第七八章化學反應器

第七八章化學反應器第一頁，共四十六頁，2022年，8月28日2.按操作方法分類間歇式：加料—反應—出料，下一循環(huán)連續(xù)式：加料—反應—出料同時進行半連續(xù)式：一種物料連續(xù)，一種物料間歇均相——釜、管非均相——塔、床等溫反應器，溫度變化可忽略變溫反應器，換熱，T仍顯著變化絕熱反應器，不換熱，反應熱由產(chǎn)物帶走3.按反應物相態(tài)分類4.按溫度變化分類二、反應器內(nèi)物料的流動狀況—物料的停留時間分布1.理想排擠流動模型—活塞流

停留時間t完全相同反應器內(nèi)物料的流動象氣缸中活塞的平動一樣，齊頭并進，在與流動方向垂直的截面上各質點的u、p、t

完全相同VR—有效容積v—體積流量2.理想混合流動模型停留時間分布在0→∞區(qū)間內(nèi)。第二頁，共四十六頁，2022年，8月28日

不論先后進入反應器的物料立即充分混合，均布分布，任意時刻的出口濃度與反應口內(nèi)的濃度相等。物料的停留時間分布在0→∞區(qū)間內(nèi)。由于停留時間對反應的結果產(chǎn)生很大的影響，因而提出理想流動模型的概念，以理想流動模型中的停留時間分布作為實際的反應器的參考依據(jù)?！?-0動力學基本概念一、化學反應速率的定義式對于反應：1定義恒容時：∴第三頁，共四十六頁，2022年，8月28日注意：V—反應物體積，V0—起始反應物體積，Vx—轉化率為xA時的反應物體積；VR—反應器有效容積；VT—反應器總容積；v0—反應物起始體積流量2定義以濃度定義的速率以mol流量定義速率∵

dCA=-CA0*dxA對于流動反應體系：速率原始定義：第四頁，共四十六頁，2022年，8月28日541-21第五頁，共四十六頁，2022年，8月28日§7-2間歇操作攪拌釜式反應器——間歇釜一、間歇釜的特點1.間歇操作，存在裝料、調溫、出料、清洗等輔助時間t`。2.釜內(nèi)CA,xA,(-rA)～t反變化，但不隨位置變化。3.各物料微團的t停都相等。二、反應時間的計算1.基本公式以整個反應釜在dt內(nèi)對A組分作物料衡算得：(因為濃度隨時間變而不隨位置變，故需取時間微元)在dt內(nèi)：A的進入速率=A的流出速率+A的消耗速率+A的積累速率第六頁，共四十六頁，2022年，8月28日2.解析法——適用于已知動力學方程的反應體系a.一級反應等溫等容反應

(-rA)=kCA=kCA0(1-xA)

VR=V0=VxxA：A的轉化率-541-15第七頁，共四十六頁，2022年，8月28日3.圖解法求解——只有CA～(-rA)或xA～(-rA)數(shù)據(jù)，無速率方程時141-21第八頁，共四十六頁，2022年，8月28日化11-16第九頁，共四十六頁，2022年，8月28日2.反應器總容積—VT

由于反應體系的發(fā)泡、沸騰等因素，必須VT＞VR設：VR/VT=φ

裝料系數(shù)

（0.5～0.8）注意：v0的單位與時間單位一致三、間歇反應釜容積的計算1.有效容積:VR雖然反應釜間歇操作，但原料的生產(chǎn)及產(chǎn)品的后處理往往連續(xù)，一般在反應釜前增設一原料緩沖池，反應釜后面增設粗產(chǎn)品緩沖池。設原料的體積流量為v0m3/h。則在反應時間內(nèi)流進緩沖池的反應物料為v0*t反，在裝料、出料、清洗等輔助時間內(nèi)流進緩沖池的反應物料為v0*t’，則反應器的有效容積為：第十頁，共四十六頁，2022年，8月28日四、原料的體積流量v0的計算05141-23G——反應物質量流量ρ——反應物的密度F——反應物摩爾流量FA0——A組分起始摩爾流量第十一頁，共四十六頁，2022年，8月28日例2：在間歇釜中進行己二酸A與己二醇等摩爾比酯化反應，已知：每天處理2400kgA解：二級反應，A、B等的消耗，故每天處理2400kgA,每小時100kg§7-3間歇釜中一級反應與二級反應的比較一級：

