成、溫度和反應(yīng)速度沿流動方向而變，故應(yīng)取微元管長進行熱量衡算。v (3) 反應(yīng)器中沒有熱量的積累。 v 為簡化推導過程，還作如下假設(shè)：v (1) 反應(yīng)過程中的物理變化熱可忽略不計。v (2) 反應(yīng)體系中無相變過程發(fā)生。對如下微元作熱量衡算v 取0 為熱量衡算的基準溫度Q2的計算式為dVR內(nèi)絕熱管式反應(yīng)器容積的計算v 過程的焓變僅取決于過程的始態(tài)和終態(tài)，而與過程的途徑無關(guān)。v 設(shè)計如下途徑完成絕熱反應(yīng)過程。反應(yīng)所放出的熱量全部用于物料升溫（H0），則絕熱過程中T與x成線性關(guān)系。例如，變溫等容一級反應(yīng)代入下式積分可求達規(guī)定轉(zhuǎn)化率時所需管式反應(yīng)器VR6.3.4.氣相管式反應(yīng)器的工藝計算v 氣相反應(yīng)，

27、恒T恒P，若n0，應(yīng)按變?nèi)葸^程處理。 v 膨脹因子為每轉(zhuǎn)化1mol某反應(yīng)物所引起的反應(yīng)體系內(nèi)物質(zhì)摩爾量的改變量。一變?nèi)葸^程，進料中A的摩爾分率為當轉(zhuǎn)化率為xA時，反應(yīng)體系中物料的總摩爾流量為 若氣體可視為理氣，且流動P可以忽略，則Vt為v CA與xA的關(guān)系為等容過程，eA=0，得v 對于氣相非等容過程，將CA或PA與xA關(guān)系式代入反應(yīng)動力學方程式，再利用式(6-52)，即可求出達到規(guī)定xA所需管式反應(yīng)器的VR。 例6-6在管式反應(yīng)器中進行2,5-二氫呋喃的氣相裂解反應(yīng),反應(yīng)動力學方程式為 rA=kCA。式中CA為2,5-二氫呋喃的濃度，kmol×m-3。已知反應(yīng)在恒溫恒壓下進行,反應(yīng)

28、動力學常數(shù)k=3h-1,eA=1;2,5-二氫呋喃的進料體積流量為0.3m3×h-1,其中含2,5-二氫呋喃80%(體積比),其余為惰性氣體。若要求2,5-二氫呋喃的轉(zhuǎn)化率為75%,試計算所需反應(yīng)器的容積。v 解：6.4反應(yīng)器型式和操作方式選擇v 反應(yīng)器型式和操作方式選擇應(yīng)結(jié)合反應(yīng)特點，從生產(chǎn)能力、反應(yīng)選擇性等方面，對不同型式的反應(yīng)器進行認真的分析和比較，以確定適宜的反應(yīng)器型式和操作方式。6.4.1.簡單反應(yīng)v 簡單反應(yīng)可用一個反應(yīng)方程式和一個反應(yīng)動力學方程式來描述的那些反應(yīng)。v 反應(yīng)器性能的比較可歸結(jié)為生產(chǎn)能力的比較?；颢@得相同的產(chǎn)物量，所需反應(yīng)器容積的比較。v 1、間歇釜式反應(yīng)器

29、與管式反應(yīng)器v 兩種反應(yīng)器容積的定量比較，可用容積效率來描述2、間歇釜式反應(yīng)器與連續(xù)釜式反應(yīng)器v 一級反應(yīng) 當h=1時,兩種反應(yīng)器所需的有效容積相同，´應(yīng)滿足下列關(guān)系例6-7 某一級反應(yīng)的反應(yīng)速度常數(shù)k為40h-1，規(guī)定的轉(zhuǎn)化率xAf為95%，試分別按以下條件比較采用間歇釜式反應(yīng)器和單釜連續(xù)操作反應(yīng)器所需有效容積的大小。(1) 忽略間歇釜式反應(yīng)器的輔助操作時間；(2) 每批輔助操作時間為0.4h；(3) 每批輔助操作時間為1h。v 解:(1)由k=40h-1,xAf=0.95,t'=0得 (3) 由k=40h-1,xAf=0.95,t¢=1h得v 3、連續(xù)釜式反應(yīng)器

