管式反應器相關計算

關于管式反應器相關計算1第一頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三26.1.1

管式反應器的特點、型式和應用管式反應器既可用于均相反應又可用于多相反應。具有結(jié)構(gòu)簡單、加工方便、傳熱面積大、傳熱系數(shù)高、耐高壓、生產(chǎn)能力大、易實現(xiàn)自動控制等特點可常壓操作也可加壓操作，常用于對溫度不敏感的快速反應。常見型式有水平、立式、盤管、U型管等第二頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三3圖6-1水平管式反應器第三頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三4圖6-2幾種立式管式反應器第四頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三5圖6-3盤管式反應器圖6-4U形管式反應器圖第五頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三6管式反應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圓筒式管式爐第六頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三6.1.2物料在管式反應器中的流動（理想置換假設）流體在管內(nèi)流動是一種復雜的物理現(xiàn)象，而管內(nèi)流動的流體進行化學反應時，其流動狀況必然影響到化學反應的進行。流體在管內(nèi)的流動狀態(tài)通常被概括為層流、過度流、湍流。湍流時，管內(nèi)流動主體各點上的流體流速可近似認為相同。以此為基礎，可對管式反應器內(nèi)流體的流動模型進行合理的假設第七頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三理想置換假設的內(nèi)容是①假定徑向流速分布均勻，即所有的質(zhì)點以相同的速率從入口流向出口，就像活塞運動一樣，所以理想置換所對應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)點流速相等，流經(jīng)反應器所用的時間相同，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，是化學反應的結(jié)果，而不是返混的結(jié)果湍流操作(Re>104)時，上述假設與實際情況基本吻合。據(jù)此，可對管式反應器進行設計計算

第八頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三6.2

等溫管式反應器的計算6.2.1

反應體積在管式反應器內(nèi)，反應組份濃度、轉(zhuǎn)化率隨物料流動的軸向而變化，故可取微元體積dVR對關鍵組份A作物料衡算

輸入量：輸出量：反應量：FA0FA第九頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三于是化簡之其中FV0、CA0為已知的常量，rA為反應速率，等溫時可表達為轉(zhuǎn)化率xA的函數(shù)，分離變量后積分又第十頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三設在理想置換管式反應器中進行等溫恒容n級不可逆反應，rA=kCAn。設A的濃度為CA時，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，代入反應體積的積分式得當n=1時，積分結(jié)果為第十一頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三12對于連續(xù)操作的反應系統(tǒng)，定義反應體積VR與物料體積流量FV之比接觸時間，亦稱為停留時間，用τ表示：在操作條件下，進入反應器的物料通過反應體積所需的時間，稱為空時，用τ表示

:空時的倒數(shù)為空速，其意義是單位反應體積單位時間內(nèi)所處理的物料量，因次為[時間]-1，用SV表示

第十二頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三對于恒容過程(恒容)，也就是或比較第三章間歇釜式反應器的反應時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？第十三頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三6.2.2

管徑與管長的確定在反應體積VR確定后，便可進行管徑和管長的設計，由VR=πd2L/4可知，d、L可有多解，但應使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，再計算管長L由其中所以第十四頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三(2)先規(guī)定流體流速u，據(jù)此確定管徑d，再計算管長L，再檢驗Re是否>104(3)根據(jù)標準管材規(guī)格確定管徑d，再計算管長L，再檢驗Re是否>104第十五頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三(4)對于傳熱型的管式反應器，可根據(jù)熱量衡算得出的傳熱面積A，確定管徑d和管長L，再檢驗Re是否>104所以第十六頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三例6.1化學反應A+2B→C+D在管式反應器中實現(xiàn)，rA=1.98×10-2CACBkmol/(m3·min)。已知A、B的進料流量分別為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)化率達到0.98，求反應體積，并從Φ24×6,Φ35×9,Φ43×10三種管材中選擇一種。第十七頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三解：反應物的體積流量FV0=FVA+FVB=0.56m3

