第六章-管式反應(yīng)器1

第四章管式反應(yīng)器4.1物料在反應(yīng)器中的流動(dòng)4.2等溫管式反應(yīng)器的計(jì)算4.4管式反應(yīng)器與連續(xù)釜式反應(yīng)器的比較4.3變溫管式反應(yīng)器4.5循環(huán)反應(yīng)器4.6管式反應(yīng)器的最佳溫度序列14.1.1

管式反應(yīng)器的特點(diǎn)、型式和應(yīng)用管式反應(yīng)器既可用于均相反應(yīng)又可用于多相反應(yīng)。具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、加工方便、傳熱面積大、傳熱系數(shù)高、耐高壓、生產(chǎn)能力大、易實(shí)現(xiàn)自動(dòng)控制等特點(diǎn)可常壓操作也可加壓操作，常用于對(duì)溫度不敏感的快速反應(yīng)。常見(jiàn)型式有水平、立式、盤(pán)管、U型管等2圖4-1水平管式反應(yīng)器3圖4-2幾種立式管式反應(yīng)器4圖4-3盤(pán)管式反應(yīng)器圖4-4U形管式反應(yīng)器圖5管式反應(yīng)器的加熱或冷卻方式

①套管或夾套傳熱②套筒傳熱③短路電流加熱④煙道氣加熱6-5圓筒式管式爐64.1.2物料在管式反應(yīng)器中的流動(dòng)（理想置換假設(shè)）流體在管內(nèi)流動(dòng)是一種復(fù)雜的物理現(xiàn)象，而管內(nèi)流動(dòng)的流體進(jìn)行化學(xué)反應(yīng)時(shí)，其流動(dòng)狀況必然影響到化學(xué)反應(yīng)的進(jìn)行。流體在管內(nèi)的流動(dòng)狀態(tài)通常被概括為層流、過(guò)度流、湍流。湍流時(shí)，管內(nèi)流動(dòng)主體各點(diǎn)上的流體流速可近似認(rèn)為相同。以此為基礎(chǔ)，可對(duì)管式反應(yīng)器內(nèi)流體的流動(dòng)模型進(jìn)行合理的假設(shè)7理想置換假設(shè)的內(nèi)容是①假定徑向流速分布均勻，即所有的質(zhì)點(diǎn)以相同的速率從入口流向出口，就像活塞運(yùn)動(dòng)一樣，所以理想置換所對(duì)應(yīng)的流型又稱為活塞流；②軸向上的同截面上濃度、溫度分布均勻可歸納為①同截面質(zhì)點(diǎn)流速相等，流經(jīng)反應(yīng)器所用的時(shí)間相同，徑向混合均勻；②軸向上不同截面上濃度不同，溫度可能也有差異，是化學(xué)反應(yīng)的結(jié)果，而不是返混的結(jié)果湍流操作(Re>104)時(shí)，上述假設(shè)與實(shí)際情況基本吻合。據(jù)此，可對(duì)管式反應(yīng)器進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算

84.2

等溫管式反應(yīng)器的計(jì)算4.2.1

反應(yīng)體積在管式反應(yīng)器內(nèi)，反應(yīng)組份濃度、轉(zhuǎn)化率隨物料流動(dòng)的軸向而變化，故可取微元體積dVR對(duì)關(guān)鍵組份A作物料衡算

輸入量：輸出量：反應(yīng)量：FA0FA9于是化簡(jiǎn)之其中FV0、CA0為已知的常量，rA為反應(yīng)速率，等溫時(shí)可表達(dá)為轉(zhuǎn)化率xA的函數(shù)，分離變量后積分又10設(shè)在理想置換管式反應(yīng)器中進(jìn)行等溫恒容n級(jí)不可逆反應(yīng)，rA=kCAn。設(shè)A的濃度為CA時(shí)，A的摩爾流量為nA，則結(jié)合轉(zhuǎn)化率的定義，有CA=nA/FV0=(nA0(1-xA))/FV0=CA0(1-xA)所以rA=kCA0n(1-xA)n，代入反應(yīng)體積的積分式得當(dāng)n=1時(shí)，積分結(jié)果為11對(duì)于連續(xù)操作的反應(yīng)系統(tǒng)，定義反應(yīng)體積VR與物料體積流量FV之比接觸時(shí)間，亦稱為停留時(shí)間，用τ表示：在操作條件下，進(jìn)入反應(yīng)器的物料通過(guò)反應(yīng)體積所需的時(shí)間，稱為空時(shí)，用τ表示:空時(shí)的倒數(shù)為空速，其意義是單位反應(yīng)體積單位時(shí)間內(nèi)所處理的物料量，因次為[時(shí)間]-1，用SV表示