t反只與xA有關，與CA0無關，CA0/CA亦可表示轉化率。(-rA)=kCACBk=1.97升/kmolminkmol/h541-21第十二頁，共四十六頁，2022年，8月28日二級：t反既與xA有關，又與CA0有關。例2(7-1)解：設t1/t2=1第十三頁，共四十六頁，2022年，8月28日

即：對二級反應，xA從0—0.9的耗時是xA從0.9—0.99耗時的十分之一?？梢姡悍磻墧?shù)ｎ越大，xA越高，反應時間增加越快，因此對高級數(shù)的反應，應設法使某一廉價原料過量，以↓反應級數(shù)n，減少反應時間。變?yōu)閿M一級反應后，轉化率達99%所耗時間僅為原需時間的1/21.5，大大縮短。一般使nH2O:nCO=4～6:1→5:1第十四頁，共四十六頁，2022年，8月28日可見：對于二級反應，當A的殘余濃度很低時，可增大起始濃度CA0以提高產(chǎn)量，而t↗很少。例4：習題10醋酸A+丁醇B→酯D+H2OEP16607411618每天產(chǎn)酯2400kg解：液相酯化反應—定容(A與B的投料比為1:4.97,mol比)例3(7-2)已知：為二級反應,求CA0從1和5kmol/m3降到CA=0.01kmol/m3的t反。第十五頁，共四十六頁，2022年，8月28日第十六頁，共四十六頁，2022年，8月28日§7-4管式反應器—平推流反應器—活塞流反應器plugflowreactor（PFR）一.管式反應器的特點：將管式反應器中流體的流動理想化成無摩擦力的反應器CA,(-rA),xA均隨管長l變化，但同一截面為定值。各物料微團的t停都相等。（設為理想排擠流動模型）第十七頁，共四十六頁，2022年，8月28日管式反應器基本設計方程二.設計方程

由于CA,(-rA),xA均隨管長

l變化，故只能在dVR內(nèi)對A組分進行物料衡算：對于穩(wěn)定流動反應過程，無積累。A的進入速率=A的流出速率+A的消耗速率tS=VR/v0—空間時間∵FA=FA0(1-xA)=v0CA0(1-xA)∴dFA=-v0CA0dx……(2)(-rA)*dVR=-dFA=v0CA0dxFA=FA+dFA+(-rA)*dVR……(1)141-22第十八頁，共四十六頁，2022年，8月28日

tS=VR/v0—空間時間

變?nèi)葸^程：當Δν﹥0，分子數(shù)增加,使t停﹤tS(VR=10m3,v0=2m3/s,則tS=5s,但由于體積膨脹使t?！?，使物料不到5s就離開了反應器)；當Δν﹤0，分子數(shù)減少，使t停﹥tS

。1.定容反應過程∵FA=FA0(1-xA)v0=v=vf∴CA=CA0(1-xA)dCA=-CA0dxA①解析法求解:對等溫一級反應:A→R541-18第十九頁，共四十六頁，2022年，8月28日對二級等溫反應：2A→R+S∵例5：8-5P34例8-2的反應②圖解法求解：141-17以xA對1/(-rA)作圖，曲線下0→xA之間的面積即為：以CA對1/(-rA)作圖，曲線下CA→CA0之間的面積即為tS