密度ρ=(FVAρA+FVBρB)/(FVA+FVB)=948.0kg/m3

反應器任意位置，CA=CA0(1-xA)

CB=CB0-2CA0xA，所以

rA=kCACB=CA0(1-xA)(CB0-2CA0xA)第十八頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三代入已知數(shù)據(jù)得VR=0.134m3分別計算三種管材的管長、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，三種管材均可滿足Re>104的要求，但采用Φ24×6管長太長，而采用Φ43×10管材時，Re值偏小，所以采用Φ35×9管材.第十九頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三6.2.3

等溫變?nèi)莨苁椒磻鲉栴}的提出對于液相反應，認為反應物在反應前后的體積不變，即恒容反應，是符合絕大多數(shù)實際情況的近似。但對于管式反應器中進行的氣相反應，這種近似與實際情況的出入往往很大，其原因是管式反應器在恒壓下操作，由化學反應而導致反應體系摩爾數(shù)的變化必然引起反應體積的變化，故這種情況不能作為恒容處理.第二十頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三例如下列氣相反應，設停留時間為τ，反應物A的轉(zhuǎn)化率為xA，于是aA+bB→sS+rRτ=0時nA0

nB0

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

可見，反應開始(τ=0)時，反應體系的總摩爾數(shù)為n0=nA0+nB0

nA0、nB0分別為A、B的起始摩爾數(shù)在反應進行了τ時間(τ=τ)后時，反應體系的總摩爾數(shù)為第二十一頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三n=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摩爾反應物A時，引起的反應物系的總摩爾數(shù)的變化量于是，τ=τ時第二十二頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三定義τ=τ時，反應物A在氣相中的摩爾分率為yA

定義τ=0時，反應物A在氣相中的摩爾分率為yA0

設τ=τ時，A轉(zhuǎn)化率為xA，對應的反應混合物的體積流量為FV，于是第二十三頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三此時A組份的濃度為CA，所以用類似的方法可以得到τ=τ時A組份的分壓為PA所以或第二十四頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三于是，對于n級不可逆反應rA=kCAn，其速率方程可表達為對于恒容情況，δA=0，速率方程還原為

rA=k(CA0(1-xA))n對于氣相反應，如果反應物的初濃度以分壓PA0(摩爾分數(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組份起始摩爾分數(shù);R:氣體常數(shù);T:操作溫度/K第二十五頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三于是，對于n級不可逆反應rA=kCAn，其速率方程又可表達為其中，在得到停留時間于轉(zhuǎn)化率的關系后，反應體積可由第二十六頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三例6.2在理想置換管式反應器中進行等溫二級不可逆反應A+B→R，已知氣體物料的起始流量為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)化率達到0.90，求停留時間和反應體積。解：rA=kCACB=kCA2，所以積之第二十七頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三于是第二十八頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三6.3變溫管式反應器問題的提出①化學反應經(jīng)常伴有熱效應，有些反應的熱效應還較大，工業(yè)上實現(xiàn)等溫操作比較困難；②化學反應通常要求溫度隨著反應進程有一個適當?shù)姆植?，以獲得較好的反應效果.變溫操作時，盡管反應器內(nèi)物料徑向混合均勻，但沿軸向(物料流動的方向)，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，要對反應進程進行數(shù)學描述，需要聯(lián)立物料衡算方程(速率方程)和熱平衡方程.第二十九頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三為方便模型化，可將反應溫度和關鍵組份的轉(zhuǎn)化率表達為反應器軸向位置的函數(shù)。其物料衡算方程為即設反應器的內(nèi)徑為d，距反應器入口的軸向坐標為l，于是微元反應體積為(1)物料平衡方程第三十頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三(2)熱平衡方程設Q1、Q4分別為單位時間內(nèi)物料帶入、帶出微元體積的熱量；Q2表示單位時間內(nèi)間壁傳熱量；Q3表示單位時間內(nèi)化學反應產(chǎn)生的熱；熱累積為零。第三十一頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三因此，穩(wěn)態(tài)操作下，熱平衡方程為其中反應的熱效應Q3包括反應熱QR和物理變化熱QP，設物理變化熱QP=0，所以各項熱量的計算方法如下：該式的物理意義為物料通過微元體積時顯熱的變化。ni、CPi分別表示進入微元體積的組份i的摩爾流量和定壓摩爾熱容；dT為物料經(jīng)過微元體積時溫度的變化。第三十二頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三間壁傳熱量式中K為總傳熱系數(shù)；dA為微元體積的傳熱面積；d為管內(nèi)徑；T為反應物溫度；Ts為傳熱介質(zhì)溫度?；瘜W反應熱式中qr為以組份A為基準的摩爾反應熱；nA0為A組份的起始摩爾流量將上面的具體算式代入熱平衡方程，得第三十三頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三與物料平衡方程聯(lián)立求解可得xA~T~l之間的關系特別地，當間壁傳熱量Q2為零時，即絕熱過程第三十四頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三假設在反應器中物料溫度從T0變化到T，忽略反應過程中物系總摩爾數(shù)的變化，上式左端可積分為式中F0為反應物系起始的摩爾流量；