30、與管式反應(yīng)器v 零級反應(yīng)一級反應(yīng)v 二級反應(yīng)圖6-17 連續(xù)釜式反應(yīng)器與管式反應(yīng)器的hv (1)零級反應(yīng)的h=1,且與xA無關(guān)。v (2) xA一定時,n越高,h就越小,即(VR)C>>(VR)P。v (3)除零級反應(yīng)外,其它各級反應(yīng)的h<1,且當反應(yīng)級數(shù)一定時,xA越高,h就越小,即(VR)C比(VR)P大得越多。4、多釜串聯(lián)反應(yīng)器與管式反應(yīng)器v 一級反應(yīng)，N個等溫等容釜串聯(lián)，單釜中停留時間(1) 對于零級反應(yīng)，單臺連續(xù)釜式反應(yīng)器所需VR與管式反應(yīng)器的相同。但釜式反應(yīng)器存在裝料系數(shù)，故實際容積有所增大。間歇釜式反應(yīng)器既存在裝料系數(shù)，又存在輔助操作時間，故所需的容積較大。(2

31、) n越高或xA越高，單臺連續(xù)釜式反應(yīng)器所需VR越大，此時宜采用管式反應(yīng)器。(3) 對H很大的反應(yīng)，從利于傳熱看，宜采用管式反應(yīng)器。若要控溫方便，宜采用間歇釜式反應(yīng)器或多釜串聯(lián)反應(yīng)器。(4) 采用多釜串聯(lián)反應(yīng)器時，隨釜數(shù)的增加而增大，但增大的速度漸趨緩慢。因此,串聯(lián)的釜數(shù)一般4。(5) 對于r較慢，且要求xA較高的液相反應(yīng)，宜采用間歇釜式反應(yīng)器。(6) 對于r較快的氣相或液相反應(yīng)，宜采用管式反應(yīng)器。(7) 對于n較低，且要求xA不高的液相反應(yīng)以及自催化反應(yīng)，宜采用單臺連續(xù)釜式反應(yīng)器。6.4.2.復雜反應(yīng)v 復雜反應(yīng)要用多個化學反應(yīng)方程式和多個反應(yīng)動力學方程式來描述。v 復雜反應(yīng)的產(chǎn)物中，既有目

32、標產(chǎn)物，又有副產(chǎn)物。在選擇反應(yīng)器型式和操作方法時，首要考慮的是反應(yīng)選擇性。6.4.2.1.平行反應(yīng)（一）僅一個反應(yīng)物的平行反應(yīng)1. 濃度效應(yīng) 平行反應(yīng)，提高反應(yīng)物濃度有利于級數(shù)較高的反應(yīng)，降低反應(yīng)物濃度有利于級數(shù)較低的反應(yīng)。 增大返混與降低濃度等效，減小返混與提高濃度等效。2. 溫度效應(yīng)v 3.選擇或開發(fā)高選擇性催化劑 （二）兩個反應(yīng)物的平行反應(yīng)T對影響同前，區(qū)別在于濃度的影響間歇操作時反應(yīng)物濃度與加料方式連續(xù)操作時反應(yīng)物濃度與加料方式v (a) a1>a2, b1>b2,v CA, CB 都高(c) a1>a2, b1<b2，CA高, CB低適宜的反應(yīng)器型式和操作方式

33、(ci)6.4.2.2.連串反應(yīng)一級反應(yīng)R為主產(chǎn)物時3. 流動類型的影響v R為目標產(chǎn)物，則應(yīng)設(shè)法使CA高、CR低，以增大b值，提高R的收率，此時宜采用管式反應(yīng)器、間歇釜式反應(yīng)器或多釜串聯(lián)反應(yīng)器。v 當 k2>>k1時，應(yīng)保持較低的單程轉(zhuǎn)化率；v 當k1>>k2 時，應(yīng)保持較高的轉(zhuǎn)化率，這樣收率降低不多，但可大大減輕反應(yīng)后的分離負荷。v 解：(2)CSTR6.5.攪拌器v 攪拌的作用2、攪拌的分類6.5.1.常見攪拌器v 攪拌設(shè)備的結(jié)構(gòu)物料流動方向v 攪拌的結(jié)果（效果）1、小直徑高轉(zhuǎn)速攪拌器v （1）推進式攪拌器特點和應(yīng)用v 常用于低粘度(<2Pa×s)