。第二十頁，共四十六頁，2022年，8月28日2.對非定容的氣相反應而∴需先找到(-rA)~xA關系，即先找CA~xA關系：∵CA=nA/V

∴要找nA~xA和V~xA關系,而nA=nA0(1-xA)式中：CA、nA、V是任意τ時刻(轉化率為xA)時,A的濃度、摩爾數(shù)、反應體系體積。以A為關鍵組分,以xA表示反應的轉化率,則反應表示為：而V~nT~xA，先找nT~xA對于變?nèi)?氣體)反應：第二十一頁，共四十六頁，2022年，8月28日(nA0*xA—反應消耗A摩爾數(shù))(nT—t時刻體系總mol數(shù))…膨脹因子—每轉化1molA引起反應體系總摩爾數(shù)的變化量。1.A的起始mol分率∴

nT第二十二頁，共四十六頁，2022年，8月28日2.(δA=0時還原)3.4.5.pA--xA首先求任意時刻A的摩爾分率ZA：∵pA=P*ZApB--xArA--xA141-24第二十三頁，共四十六頁，2022年，8月28日對于變?nèi)菀患壏磻性O計方程：對于二級反應：對于二級反應：化材3第二十四頁，共四十六頁，2022年，8月28日§7-5全混流反應器（理想混合反應器）一、特點：

(continuousstirredtankreactor)(CSTR)1、連續(xù)操作，進料、反應、出料同時進行。2、CA,(-rA),xA不隨時間而變，亦不隨位置而變，為一定值。3、存在著強烈的返混——在反應器內(nèi)停留時間不同的物料粒子之間的參合——各物料微團的停留時間t停分布在0→∞的區(qū)間內(nèi)。混合——幾何位置不同的物料粒子之間的參合。間歇釜：有混合、無返混。管式反應器：無混合、無返混。全混流反應器：有混合、更有返混。二、設計方程：

在穩(wěn)定流動、穩(wěn)定反應過程中，以整個反應器對A組分進物料衡算：由于無積累：or：均為定值541-24第二十五頁，共四十六頁，2022年，8月28日由于該釜中只進行液相反應，即為定容反應：則有：即：

v0CA0xAf=(-rA)VR1、解析法對一級反應：對二級反應：全混流反應器基本設計方程第二十六頁，共四十六頁，2022年，8月28日例：8-6P36解：二級反應：2、圖解法：對于

因為(-rA)定值∴隨xA↗，1/(-rA)不變而為水平線。所以，求出1/(-rA)，在xA～1/(-rA)坐標圖上畫出高為：1/(-rA)，長為xA的長方形，其面積S即為：或據(jù)：求出1/(-rA)，在CA～1/(-rA)坐標圖上畫出高為：1/(-rA)，長為：

CA0-CA的長方形，其面積S即為t平均。如圖：=VR/v0

可求VR第二十七頁，共四十六頁，2022年，8月28日3.CA、xA隨有效容積變化關系圖§7-6返混對簡單反應的影響1.由于返混使反應物的濃度在進釜的瞬間降到與出口濃

度相等，并始終在較低的CA、(-rA)下反應。2.由于反應在低的CA下進行,故達相同xA所需t反長，VR大。例6(8-6)：

xA管式間歇釜串聯(lián)釜N=2

全混流反應釜

0.8

1.45

2.16

3.17

7.234m30.93.253.436.7932.55m3

可見：全混流反應釜的VR

遠大于其他類型的反應器。141-25241-25第二十八頁，共四十六頁，2022年，8月28日§7-7多級串聯(lián)反應器1-18在間歇釜、管式反應器、全混流反應器中