為反應物系在T0~T之間的平均定壓熱容。

又設FA0=F0yA0(yA0為反應開始時A組份的摩爾分率)，相應于溫度從T0到T的變化，組份A的轉(zhuǎn)化率從xA0變化到xA，則上式右端可積分為：第三十五頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三所以也就是稱為絕熱溫升或溫降，其物理意義為反應物中的A組份完全轉(zhuǎn)化時，引起物系溫度變化的度數(shù)。第三十六頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三于是或此式稱為絕熱方程，說明了絕熱反應過程中A組份的轉(zhuǎn)化率xA和反應溫度T之間的關系。第三十七頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三38上式與間歇反應器、全混流反應器在絕熱情況推導出的公式完全一樣，所以絕熱方程適用于各類反應器。以xA

對溫度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，

λ＞0，直線斜角＜90°

若吸熱反應，

λ＜0，直線斜角＞90°

若等溫反應，

λ＝0，直線斜角＝90°第三十八頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三39雖然絕熱方程反映了三類反應器在絕熱條件下操作溫度與轉(zhuǎn)化率的關系，但本質(zhì)上還是有區(qū)別的：①平推流反應器：反映的是絕熱條件下，不同軸向位置溫度與轉(zhuǎn)化率的關系；②間歇反應器：反映的是絕熱條件下，不同反應時間溫度與轉(zhuǎn)化率的關系；③全混流反應器：反映的是絕熱條件下，出口轉(zhuǎn)化率與操作溫度關系。第三十九頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三40絕熱反應器的求解要用下面三個式子聯(lián)立：或