34、液體以及固液比較小的懸浮、溶解等過程。(2)渦輪式攪拌器v 葉輪直徑為釜徑的 0.20.5倍,v 轉(zhuǎn)速10500rpm,v 葉端圓周速度可達 410m×s-1。特點和應(yīng)用常用于低粘度和中等粘度(<50Pa×s)的液體攪拌2、大直徑低轉(zhuǎn)速攪拌器(1)槳式攪拌器v 旋轉(zhuǎn)直徑為釜徑的 0.350.8倍v 常用轉(zhuǎn)速為1100rpmv 葉端圓周速度為15m×s-1特點和應(yīng)用v 槳式攪拌器的徑向攪拌范圍大，可用于較高粘度液體的攪拌。(2)錨式和框式攪拌器v 旋轉(zhuǎn)直徑可達釜徑的 0.90.98倍，v 轉(zhuǎn)速n=1100rpmv 葉端圓周速度15 m×s-1特點和應(yīng)

35、用錨式和框式攪拌器常用于中、高粘度液體的攪拌（3）螺帶式攪拌器v 目的：提高軸向混合效果v 旋轉(zhuǎn)直徑為釜徑的0.90.98倍，v 常用轉(zhuǎn)速為0.550rpm，v 葉端圓周速度<2 m×s-1特點和應(yīng)用Ø 一般在層流狀態(tài)下操作v 液體將沿著螺旋面上升或下降 形成軸向循環(huán)流動，6.5.2.提高攪拌效果的措施1.打旋現(xiàn)象及其消除(1)裝設(shè)擋板 v 目的：破壞釜內(nèi)的圓周運動v 作用：v 對軸向和徑向流動無影響v 釜內(nèi)液面的下凹現(xiàn)象基本消失ü 提高了混合效果擋板安裝方式與液體粘度有關(guān)：<7Pa×s，擋板垂直縱向裝于釜內(nèi)壁上；710Pa×s，擋

36、板離開釜壁；>10 Pa×s，擋板離開釜壁并與壁面傾斜。v (2)攪拌器偏心安裝v 目的：破壞循環(huán)回路的對稱性2.導流筒v 既提高了循環(huán)流量和混合效果，又有助于消除短路與流動死區(qū)。6.5.3.攪拌器選型v 1、低粘度均相液體的混合v 推進式的循環(huán)流量較大且動力消耗較少，是最適用的。v 漿式的結(jié)構(gòu)比較簡單，在小容量液體混合中有著廣泛的應(yīng)用，但當液體容量較大時，其循環(huán)流量不足。 2、高粘度液體的混合v L在0.11Pa×s時，采用錨式攪拌器。v L在110Pa×s時，采用框式攪拌器。v L在2500Pa×s時，可采用螺帶式攪拌器。v 需冷卻的

37、夾套釜,選用大直徑低轉(zhuǎn)速攪拌器,如錨式或框式攪拌器。v 反應(yīng)過程中物料的L會發(fā)生顯著變化,且反應(yīng)對攪拌強度又很敏感，可考慮采用變速裝置或分釜操作。3、分散v 非均相液體的分散過程，宜用渦輪式攪拌器，平直葉更為合適。v 當液體的粘度較大時，為減少動力消耗，宜采用彎葉渦輪。 4、固體懸浮v 在低粘度液體中懸浮易沉降的固體顆粒時，開啟渦輪最合適，尤其是彎葉開啟渦輪，漿葉不易磨損，則更為合適。v 推進式當固液密度差較大或固液比超過50%時不適用。v 漿式或錨式的轉(zhuǎn)速較低，僅適用于固液比較大(>50%)或沉降速度較小的固體懸浮。 5、固體溶解v 渦輪式最為合適。v 推進式用于小