12對(duì)于恒容過(guò)程(恒容)，也就是或比較第三章間歇釜式反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間二者右邊形式完全一樣，是否就可以得出t=τ的結(jié)論呢？134.2.2

管徑與管長(zhǎng)的確定在反應(yīng)體積VR確定后，便可進(jìn)行管徑和管長(zhǎng)的設(shè)計(jì)，由VR=πd2L/4可知，d、L可有多解，但應(yīng)使Re>104，滿足湍流操作。通常有以下幾種算法(1)先規(guī)定流體的Re(>104)，據(jù)此確定管徑d，再計(jì)算管長(zhǎng)L由其中所以14(2)先規(guī)定流體流速u，據(jù)此確定管徑d，再計(jì)算管長(zhǎng)L，再檢驗(yàn)Re是否>104(3)根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)管材規(guī)格確定管徑d，再計(jì)算管長(zhǎng)L，再檢驗(yàn)Re是否>10415(4)對(duì)于傳熱型的管式反應(yīng)器，可根據(jù)熱量衡算得出的傳熱面積A，確定管徑d和管長(zhǎng)L，再檢驗(yàn)Re是否>104所以16例4.1化學(xué)反應(yīng)A+2B→C+D在管式反應(yīng)器中實(shí)現(xiàn)，rA=1.98×10-2CACBkmol/(m3·min)。已知A、B的進(jìn)料流量分別為0.08m3/h和0.48m3/h；混合后A、B的初濃度分別為1.2kmol/m3和15.5kmol/m3；密度分別為1350.0kg/m3和881.0kg/m3；混合物粘度為1.5×10-2Pa·s。要求使A的轉(zhuǎn)化率達(dá)到0.98，求反應(yīng)體積，并從Φ24×6,Φ35×9,Φ43×10三種管材中選擇一種。17解：反應(yīng)物的體積流量FV0=FVA+FVB=0.56m3

密度ρ=(FVAρA+FVBρB)/(FVA+FVB)=948.0kg/m3反應(yīng)器任意位置，CA=CA0(1-xA)

CB=CB0-2CA0xA，所以rA=kCACB=CA0(1-xA)(CB0-2CA0xA)18代入已知數(shù)據(jù)得VR=0.134m3分別計(jì)算三種管材的管長(zhǎng)、Re值列入表中管材VR/m3d/mL/mRe×10-4

Φ24×60.0121184.810.4Φ35×90.1340.017590.47.4Φ43×100.023322.55.4可見(jiàn)，三種管材均可滿足Re>104的要求，但采用Φ24×6管長(zhǎng)太長(zhǎng)，而采用Φ43×10管材時(shí)，Re值偏小，所以采用Φ35×9管材.194.2.3

等溫變?nèi)莨苁椒磻?yīng)器問(wèn)題的提出對(duì)于液相反應(yīng)，認(rèn)為反應(yīng)物在反應(yīng)前后的體積不變，即恒容反應(yīng)，是符合絕大多數(shù)實(shí)際情況的近似。但對(duì)于管式反應(yīng)器中進(jìn)行的氣相反應(yīng)，這種近似與實(shí)際情況的出入往往很大，其原因是管式反應(yīng)器在恒壓下操作，由化學(xué)反應(yīng)而導(dǎo)致反應(yīng)體系摩爾數(shù)的變化必然引起反應(yīng)體積的變化，故這種情況不能作為恒容處理.20例如下列氣相反應(yīng)，設(shè)停留時(shí)間為τ，反應(yīng)物A的轉(zhuǎn)化率為xA，于是aA+bB→sS+rRτ=0時(shí)nA0