①②③具體解題步驟：(1).給出xAi用①式求Ti(2).由Ti用③式計算ki,rAi(3).由ΔxAi等用②式計算VRi或li例6.3第四十頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三41例6.4一級反應，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)和管式反應器實現(xiàn)，反應時間分別是多少。解：①單釜連續(xù)時第四十一頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三42②兩等體積釜連續(xù)時③采用管式反應器時第四十二頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三43問題的提出：由以上例題可以看出，對于一定的化學反應，當物料處理量、物料的初濃度及終點轉(zhuǎn)化率一定時，完成反應所需要的反應時間按多釜連續(xù)、單釜連續(xù)、管式連續(xù)反應器的次序遞減。究其原因，主要是因為就釜式連續(xù)這種操作方式而言，存在物料返混現(xiàn)象，致使反應物濃度降低，使得反應的推動力降低，其結(jié)果就是反應時間長第四十三頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三44不同形式的反應器主要從兩個方面進行比較：第一，生產(chǎn)能力，即單位時間、單位體積反應器所能得到的產(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，所需反應器體積大小的比較。第二，反應的選擇性，即主、副反應產(chǎn)物的比例。對簡單反應，不存在選擇性問題，只需要進行生產(chǎn)能力的比較。對于復雜反應，不僅要考慮反應器的大小，還要考慮反應的選擇性。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備的大小。因此反應的選擇性往往是復雜反應的主要矛盾。第四十四頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三45實現(xiàn)同一個化學反應，當反應條件，物料處理量、物料的初濃度及終點轉(zhuǎn)化率相同時，理想置換型反應器的反應體積VRP(或停留時間τP)與有返混的反應器的反應體積VRC(或停留時間τRC)之比定義為容積效率，用E表示E<1，其值越小，說明反應器的容積效率越低，偏離理想置換反應器的程度越高。返混的程度不同，反應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體積的反應器生產(chǎn)能力的大小的指標6.4.1生產(chǎn)能力的比較第四十五頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三46（1）單釜連續(xù)反應器的容積效率在理想置換反應器內(nèi)，反應物濃度隨著反應的進行而逐漸降低，反應速率也因此逐漸變低；而在理想混合反應器內(nèi)，進料中的反應物立即被釜內(nèi)的生成物稀釋到出口的低濃度，整個反應始終在低濃度、低速率下進行第四十六頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三47因此，若在上述兩種反應器內(nèi)進行相同的化學反應，采用相同的進料組成、反應條件并達到相同的轉(zhuǎn)化率，理想混合反應器內(nèi)的反應速率與理想置換反應器內(nèi)速率最慢處(出口)的速率相等，整個反應都在低推動力下進行，因而完成同一個化學反應所需的反應時間就更長，反應體積也更大，容積效率就低第四十七頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三48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器的反應時間；右斜線部分面積為理想置換反應器的反應時間第四十八頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三49不同反應級數(shù)下的容積效率在理想置換和理想混合反應器內(nèi)反應物的濃度分布不同，而不同級數(shù)的反應對濃度分布的敏感程度不同，因此，討論反應級數(shù)對容積效率的影響對反應器的設計、分析具有重要的實際意義零級反應：零級反應的反應速率不受反應物濃度的影響，故零級反應的容積效率為1一級不可逆反應：理想置換反應器的反應時間：第四十九頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三50二級不可逆反應：因此，理想混合反應器的反應時間：理想置換反應器的反應時間：理想混合反應器的反應時間：因此，第五十頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三51以轉(zhuǎn)化率xA為橫坐標，容積效率E為縱坐標，描繪E~xA曲線于直角坐標系中，可以看到：①反應級數(shù)越高，容積效率越低；②低轉(zhuǎn)化率時，容積效率較為接近；③高轉(zhuǎn)化率時，容積效率接近0

這是因為：①反應級數(shù)越高，反應速率對濃度的敏感程度越高；②低轉(zhuǎn)化率時，理想混合反應器內(nèi)反應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.第五十一頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三52（2）多釜連續(xù)反應器的容積效率多釜連續(xù)操作時，化學反應是在多個反應釜內(nèi)完成。隨著反應的進行，反應物濃度從第一釜開始逐次降低，反應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)的平均推動力要比單釜連續(xù)的高圖示為4釜連續(xù)反應過程的CA~τ曲線。從第1釜至第4釜的反應物濃度依次為CA1、CA2、CA3和CAf第五十二頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三53可見，對于多釜連續(xù)過程，只有最后一釜的反應物濃度與單釜連續(xù)的反應物濃度相同，而前面各釜的反應物濃度均比最后一釜高，因此，多釜連續(xù)過程的反應平均推動力要大于單釜連續(xù)的反應推動力，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不可逆反應為例，說明等體積多釜串聯(lián)的容積效率與串聯(lián)的數(shù)量的定量關系。第五十三頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三54因此多釜串聯(lián)反應器的反應時間理想置換反應器的反應時間第五十四頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三55將由上式確定的容積效率與串聯(lián)數(shù)量的關系描繪在E~n圖上，可以看到對于一定的轉(zhuǎn)化率，串聯(lián)反應器的數(shù)量越多，容積效率越高。這是因為串聯(lián)數(shù)量越多，越能抑制返混，提高反應推動力。第五十五頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三56關于容積效率的幾點結(jié)論在其它操作條件相同時①要求達到的轉(zhuǎn)化率越高，容積效率越低②反應級數(shù)越高，容積效率越低，說明高級數(shù)反應對返混更為敏感③多釜連續(xù)操作時，串聯(lián)的數(shù)目越多，容積效率越高，是因為數(shù)目增多可抑制返混，使反應過程中各釜的濃度梯度更接近理想置換第五十六頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三576.4.2反應選擇性的比較（1）平行反應①要使R的收率高，就要設法使比值增大