38、容量的固體溶解過程比較合理。v 漿式一般用于易懸浮固體的溶解操作。v 6、氣體吸收v 圓盤渦輪式攪拌器最為適宜。v 推進式和漿式一般不適用于氣體吸收操作。7、結(jié)晶v 小直徑高轉(zhuǎn)速攪拌器，如渦輪式，適用于微粒結(jié)晶，但晶體形狀不易一致；v 而大直徑低轉(zhuǎn)速攪拌器，如漿式，適用于大顆粒定形結(jié)晶，但釜內(nèi)不宜設(shè)置擋板。 8、傳熱v 傳熱量較小的夾套釜可采用漿式攪拌器;v 中等傳熱量的夾套釜亦可采用漿式攪拌器,但釜內(nèi)應(yīng)設(shè)置擋板;v 傳熱量很大時,釜內(nèi)可用蛇管傳熱,采用推進式或渦輪式攪拌器,并在釜內(nèi)設(shè)置擋板。 攪拌器選型攪拌器選型6.5.4.攪拌功率v 6.5.4.1.均相液體的攪拌功率v

39、 1.功率曲線和攪拌功率的計算 v 攪拌功率取決于釜內(nèi)物料的流型和湍動程度，它是葉輪形狀、大小、轉(zhuǎn)速、位置以及液體性質(zhì)、反應(yīng)釜尺寸與內(nèi)部構(gòu)件的函數(shù)。均相液體的功率準數(shù)關(guān)聯(lián)式式中NP功率準數(shù);Fr弗勞德數(shù),流體慣性力與重力之比,是反映重力對攪拌功率影響的準數(shù);K系統(tǒng)的總形狀系數(shù),反映系統(tǒng)幾何構(gòu)型對攪拌功率的影響;P功率消耗,W;n葉輪轉(zhuǎn)速,r.s-1或 r.min-1；d葉輪直徑,m;r液體密度,kg×m-3;m液體粘度,Pa×s; 各種攪拌器的F或NP與Re的關(guān)系，標繪在雙對數(shù)坐標紙上，即得功率曲線。P116圖6-33v 對于不打旋(攪拌時液面仍處于水平狀態(tài)）的攪拌系統(tǒng)，重

40、力的影響可以忽略，b=0，不計弗勞德數(shù)的影響，則圖6-33 攪拌器的功率曲線 1-三葉推進式,s=d,無擋板；2-三葉推進式,s=d,全擋板；3-三葉推進式,s=2d,無擋板； 4-三葉推進式，s=2d，全擋板；5-六葉直葉圓盤渦輪，無擋板；6-六葉直葉圓盤渦輪，全擋板；7-六葉彎葉圓盤渦輪，全擋板；8-雙葉平漿，全擋板 全擋板：N=4，W=0.1D；各曲線：d/D»1/3，b/d=1/4；HL/D=1 s-漿葉螺距,N-擋板數(shù),W-擋板寬度,D-釜內(nèi)徑,d-葉輪直徑,b-漿葉寬度,HL-液層深度v 從物理意義上講，全擋板條件時攪拌器的功率最大，若擋板的安裝已滿足全擋板的條件，則再增

41、加擋板數(shù)或?qū)挾龋疾粫箶嚢杵鞯墓β试龃?。例如：?塊擋板，那么寬度W=D/10時即滿足全擋板條件。實際由于攪拌器內(nèi)除安裝擋板外，還有影響流體流動的其他構(gòu)件，如出料管、溫度計套管等，故常常安裝4塊W=D/10 擋板即認為是全擋板的條件。給定的攪拌系統(tǒng)功率求定（1）由功率曲線查出或NP計算求所需的P。（2）還可按流動狀況對功率曲線進行回歸，得到計算攪拌功率的經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式。1）層流區(qū)(Re<10) 攪拌功率的經(jīng)驗式 完全湍流區(qū)(Re>104) 有擋板時的攪拌功率經(jīng)驗式無擋板且Re>300的攪拌系統(tǒng)，重力的影響不能忽略表64攪拌器的K1、K2值表6-5 攪拌器的a和b值（Re>