nB0

00τ=τ時(shí)nA0(1-xA)nB0-bnA0xA/asnA0xA/arnA0xA/a

可見(jiàn)，反應(yīng)開(kāi)始(τ=0)時(shí)，反應(yīng)體系的總摩爾數(shù)為n0=nA0+nB0

nA0、nB0分別為A、B的起始摩爾數(shù)在反應(yīng)進(jìn)行了τ時(shí)間(τ=τ)后時(shí)，反應(yīng)體系的總摩爾數(shù)為21n=nA0(1-xA)+nB0-bnA0xA/a+snA0xA/a+rnA0xA/a=nA0+nB0+nA0xA((s+r-b)/a-1)定義為A的摩爾膨脹系數(shù)，或稱為膨脹因子，其物理意義為變化1摩爾反應(yīng)物A時(shí)，引起的反應(yīng)物系的總摩爾數(shù)的變化量于是，τ=τ時(shí)22定義τ=τ時(shí)，反應(yīng)物A在氣相中的摩爾分率為yA

定義τ=0時(shí)，反應(yīng)物A在氣相中的摩爾分率為yA0

設(shè)τ=τ時(shí)，A轉(zhuǎn)化率為xA，對(duì)應(yīng)的反應(yīng)混合物的體積流量為FV，于是23此時(shí)A組份的濃度為CA，所以用類似的方法可以得到τ=τ時(shí)A組份的分壓為PA所以或24于是，對(duì)于n級(jí)不可逆反應(yīng)rA=kCAn，其速率方程可表達(dá)為對(duì)于恒容情況，δA=0，速率方程還原為

rA=k(CA0(1-xA))n對(duì)于氣相反應(yīng)，如果反應(yīng)物的初濃度以分壓PA0(摩爾分?jǐn)?shù))給出，則根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程P:操作壓力;PA0:A組份起始分壓;yA0:A組份起始摩爾分?jǐn)?shù);R:氣體常數(shù);T:操作溫度/K25于是，對(duì)于n級(jí)不可逆反應(yīng)rA=kCAn，其速率方程又可表達(dá)為其中，在得到停留時(shí)間于轉(zhuǎn)化率的關(guān)系后，反應(yīng)體積可由26例6.2在理想置換管式反應(yīng)器中進(jìn)行等溫二級(jí)不可逆反應(yīng)A+B→R，已知?dú)怏w物料的起始流量為360.0m3/h，A和B的初濃度均為0.8kmol/m3，其余的惰性氣體的濃度為2.4kmol/m3，速率常數(shù)為8.0m3/(kmol·min)。要使A的轉(zhuǎn)化率達(dá)到0.90，求停留時(shí)間和反應(yīng)體積。解：rA=kCACB=kCA2，所以積之27于是284.3變溫管式反應(yīng)器問(wèn)題的提出①化學(xué)反應(yīng)經(jīng)常伴有熱效應(yīng)，有些反應(yīng)的熱效應(yīng)還較大，工業(yè)上實(shí)現(xiàn)等溫操作比較困難；②化學(xué)反應(yīng)通常要求溫度隨著反應(yīng)進(jìn)程有一個(gè)適當(dāng)?shù)姆植?，以獲得較好的反應(yīng)效果.變溫操作時(shí)，盡管反應(yīng)器內(nèi)物料徑向混合均勻，但沿軸向(物料流動(dòng)的方向)，物料的濃度、溫度都發(fā)生變化，而速率常數(shù)又是溫度的函數(shù)。因此，要對(duì)反應(yīng)進(jìn)程進(jìn)行數(shù)學(xué)描述，需要聯(lián)立物料衡算方程(速率方程)和熱平衡方程.29為方便模型化，可將反應(yīng)溫度和關(guān)鍵組份的轉(zhuǎn)化率表達(dá)為反應(yīng)器軸向位置的函數(shù)。其物料衡算方程為即設(shè)反應(yīng)器的內(nèi)徑為d，距反應(yīng)器入口的軸向坐標(biāo)為l，于是微元反應(yīng)體積為(1)物料平衡方程30(2)熱平衡方程設(shè)Q1、Q4分別為單位時(shí)間內(nèi)物料帶入、帶出微元體積的熱量；Q2表示單位時(shí)間內(nèi)間壁傳熱量；Q3表示單位時(shí)間內(nèi)化學(xué)反應(yīng)產(chǎn)生的熱；熱累積為零。31設(shè)單位截面積反應(yīng)流體的質(zhì)量流量為G，管徑為D，流體在微元段中恒壓比熱容為CPt，