由于全混流反應器中CA,(-rA),xA為定值，溫度、濃度處處一致，操作穩(wěn)定，易于控制并實現(xiàn)自動化，產(chǎn)品質量穩(wěn)定。但反應速度低，在相同xA時所需VR大，投資巨大，為克服此缺點，設法使CA逐步減小，即設法用N個小釜代替一個大釜，則既有溫度、濃度一致,操作穩(wěn)定,產(chǎn)品質量均勻的優(yōu)點,又有(-rA)較高的優(yōu)點。如圖：間歇釜管式反應器全混流反應器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。第二十九頁，共四十六頁，2022年，8月28日N=1全混流反應器—返混程度最大,分布在0--∞CA-VR曲線變?yōu)镹步階梯注意xA1,xA2,xAn,xAN分別是第一釜，第二釜，第n釜，第N釜的積累轉化率，而第n釜內(nèi)的轉化率為xAn-xAn-1。如圖：N

反映反應器的返混程度，實際反應器常用N表示返混程度的大小。N=∞

管式反應器—無返混,=常數(shù)14541-25第三十頁，共四十六頁，2022年，8月28日二、設計方程

由于多級串聯(lián)反應器一般只進行液相反應，視為定容反應。由于各小釜內(nèi)CA,(-rA)不隨時間t和位置變化，故每一個小釜就是一個全混流反應器，所以逐釜應用全混流反應器的設計方程，可求出每一個小釜的容積，則反應器總容積可求。全混流反應器的設計方程為：對第一釜有：一、多級串聯(lián)反應器特點

各小釜內(nèi)CA，(-rA)

既不隨時間而變，又不隨位置而變，存在強烈的返混，t停分布在t1→t2區(qū)間內(nèi)；但CA，(-rA)隨N變化。整個反應器存在一定程度的返混，各物料微團的t停分布在t`1→t`2區(qū)間內(nèi)。

第三十一頁，共四十六頁，2022年，8月28日式中：CAn——第n釜的出口濃度,是從1→n逐釜降為CAn的,第n釜中的濃度變化量為CAn-1-CAn,而不是CA0-CAn。對第n釜有：對第二釜有：.................................................................................

xAn—第n釜的出口轉化率,是從1→n釜,逐釜升至xAn的,

第n釜中的轉化率為xAn-xAn-1，而不是xAn-xA0。1.解析法：適用于已知動力學方程及N、VRi、Ti、v0的反應體系(1)逐釜計算求xAn第三十二頁，共四十六頁，2022年，8月28日(2)已知各釜的逐釜計算可求得VR1、VR2、…→VRT。例7：8-7(P39)，與例8-5和8-6比較解:液相（定容二級反應）據(jù)上式：(而單釜VR=7.234m3)341-24第三十三頁，共四十六頁，2022年，8月28日(3)對于一級反應，可得簡式：∵一釜:二釜:N釜：即：或：第三十四頁，共四十六頁，2022年，8月28日例8某一級反應在等溫25℃三個等容積小釜中進行,k=9.48h-1，CA0=1kmol/m3，XA3=0.95，求各小釜的有效容積、總容積以及各釜出口濃度。

解：第三十五頁，共四十六頁，2022年，8月28日若在全混流反應器中進行，則：求各釜出口濃度：0513331-24第三十六頁，共四十六頁，2022年，8月28日2.圖解法：適用有動力學數(shù)據(jù)而無動力方程或動力學方程太復雜的體系。對第i釜有：第i釜的出口轉化率必須同時滿足上兩式,解此方程組,可在xA-(-rA)上繪出兩條線,兩線交點對應的xAi即為方程組的解(1)求xAN：已知k、n或xA-(-rA)

數(shù)據(jù)(等溫反應)a.作xA-(-rA)

動力學曲線MNb.作第一釜操作線(截距為0)∴是過原點,斜率為的直線OP1,由交點可求xA1。第三十七頁，共四十六頁，2022年，8月28日第二釜操作線截距可求,斜率亦可求,對于操作線方程,當(-rA2)=0時，xA2=xA1,即第二條操作線過(xA1,0)點。故過(xA1,0)和斜率線平衡。依此類推，可作N條平行操作線，第N條操作線與動力學曲線的交點對應的xA即為xAN。(兩操作線斜率可不同)。當VR1=VR2時，