42、300）例6-8 某釜式反應(yīng)器的內(nèi)徑為1.5m，裝有六葉直葉圓盤渦輪式攪拌器，攪拌器的直徑為0.5m，轉(zhuǎn)速為150rpm，反應(yīng)物料的密度為960kg×m-3，粘度為0.2Pa×s。試計算攪拌功率。v 解：(1) 計算Re 2、攪拌功率的校正v 實際生產(chǎn)中，攪拌器的型式、尺寸與功率曲線的測定條件不會完全一致。因此按功率曲線計算出攪拌功率，需加以校正,估算出實際裝置的攪拌功率。(1) 漿葉數(shù)量的影響v 對圓盤渦輪式攪拌器，先利用圖6-33計算出攪拌功率，再按下式校正(2) 漿葉直徑的影響v 當漿葉直徑不符合d/D=1/3時，可先利用圖6-33計算出攪拌功率，再按下式校正(3)

43、漿葉寬度的影響v 當漿葉寬度不符合b/d=1/4時，可先利用圖6-33計算出攪拌功率，再按下式進行校正(4) 液層深度的影響v 當液層深度不符合HL/D=1時，可先利用圖6-33計算出攪拌功率，再按下式進行校正(5) 漿葉層數(shù)及層間距的影響v 若液層過高，（HL/D>1.25時）要設(shè)置多層漿葉。各層漿葉間距離取漿徑的1.01.5倍。v 當層間距s1>1.5d時,雙層直葉的功率約為單層直葉的2倍,直葉和折葉組合的功率約為單層直葉的1.5倍,而雙層折葉的功率與單層直葉的功率基本相當。圖6-34 開啟渦輪的層間距對功率的影響 1-雙層直葉;2-直葉與折葉;3-雙層折葉 P1-單層直葉的功

44、率,P2-雙層渦輪的功率 圖6-35 推進式的層間距對功率的影響對于推進式攪拌器，在層流區(qū)，雙層推進式的功率約為單層時的2倍；而在湍流區(qū),雙層推進式的功率隨著層間距的增大而線性增大。 例6-9某釜式反應(yīng)器的內(nèi)徑為1.5m ，裝有單層8葉圓盤渦輪式攪拌器，攪拌器的直徑為0.4 m，轉(zhuǎn)速為150r.min-1，葉片寬度約為葉輪直徑的0.2倍。釜內(nèi)裝有擋板，并符合全擋板條件。裝液深度為2m，物料密度為1000Kkg.m-3，粘度為0.004Pa.s。試計算攪拌功率v 解：(1) 由圖6-33中的曲線6計算攪拌功率 (2) 校正漿葉數(shù)量的影響 由式(6-96)得v (3) 校正漿葉直徑的影響 由式(6

45、-97)得(4) 校正漿葉寬度的影響 由式(6-98)得v (5) 校正液層深度的影響 由式(6-99)得6.5.4.2.非均相液體的攪拌功率1.液液相攪拌v 先計算出平均密度和平均粘度，再按均相液體計算攪拌功率。 v (1) 平均密度(2) 平均粘度v 當兩相液體的粘度均較低時2.氣液相攪拌v 通入氣體，液體表觀密度，攪拌所需功率顯著。 v 對于渦輪式攪拌器,通氣攪拌功率用下式計算例6-10 若在例6-9的反應(yīng)釜中通入空氣，操作狀態(tài)下的通氣量為2m3×min-1，求攪拌功率。v 解：3.固液相攪拌v 當固體顆粒的量不大時，可近似看成均一的懸浮狀態(tài)。計算出平均密度和平均粘度，按均相液

46、體計算攪拌功率。v (1) 平均密度 平均粘度當固體顆粒與液體的體積比f'£1時 當f' >1時 6.5.4.3.非牛頓型流體的攪拌功率v 非牛頓型液體不服從牛頓粘性定律。攪拌非牛頓型液體時，存在粘度分布。v 攪拌非牛頓型液體時,漿葉附近的液體粘度最小,離漿葉愈遠,液體的粘度愈大，至釜壁附近處液體的粘度達到最大。對傳熱是十分不利的。v 采用錨式、框式、螺帶式等大直徑低轉(zhuǎn)速攪拌器，可以刮薄附著在釜內(nèi)壁上的物料層，減薄層流邊界層的厚度，從而使傳熱膜系數(shù)顯著提高非牛頓型液體的攪拌功率的計算v 仍采用牛頓型液體攪拌功率的計算方法,但應(yīng)將雷諾準數(shù) 中的m改為非牛頓型液體的

