反应工程课件

第四章管式反应器第四章管式反应器本章内容理想流动模型等温管式反应器的计算管式与釜式反应器反应体积的比较循环反应器变温管式反应器的计算本章内容活塞流模型的基本假定等温管式反应器设计与分析管式反应器与釜式反应器的性能比较循环管式反应器的分析计算管式反应器的变温操作4.1理想流动模型—基本概念流动模型：是反应器中流体流动与返混情况的描述，这一状况对反应结果有非常重要的影响。返混：在流体流动方向上停留时间不同的流体粒子之间的混合称为返混，也称为逆向混合。层流湍流活塞流4.1理想流动模型—基本概念（续1）活塞流模型（平推流）：基本假定：(1)径向流速分布均匀，所有粒子以相同的速度从进口向出口运动。(2)轴向上无返混符合上述假设的反应器，同一时刻进入反应器的流体粒子必同一时刻离开反应器，所有粒子在反应器内停留时间相同。特点：径向上物料的所有参数都相同，轴向上不断变化。全混流模型：基本假定：径向混合和轴向返混都达到最大符合此假设的反应器，物料的停留时间参差不齐特点反应物系的所有参数在径向上均一，轴向上也均一，即：各处物料均一，均为出口值管径较小，流速较大的管式反应器－－可按活塞流处理剧烈搅拌的连续釜式反应器－－可按全混流处理4.1理想流动模型—基本概念（续2）000AAcQF进入量=排出量+反应量+累积量0)()(riiiidVFdFFRiridVdFRdzAfXrdV0iFiFiidFFArAdVdFR)1(0AAAXFF)(0AArAAXdVdXFR)(00AArAAXdVdXcQR单一反应4.2等温管式反应器的设计dzAfXrdV0iFiFiidFF)(00AArAAXdVdXcQRAfXAAAArXdXcQV000)]([RAfXAAAAorXdXcQV00)]([RAfXAAAAXdXct00)]([R间歇BRXPFRtA等容，等4.2等温管式反应器的设计（续1）该方程组初值为：,...,k,iFFViir2100,,解该方程组时，需首先选定反应变量，可以选关键组分的转化率或收率或各关键反应的反应进度。然后将Fi和变为反应变量的函数，即可求解方程组。解时一般用数值法。简单情况可解析求解。jrkirdVdFMjjijiri,...,2,11R复合反应对关键组分作物料衡算的结果，得到一常微分方程组4.2等温管式反应器的设计（续2）0)(21ddnckkVAAr01ddnckVPAr02ddnckVQAr对A的物料衡算：系统中只进行两个反应，都是独立的，所以关键组分数为2，因此，此三式中仅二式是独立的。（副）（主）AckQrQAAckPrPA2,1,对P的物料衡算：对Q的物料衡算：复合反应4.2等温管式反应器的设计（续3）0)(21ddcckkAA01ddcckPA02ddcckQA0,0,00QPAAcccct时，])(exp[210kkccAA]})(exp[1{212101kkkkckcAp]})(exp[1{212102kkkkckcAQ复合反应4.2等温管式反应器的设计（续4）QPAkk2101ddcckAA10kAAecc复合反应0)(21ddcckckPPA)(122101kkAPeekkckc对A的物料衡算：对P的物料衡算：k1k24.2等温管式反应器的设计（续5）根据空时的定义对恒容均相反应，空时等于物料在反应器内的平均停留时间对变容反应，空时等否物料在反应器内的平均停留时间？问题？4.2等温管式反应器的设计（续6）自测题自测题4.3管式与釜式反应器反应体积的比较前提条件：进行相同的反应；采用相同的进料流量与进料浓度；反应温度与最终转化率相同。分三种情况1.正常动力学2.反常动力学3.反应速率有极大值的情况2000)]([ApXAAAArXdXcQVR)]([200AAAArXXcQVMR达到相同的转化率，管式反应器所需的反应体积小于釜式反应器2AXAX1AX)(1ARABDEF0KH)]([)()]([212001100AAAAAAAAArXXXcQXXcQVMRR4.3.1正常动力学对反常动力学情况，结论与正常动力学相反。)