可作出第二條操作線,由交點→xA2

若各小釜的T和VR不同，則應做N條不同的動力學曲線和N條斜率不同的操作線，據(jù)第n釜的操作線與第n條動力學曲線的交點求：

則兩操作第三十八頁，共四十六頁，2022年，8月28日(2)求等容各小釜的體積VRi及VRT：已知k,n或xA-(-rA)

數(shù)據(jù),v0、N、xAN。(等溫反應)a、作出動力學曲線MNb、作N條操作線：從原點出發(fā)，假設一斜率，作N條同斜率的操作線，使第N條操作線與動力學線交點對應的xA≥xAN。否則，重新假設斜率重作，直到剛好符合為止。c、據(jù)作操作線的斜率求第三十九頁，共四十六頁，2022年，8月28日例9：(8-8)P40

根據(jù)例8-5數(shù)據(jù)，求用四個等容積小釜串聯(lián)時的VRT。解：根據(jù)題給(-rA)-xA關系式，求得動力學數(shù)據(jù)(xA=0.8)令一組xA，求得對應的(-rA)xA00.10.20.30.40.50.60.70.80.9

1(-rA)1.891.531.210.930.680.470.30.170.080.020a、據(jù)表中數(shù)據(jù)作動力學曲線；b、作釜操作線：從原點出發(fā)，假設一斜率作四條操作線使第4條操作線與動力學曲線的交點對應的的xA≥0.8，用假定的斜率(從圖上讀得)求VRn→VRT(1.58m3)。見表8-4：P42

作業(yè)P45（11）a、繪出動力學曲線b、作操作線：從原點出發(fā)，作斜率為(3)、求釜數(shù)N：已知k、n或xA-(-rA)

數(shù)據(jù)，及的操作線，直到某條操作線與動力學曲線交點對應的xA≥xAN時，所作操作線的條數(shù)=N。第四十頁，共四十六頁，2022年，8月28日§7-7濃度對復雜反應的影響一、濃度對可逆反應的影響

優(yōu)化目的—提高xA和(-rA)一級可逆：平衡時:(-rA)=0(-rA)=

k1CA-k2CP=k1CA-k2(CA0-CA)=k1CA-k2CA0+k2CA(CP=CA0-CA)=(k1+k2)CA-k2CA0=(k1+k2)(CA-CAe)=(k1+k2)CA0(xAe-xA)

定容反應有惰性氣體時：設CT=CA+CP+CiCi-惰氣∴CP=CT-CA-Ci

同理可導得：(-rA)=k1CA-k2(CT-CA-Ci)=(k1+k2)CA-k2(CT-Ci)AP第四十一頁，共四十六頁，2022年，8月28日等溫可逆反應時可采取措施有：1.據(jù)上式知：CA↗，(-rA)↗，為提高CA

應盡量減少返混，即采用無反混的反應器。2.對有多個反應物的反應體系,如:CO+H2OCO2+H2可提高廉價原料的濃度CH2O，以提高xCO(e),則(-rA)提高。為提高(-rA)，可降低xA，而采用循環(huán)流程，在較低轉化率時將反應混合物引出反應器。分離出產(chǎn)物后，使反應物返回反應體系打循環(huán)，如合成氨：N2+3H22NH3二、濃度對平行反應的影響

優(yōu)化目的—提高目的產(chǎn)物的選擇率第四十二頁，共四十六頁，2022年，8月28日為提高對目的產(chǎn)物的選擇率，對于不情況應采取不同措施：1.當a1>a2b1>b2時，應↗CA和CB：應選管式反應器和間歇釡，一次投料，在低XA下反應，分離產(chǎn)物后反應物打循環(huán)。2.當a1＜a2，b1＜b2時，應↓CA、CB：應選用全混流反應器，滴加AB或用稀釋劑或產(chǎn)物稀釋反應物（產(chǎn)物循環(huán)）。3.當a1>a2，b1<b2時，應↗CA，↘CB：應選用管式間