單位時(shí)間內(nèi)的熱量：①.流體流入微元段帶入的熱量②.流體流出微元段帶出的熱量③.流體在微元段反應(yīng)放出的熱量※④.從微元段傳給換熱介質(zhì)的熱量32帶入的熱量－帶出的熱量＋反應(yīng)放出的熱量－傳給換熱介質(zhì)的熱量=0即：對(duì)微元段的物料衡算為：(ωA0：反應(yīng)器入口處A的質(zhì)量分率)

管式反應(yīng)器的軸向溫度分布方程33整理得：

從上可知管式反應(yīng)器的軸向溫度分布方程，與間歇釜式反應(yīng)器的熱量衡算式的形式甚為相似，差別在于：①自變量的不同，間歇反應(yīng)器的自變量為時(shí)間t，平推流反應(yīng)器則用軸向距離；②間歇釜式反應(yīng)器是對(duì)整個(gè)反應(yīng)器物料作衡算，平推流反應(yīng)器是對(duì)微元反應(yīng)體積。34整理得：

從上可知管式反應(yīng)器的軸向溫度分布方程，與間歇釜式反應(yīng)器的熱量衡算式的形式甚為相似，差別在于：①自變量的不同，間歇反應(yīng)器的自變量為時(shí)間t，平推流反應(yīng)器則用軸向距離；②間歇釜式反應(yīng)器是對(duì)整個(gè)反應(yīng)器物料作衡算，平推流反應(yīng)器是對(duì)微元反應(yīng)體積。351)絕熱操作

絕熱操作時(shí)K=0，系統(tǒng)與外界沒(méi)有熱交換，有若不考慮熱容隨物料組成及溫度的變化，積分上式得：式中：——溫度T0～T之間，反應(yīng)物系的平均比熱容36該反應(yīng)器的絕熱方程與間歇反應(yīng)器在絕熱情況推導(dǎo)出的公式完全一樣，所以絕熱方程適用于各類反應(yīng)器。以xA對(duì)溫度T作圖可得一條直線，如下圖，直線的斜率等于1/λ。若放熱反應(yīng)，λ＞0，直線斜角＜90°若吸熱反應(yīng)，λ＜0，直線斜角＞90°若等溫反應(yīng)，λ＝0，直線斜角＝90°37雖然絕熱方程反映了三類反應(yīng)器在絕熱條件下操作溫度與轉(zhuǎn)化率的關(guān)系，但本質(zhì)上還是有區(qū)別的：①平推流反應(yīng)器：反映的是絕熱條件下，不同軸向位置溫度與轉(zhuǎn)化率的關(guān)系；②間歇反應(yīng)器：反映的是絕熱條件下，不同反應(yīng)時(shí)間溫度與轉(zhuǎn)化率的關(guān)系；③全混流反應(yīng)器：反映的是絕熱條件下，出口轉(zhuǎn)化率與操作溫度關(guān)系。38絕熱反應(yīng)器的求解要用下面三個(gè)式子聯(lián)立：或