47、表觀粘度v 注： v d-旋轉(zhuǎn)直徑；v D-釜式反應(yīng)器內(nèi)徑； v s-螺帶螺距。例6-11 在20oC時用雙螺帶式攪拌器攪拌聚乙烯醇水溶液(質(zhì)量濃度為30%)，已知釜內(nèi)物料流動為層流，釜內(nèi)徑為D=1.5m，攪拌器直徑為d=1.42m，攪拌器高度為h=1.5m，轉(zhuǎn)速為10rpm，試計算攪拌器的功率。v 解：由表6-6查得聚乙烯醇水溶液的K為440，m為0.75，由表6-7查得雙螺帶式攪拌器的B為30。由式(6-108)得 釜內(nèi)物料流動為層流，則由式(6-93)和表6-4得攪拌器的攪拌功率為6.6.氣固相催化反應(yīng)器6.6.1氣固相催化反應(yīng)器的基本類型一、絕熱式固定床催化反應(yīng)器1，單段絕熱式（適用于

48、放熱和吸熱反應(yīng)）二、連續(xù)換熱式固定床催化反應(yīng)器v 管徑：一般為2550mm的管子，但不小于25mm。v 催化劑粒徑：應(yīng)小于管徑的8倍，通常固定床用的粒徑約為26mm，不小于1.5mm。v 傳熱所用的熱載體：l 沸水可以用于100300的溫度范圍。l 聯(lián)苯與聯(lián)苯醚的混合物以及以烷基萘為主的石油餾分能用于200350的范圍。l 無機熔鹽(硝酸鉀，硝酸鈉及亞硝酸鈉的混合物)可用于300400的情況。l 對于600700左右的高溫反應(yīng)，只能用煙道氣作為熱載體。列管式反應(yīng)器優(yōu)點：v 傳熱較好，管內(nèi)溫度較易控制；v 返混小、選擇性較高；v 只要增加管數(shù)，便可有把握地進行放大；v 對于極強的放熱反應(yīng)，還可用

49、同樣粒度的惰性物料來稀釋催化劑v 適用 原料成本高，副產(chǎn)物價值低以及分離不是十分容易的情況。軸向反應(yīng)器VS徑向反應(yīng)器固定床反應(yīng)器優(yōu)缺點 固定床中催化劑不易磨損； 床層內(nèi)流體的流動接近于平推流，與返混式的反應(yīng)器相比，可用較少量的催化劑和較小的反應(yīng)器容積來獲得較大的生產(chǎn)能力。 由于停留時間可以嚴格控制，溫度分布可以適當調(diào)節(jié)，因此特別有利于達到高的選擇性和轉(zhuǎn)化率，在大規(guī)模的化工生產(chǎn)中尤為重要。 流化床反應(yīng)器6.6. 2.催化反應(yīng)器的數(shù)學模型1，非均相擬均相2，一維模型二維模型3，理想流動非理想流動擬均相適用情況：1，化學動力學控制2，活性較正系數(shù)（無宏觀動力學資料）一維二維：軸向濃度差、溫度差；軸徑

50、向濃度差、溫度差理想流動：不考慮返混（PFR）；非理想流動：考慮返混（擴散）表51催化反應(yīng)器數(shù)學模型分類6.7.反應(yīng)器中的混合及對反應(yīng)的影響6.7.1.連續(xù)反應(yīng)器中物料混合狀態(tài)分析6.7.1.1.混合現(xiàn)象的分類按混合對象：同齡混合返混按混合尺度：宏觀混合vs微觀混合宏觀流體 微觀流體 6.7.1.2 .連續(xù)反應(yīng)過程的考察方法v 不同的凝聚態(tài)，宜采用不同的考察方法一、以反應(yīng)器為對象的考察方法二、以反應(yīng)物料為對象的考察方法6.7.2.停留時間分布的測定及其性質(zhì)v 6.7.2.1.停留時間分布v 停留時間和混合狀態(tài)是決定物料質(zhì)點的反應(yīng)結(jié)果的依據(jù)。v 停留時間 t 作為隨機變量v 隨機變量的數(shù)學定義：