當α1＞α2時

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

提高CA有利

當α1＜α2時，降低CA可以提高R的收率當α1=α2時，反應物濃度對R的收率無影響

第五十七頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三58由上述分析可知改變反應物濃度是控制平行反應中目標化合物收率的重要手段。一般而言，高的反應物濃度對高級數(shù)反應有利，而對于主副反應級數(shù)相同的平行反應，濃度的高低不影響產(chǎn)品分配。所以在選擇反應器的型式時，除考慮物料相態(tài)等一般性因素之外，對于平行反應，還應盡量使目標產(chǎn)物的收率提高。一般而言，對于第(1)種情況，應采用間歇反應器、管式連續(xù)反應器或多釜連續(xù)反應器；對于第(2)種情況，宜采用單釜連續(xù)操作。第五十八頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三59對平行反應而言，提高反應物濃度有利于級數(shù)高的反應，降低反應物濃度有利于級數(shù)低的反應。除了選擇反應器型式外，還可以采用適當?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，降低溫度有利于活化能低的反應更有效的方法是選擇或開發(fā)高選擇性的催化劑第五十九頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三60②為提高R的收率，應使的比值盡可能大

第六十頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三61反應級數(shù)大小對濃度要求適宜的反應器型式和操作方式α1＞α2β1＞β2CA高CB高管式流動反應器、間歇釜式反應器、多段連續(xù)釜式反應器α1＜α2β1＜β2CA低CB低單段連續(xù)釜式反應器α1＞α2β1＜β2CA高CB低管式流動反應器，沿管長分幾處連續(xù)加入B；半間歇釜式反應器，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)釜式反應器α1＜α2β1＞β2CA低CB高管式流動反應器，沿管長分幾處連續(xù)加入A；半間歇釜式反應器，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)釜式反應器第六十一頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三62(2)串聯(lián)反應當串聯(lián)反應在間歇釜式或管式反應器中進行時，反應物A的濃度在反應初期較大，而目的產(chǎn)物R和副產(chǎn)品S的濃度均較小，隨著反應的進行，A組份濃度漸小，R的濃度漸大，隨之生成S的速率變大，但總可以找到一個適宜的反應時間，使得目的產(chǎn)物R的收率為最大。第六十二頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三63而當串聯(lián)反應在理想混合反應器中進行時，反應物A進入反應器后，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，應使其濃度盡量大，此時生成副產(chǎn)品S的速率也最大。因此，當反應物A的轉(zhuǎn)化率相同時，從理想混合反應器所獲得的R的收率要低于間歇釜式反應器或理想置換反應器這顯然是不利的。所以，對于串聯(lián)反應，應盡量避免使用連續(xù)釜式反應器。第六十三頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三64在此討論一級反應