①②③具體解題步驟：(1).給出xAi用①式求Ti(2).由Ti用③式計(jì)算ki,rAi(3).由ΔxAi等用②式計(jì)算VRi或li例6.339例4.4一級(jí)反應(yīng)，rA=kCA，已知A的初濃度為1.0kmol/m3，速率常數(shù)為1.0/min。要求轉(zhuǎn)化率達(dá)到90.0%，分別采用單釜連續(xù)、兩等體積釜連續(xù)和管式反應(yīng)器實(shí)現(xiàn)，反應(yīng)時(shí)間分別是多少。解：①單釜連續(xù)時(shí)40②兩等體積釜連續(xù)時(shí)③采用管式反應(yīng)器時(shí)41問(wèn)題的提出：由以上例題可以看出，對(duì)于一定的化學(xué)反應(yīng)，當(dāng)物料處理量、物料的初濃度及終點(diǎn)轉(zhuǎn)化率一定時(shí)，完成反應(yīng)所需要的反應(yīng)時(shí)間按多釜連續(xù)、單釜連續(xù)、管式連續(xù)反應(yīng)器的次序遞減。究其原因，主要是因?yàn)榫透竭B續(xù)這種操作方式而言，存在物料返混現(xiàn)象，致使反應(yīng)物濃度降低，使得反應(yīng)的推動(dòng)力降低，其結(jié)果就是反應(yīng)時(shí)間長(zhǎng)42不同形式的反應(yīng)器主要從兩個(gè)方面進(jìn)行比較：第一，生產(chǎn)能力，即單位時(shí)間、單位體積反應(yīng)器所能得到的產(chǎn)物量。換言之，生產(chǎn)能力的比較也就是在得到同等產(chǎn)物量時(shí)，所需反應(yīng)器體積大小的比較。第二，反應(yīng)的選擇性，即主、副反應(yīng)產(chǎn)物的比例。對(duì)簡(jiǎn)單反應(yīng)，不存在選擇性問(wèn)題，只需要進(jìn)行生產(chǎn)能力的比較。對(duì)于復(fù)雜反應(yīng)，不僅要考慮反應(yīng)器的大小，還要考慮反應(yīng)的選擇性。副產(chǎn)物的多少，影響著原料的消耗量、分離流程的選擇及分離設(shè)備的大小。因此反應(yīng)的選擇性往往是復(fù)雜反應(yīng)的主要矛盾。43實(shí)現(xiàn)同一個(gè)化學(xué)反應(yīng)，當(dāng)反應(yīng)條件，物料處理量、物料的初濃度及終點(diǎn)轉(zhuǎn)化率相同時(shí)，理想置換型反應(yīng)器的反應(yīng)體積VRP(或停留時(shí)間τP)與有返混的反應(yīng)器的反應(yīng)體積VRC(或停留時(shí)間τRC)之比定義為容積效率，用E表示E<1，其值越小，說(shuō)明反應(yīng)器的容積效率越低，偏離理想置換反應(yīng)器的程度越高。返混的程度不同，反應(yīng)器的容積效率就不同可以把容積效率理解為衡量單位反應(yīng)體積的反應(yīng)器生產(chǎn)能力的大小的指標(biāo)4.4.1生產(chǎn)能力的比較44（1）單釜連續(xù)反應(yīng)器的容積效率在理想置換反應(yīng)器內(nèi)，反應(yīng)物濃度隨著反應(yīng)的進(jìn)行而逐漸降低，反應(yīng)速率也因此逐漸變低；而在理想混合反應(yīng)器內(nèi)，進(jìn)料中的反應(yīng)物立即被釜內(nèi)的生成物稀釋到出口的低濃度，整個(gè)反應(yīng)始終在低濃度、低速率下進(jìn)行45因此，若在上述兩種反應(yīng)器內(nèi)進(jìn)行相同的化學(xué)反應(yīng)，采用相同的進(jìn)料組成、反應(yīng)條件并達(dá)到相同的轉(zhuǎn)化率，理想混合反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)速率與理想置換反應(yīng)器內(nèi)速率最慢處(出口)的速率相等，整個(gè)反應(yīng)都在低推動(dòng)力下進(jìn)行，因而完成同一個(gè)化學(xué)反應(yīng)所需的反應(yīng)時(shí)間就更長(zhǎng)，反應(yīng)體積也更大，容積效率就低46該結(jié)論也可以從圖解得出左斜線部分面積為理想混合反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間；右斜線部分面積為理想置換反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間47不同反應(yīng)級(jí)數(shù)下的容積效率在理想置換和理想混合反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)物的濃度分布不同，而不同級(jí)數(shù)的反應(yīng)對(duì)濃度分布的敏感程度不同，因此，討論反應(yīng)級(jí)數(shù)對(duì)容積效率的影響對(duì)反應(yīng)器的設(shè)計(jì)、分析具有重要的實(shí)際意義零級(jí)反應(yīng)：零級(jí)反應(yīng)的反應(yīng)速率不受反應(yīng)物濃度的影響，故零級(jí)反應(yīng)的容積效率為1一級(jí)不可逆反應(yīng)：理想置換反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間：48二級(jí)不可逆反應(yīng)：因此，理想混合反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間：理想置換反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間：理想混合反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間：因此，49以轉(zhuǎn)化率xA為橫坐標(biāo)，容積效率E為縱坐標(biāo)，描繪E~xA曲線于直角坐標(biāo)系中，可以看到：①反應(yīng)級(jí)數(shù)越高，容積效率越低；②低轉(zhuǎn)化率時(shí)，容積效率較為接近；③高轉(zhuǎn)化率時(shí)，容積效率接近0