51、定義在概率空間上的函數(shù)樣本空間：樣本點的全體樣本點：隨機試驗的所有的可能性。隨機變量的概率分布一、停留時間分布函數(shù)F(t)二、停留時間分布密度函數(shù)E(t)停留時間介于（a, b）之間的粒子分率停留時間介于（a,b）之間的粒子分率:特別地，停停留時間小于t的粒子分率：停留時間分布密度函數(shù)E(t)的基本性質(zhì)（1）歸一化（normalizing）性質(zhì)（2）F(t)、E(t)的關(guān)系（3）有因次,因次為time-16.7.2.2.停留時間分布的實驗測定應(yīng)答技術(shù)示蹤劑：光學的、電學的、化學的、放射性的（1）盡可能與主流體物理性質(zhì)一致（2）易于檢測，濃度很低時也能檢測。（3）不發(fā)生相轉(zhuǎn)移或被吸附（4）易于轉(zhuǎn)

52、變?yōu)殡娦盘柣蚬庑盘栆员阌诓杉瘮?shù)據(jù)1.階躍法(step input)t 時刻同時離開反應(yīng)器的粒子中，有的是示蹤劑，有的是主流體。其中，停留時間小于t 的粒子是示蹤劑，而停留時間大于t 的粒子則是主流體。出口物料中停留時間小于t 的粒子數(shù)量出口物料的粒子總量=進口粒子總量即2.脈沖法(pulse input)2.脈沖法F(t):停留時間時間小于t 的粒子所占分率E(t)dt: 停留時間介于t td t的粒子所占分率6.7.2.3.停留時間分布的數(shù)字特征一、數(shù)學期望平均停留時間: tmVR/V0 (反應(yīng)體積無變化）數(shù)學期望：對原點的一次矩，RTD密度曲線重心的橫坐標平均停留時間（mean resid

53、ence time）二、方差又稱離散度，用來度量隨機變量與其均值的偏離程度。二階中心矩離散度的圖示三、對比時間無因次對比時間：不受時間單位制對量值的影響。F(t)與F()、E(t) 與E()之間的關(guān)系6.7.2.4.理想流型的停留時間分布一、平推流 (PFR)二、全混流階躍法推導CSTR的RTD脈沖法推導CSTR的RTDv 停留時間恰好等于某個值的粒子數(shù)為零。v 停留時間越短的粒子，其數(shù)量越多。v 停留時間小于平均停留時間的粒子分率為F(tm)=1e-1 =0.632用對比時間表示6.7.3.非理想流動模型6.7.3.1數(shù)學模型方法（1）簡化（2）等效性等同性（3）模型參數(shù)6.7.3.2.軸向

54、混合模型PFR+ axial dispersion 模型參數(shù)：Ez軸向混合彌散系數(shù)（擴散系數(shù)）適用于返混不大的系統(tǒng)，如管式，塔式反應(yīng)器。如下圖，設(shè)“活塞”線速度為u，反應(yīng)器管長為L，直徑為DR，體積為VR在反應(yīng)器的距進口l 處可取微元，并可對示蹤劑作物料衡算。最后可解出C( l, t ) 例6-12用全混流反應(yīng)器進行乙酸和乙醇的酯化反應(yīng)，每天生產(chǎn)乙酸乙酯12000kg，其化學反應(yīng)式為作業(yè)v 1. 試證明間歇釜中進行一級反應(yīng)，轉(zhuǎn)化率達99.9%所需的反應(yīng)時間是轉(zhuǎn)化率為50%時的10倍。v 2. 在間歇釜中以硫酸作催化劑使己二酸與己二醇以等摩爾比在70 下進行縮聚反應(yīng)，動力學方程式為rA=kCA2 k=0.25L/(kmol×S) ，CA0=0.004kmol/L。求己二酸的轉(zhuǎn)化率為0.5、0.6、0.8及0.9時所需的反應(yīng)時間分別為多少？若每天處理己二酸10m3，轉(zhuǎn)化率為80%，每批操作的輔助時間為1小時，裝料系數(shù)為0.75，求反應(yīng)器的容積為多少？( 1.17)(1.29)v 3. 在等溫操作的間歇釜中進行一級液相反應(yīng)，13min后反應(yīng)物轉(zhuǎn)化