如R為目的產(chǎn)物，當k1、k2值一定時，為使應使CA高、CR低，適宜于采用管式流動反應器、間歇釜式反應器或多段連續(xù)釜式反應器。

比值變大，如果S為目的產(chǎn)物，則應使CA低、CR高，適宜于采用單段連續(xù)釜式反應器。

第六十四頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三65第六十五頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三66連串反應的特點是：R生成量增加，則有利于S的生成，特別是k2≥k1時，故以R為目的產(chǎn)物時，應保持較低的單程轉(zhuǎn)化率。當k1≥k2時，可保持較高的反應轉(zhuǎn)化率，因這樣收率降低不多，但反應后的分離負荷可以大為減輕.第六十六頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三676.5循環(huán)反應器問題的提出前面各章討論了單一理想反應器或同類理想反應器組合的設計與分析的方法把不同流動模型的理想反應器組合在一起，形成理想反應器組，往往能夠提高單位反應體積的反應器的生產(chǎn)能力；實現(xiàn)單一反應器難以實現(xiàn)的反應或達到促進主反應、抑制副反應的目的，因而討論這種理想反應器組合有較大的實際意義本章主要討論理想反應器的組合建模方法第六十七頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三68帶循環(huán)回路的管式反應器內(nèi)物料流動可用理想置換描述，但由于有物料循環(huán)，從宏觀上看，又存在物料返混，故是一種介于理想置換和理想混合之間的一種反應器類型6.5.1帶循環(huán)回路的恒容等溫管式反應器按照取微元體積列微分式再積分的方法可獲得其設計方程，但積分的邊界條件要發(fā)生變化第六十八頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三69若定義a=FR/FV0為循環(huán)比，當xA0=0時于是第六十九頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三70從上述方程可以看出t、xAf、a之間的制約關系：在停留時間t不變的情況下，增加循環(huán)比a，可使積分區(qū)間變窄，從而使得終點轉(zhuǎn)化率降低；同時，由于增加了返混程度，降低了反應器中反應物的濃度，對那些低級數(shù)反應顯然是有利的第七十頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三71若外循環(huán)物料停留時間較長，其間進行的反應不能忽略時，就構(gòu)成了管式和管式反應器的組合。仍定義a=FR/FV0為循環(huán)比，當xA0=0時，于是，第七十一頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三72若外循環(huán)物料停留時間較長，其間進行的反應不能忽略時，就構(gòu)成了管式和管式反應器的組合。仍定義a=FR/FV0為循環(huán)比，當xA0=0時于是第七十二頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三73對于主管第七十三頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三74對于循環(huán)管解方程組可求出終點轉(zhuǎn)化率同t、t’的關系第七十四頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三75間歇釜式反應器與物料的外循環(huán)結(jié)合常用來移出反應熱。當外循環(huán)的停留時間較長，其間進行的反應不能忽略時，就構(gòu)成了間歇釜式和管式反應器的組合6.5.2帶循環(huán)回路的間歇釜式反應器反應釜的物料衡算：輸入量=FRCA’輸出量=FRCA反應量=VRrA累積量=VRdCA/dt第七十五頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三76所以即定義為擬停留時間，則第七十六頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三77管式反應器的微元體積dVR’作物料衡算：輸入量=FRCA；輸出量=FR(CA+dCA)反應量=rAdVR；累積量=0所以即將此式與間歇釜式反應器的物料衡算式聯(lián)立積之得第七十七頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三78即可求出間歇釜式反應器的反應時間現(xiàn)以等溫一級反應為例說明其具體建模過程①對于管式反應器所以第七十八頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三79②將此式代入間歇釜式反應器的設計方程得第七十九頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三80分離變量積之得也就是第八十頁，共九十一頁，編輯于2023年，星期三81連續(xù)釜式反應器與物料的外循環(huán)結(jié)合常用來移出反應熱。當外循環(huán)的停留時間較長，其間進行的反應不能忽略時，就構(gòu)成了連續(xù)釜式和管式反應器的組合6.5.3帶循環(huán)回路的連續(xù)釜式反應器反應釜的物料衡算：輸入量=FV0