這是因?yàn)椋孩俜磻?yīng)級(jí)數(shù)越高，反應(yīng)速率對(duì)濃度的敏感程度越高；②低轉(zhuǎn)化率時(shí)，理想混合反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)物濃度與理想理想置換的較為接近。但低轉(zhuǎn)化率操作本身有利有弊.50（2）多釜連續(xù)反應(yīng)器的容積效率多釜連續(xù)操作時(shí)，化學(xué)反應(yīng)是在多個(gè)反應(yīng)釜內(nèi)完成。隨著反應(yīng)的進(jìn)行，反應(yīng)物濃度從第一釜開(kāi)始逐次降低，反應(yīng)速率也隨之逐漸降低，因此，在其它條件相同的情況下，多釜連續(xù)的平均推動(dòng)力要比單釜連續(xù)的高圖示為4釜連續(xù)反應(yīng)過(guò)程的CA~τ曲線。從第1釜至第4釜的反應(yīng)物濃度依次為CA1、CA2、CA3和CAf51可見(jiàn)，對(duì)于多釜連續(xù)過(guò)程，只有最后一釜的反應(yīng)物濃度與單釜連續(xù)的反應(yīng)物濃度相同，而前面各釜的反應(yīng)物濃度均比最后一釜高，因此，多釜連續(xù)過(guò)程的反應(yīng)平均推動(dòng)力要大于單釜連續(xù)的反應(yīng)推動(dòng)力，所以多釜連續(xù)的容積效率大于單釜連續(xù)的容積效率，即多釜連續(xù)能抑制返混，提高容積效率下面以一級(jí)不可逆反應(yīng)為例，說(shuō)明等體積多釜串聯(lián)的容積效率與串聯(lián)的數(shù)量的定量關(guān)系。52因此多釜串聯(lián)反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間理想置換反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間53將由上式確定的容積效率與串聯(lián)數(shù)量的關(guān)系描繪在E~n圖上，可以看到對(duì)于一定的轉(zhuǎn)化率，串聯(lián)反應(yīng)器的數(shù)量越多，容積效率越高。這是因?yàn)榇?lián)數(shù)量越多，越能抑制返混，提高反應(yīng)推動(dòng)力。54關(guān)于容積效率的幾點(diǎn)結(jié)論在其它操作條件相同時(shí)①要求達(dá)到的轉(zhuǎn)化率越高，容積效率越低②反應(yīng)級(jí)數(shù)越高，容積效率越低，說(shuō)明高級(jí)數(shù)反應(yīng)對(duì)返混更為敏感③多釜連續(xù)操作時(shí)，串聯(lián)的數(shù)目越多，容積效率越高，是因?yàn)閿?shù)目增多可抑制返混，使反應(yīng)過(guò)程中各釜的濃度梯度更接近理想置換556.4.2反應(yīng)選擇性的比較（1）平行反應(yīng)①要使R的收率高，就要設(shè)法使比值增大

當(dāng)α1＞α2時(shí)

對(duì)于一定反應(yīng)體系和溫度，k1、k2、α1、α2都是常數(shù),故可調(diào)節(jié)CA

提高CA有利

當(dāng)α1＜α2時(shí)，降低CA可以提高R的收率當(dāng)α1=α2時(shí)，反應(yīng)物濃度對(duì)R的收率無(wú)影響

56由上述分析可知改變反應(yīng)物濃度是控制平行反應(yīng)中目標(biāo)化合物收率的重要手段。一般而言，高的反應(yīng)物濃度對(duì)高級(jí)數(shù)反應(yīng)有利，而對(duì)于主副反應(yīng)級(jí)數(shù)相同的平行反應(yīng)，濃度的高低不影響產(chǎn)品分配。所以在選擇反應(yīng)器的型式時(shí)，除考慮物料相態(tài)等一般性因素之外，對(duì)于平行反應(yīng)，還應(yīng)盡量使目標(biāo)產(chǎn)物的收率提高。一般而言，對(duì)于第(1)種情況，應(yīng)采用間歇反應(yīng)器、管式連續(xù)反應(yīng)器或多釜連續(xù)反應(yīng)器；對(duì)于第(2)種情況，宜采用單釜連續(xù)操作。57對(duì)平行反應(yīng)而言，提高反應(yīng)物濃度有利于級(jí)數(shù)高的反應(yīng)，降低反應(yīng)物濃度有利于級(jí)數(shù)低的反應(yīng)。除了選擇反應(yīng)器型式外，還可以采用適當(dāng)?shù)牟僮鳁l件以提高目的產(chǎn)物收率此外，還可以改變溫度，以改變比值提高溫度有利于高活化能的反應(yīng)，降低溫度有利于活化能低的反應(yīng)更有效的方法是選擇或開(kāi)發(fā)高選擇性的催化劑58②為提高R的收率，應(yīng)使的比值盡可能大

59反應(yīng)級(jí)數(shù)大小對(duì)濃度要求適宜的反應(yīng)器型式和操作方式α1＞α2β1＞β2CA高CB高管式流動(dòng)反應(yīng)器、間歇釜式反應(yīng)器、多段連續(xù)釜式反應(yīng)器α1＜α2β1＜β2CA低CB低單段連續(xù)釜式反應(yīng)器α1＞α2β1＜β2CA高CB低管式流動(dòng)反應(yīng)器，沿管長(zhǎng)分幾處連續(xù)加入B；半間歇釜式反應(yīng)器，A一次加入，B連續(xù)加；A在第一釜加入，B分別在各段加入的多段連續(xù)釜式反應(yīng)器α1＜α2β1＞β2CA低CB高管式流動(dòng)反應(yīng)器，沿管長(zhǎng)分幾處連續(xù)加入A；半間歇釜式反應(yīng)器，B一次加入，連續(xù)加A；B在第一釜加入，A分別在各段加入的多段連續(xù)釜式反應(yīng)器60(2)串聯(lián)反應(yīng)當(dāng)串聯(lián)反應(yīng)在間歇釜式或管式反應(yīng)器中進(jìn)行時(shí)，反應(yīng)物A的濃度在反應(yīng)初期較大，而目的產(chǎn)物R和副產(chǎn)品S的濃度均較小，隨著反應(yīng)的進(jìn)行，A組份濃度漸小，R的濃度漸大，隨之生成S的速率變大，但總可以找到一個(gè)適宜的反應(yīng)時(shí)間，使得目的產(chǎn)物R的收率為最大。61而當(dāng)串聯(lián)反應(yīng)在理想混合反應(yīng)器中進(jìn)行時(shí)，反應(yīng)物A進(jìn)入反應(yīng)器后，立即被稀釋為出口濃度，所以，生成目的產(chǎn)物R的速率較低；另一方面，目的產(chǎn)物R的濃度也與出口濃度相同，為盡量多地獲得R，應(yīng)使其濃度盡量大，此時(shí)生成副產(chǎn)品S的速率也最大。因此，當(dāng)反應(yīng)物A的轉(zhuǎn)化率相同時(shí)，從理想混合反應(yīng)器所獲得的R的收率要低于間歇釜式反應(yīng)器或理想置換反應(yīng)器這顯然是不利的。所以，對(duì)于串聯(lián)反應(yīng)，應(yīng)盡量避免使用連續(xù)釜式反應(yīng)器。62在此討論一級(jí)反應(yīng)

如R為目的產(chǎn)物，當(dāng)k