(1ARAX1AX2AXLGMNP0)]([200AAAArXXcQVMR)]([)()]([212001100AAAAAAAAArXXXcQXXcQVMRR2000)]([ApXAAAArXdXcQVR4.3.2反常动力学若:XAfXAm，则VrpVrm若：XAfXAm，则VrpVrm此时，可以：釜式与管式的串联AXAmXAfX0)(1AR'AfX4.3.3有极大值情况0Q0AcrV0AXAfXN0QQrReactorMAfXAAArdXcV?0)(?AfAfXXAAArdXcQV1)()1(004.4循环反应器对于单程转化率不高的情况，为提高原料的利用率，将反应器出口物料中的产品分离后再循环进入反应器入口，与新鲜原料一起进行反应。设循环物料与新鲜原料量之比为循环比：0QQr00)1(QQQr故,反应器的物料处理量为：在混合点处对A做物料衡算：)1()1()1(0000000AAAfAAXcQXcQcQ10AfAXX化简后得：用(1＋Ψ)Q0代替Q0，用XA0代替0，即AfAfXXAAArdXcQV1)()1(004.4循环反应器（续1）分析：0,00AX时结果相当于无循环管式反应器AfAXX0时,结果相当于恒定转化率下的操作，即CSTR反应器10AfAXX在实际操作中,只要足够大，如：则可认为是等浓度操作。25AfAfXXAAArdXcQV1)()1(004.4循环反应器（续2）4.5变温管式反应器4.5.1管式反应器的热量衡算假设：管式反应器内流体流动符合活塞流假定；反应器内温度分布：径向均匀，轴向变化取微元体积dVr作为控制体积，衡算依据为热力学第一定律：dqdH24]))([(tptTrrAddTGcdZHdH反应热温变热G为流体的质量速度GA=Q0ρdZATTUdqhC)(tCTrrAptdTTUdZHdZdTGc/)(4))((/R故有：此即管式反应器轴向温度分布方程令wA0为组分A的初始质量分数，MA为A的相对分子量,则：)()(0AAAAAXdZdXMGwR)(4)(0TTdUdZdXMHGwdZdTGcCtAATrrApt管式反应器中反应温度与转化率的关系式4.5.1管式反应器的热量衡算（续）4.5.2绝热管式反应器0)(4CtTTdUAptATrrAdXcMHwdT)(0)(4)(0TTdUdZdXMHGwdZdTGcCtAATrrApt得AptATrrAXcMHwTT)(00AXTT0ptATrAcMHwr0若绝热操作，则等温反应，T=T0；放热反应，T＞T0；吸热反应，T＜T0吸热反应，较高的进料温度有利；放热反应，较低的进料温度有利。XA和T的关系图吸热反应等温反应放热反应TXA4.5.2绝热管式反应器（续1）区别在于：管式反应器--不同位置上的T～XA关系；间歇釜式反应器--不同时间下的T～XA关系；连续釜式反应器--在等温下操作，在出口处的XA一定、温度T也一定。一般来说，绝热操作为管式反应器，选择较高的进料温度。对于吸热反应，这一点很明显，但对于可逆放热应，要具体分析。4.5.2绝热管式反应器（续2）可逆放热反应的转化率与温度的关系4.5.2绝热管式反应器（续3）4.5.2绝热管式反应器（续4）注意：前lm反应段，转化率高达42.5%；而后1m反应段，转化率仅为4.4%（相差10倍）。原因：在后1m反应段①反应物的浓度大大下降；②温度大大下降。上述现象是综合作用的结果。设三个进料温度TA，TB，TC，其中TB较（对于XAf而言）。XAf↑，To↓（从图中可以到）。(1)如果为可逆放热反应，T↑，平衡转化率↓(2)产物分布的控制也不容易作到.(3)对于可逆吸热反应，T↓速率变慢.很多工业反应器要进行温度控制，与环境有热交换。控制反应器在一定的温度下操作（优化和安全操作）。4.5.2绝热管式反应器（续5）绝热反应器的不足之处在于：反应器的进出口温差太大。例如：高温--烟道气、熔盐、高压蒸气等；低温--水、空气等。也可以适当安排利用产物的余热来加热原料。换热介质的选定：根据所控制的温度范围确定，原则应保持温差不宜过大，以免传热速率太快，操作不稳定。4.5.2绝热管式反应器（续6）要点与概述重点掌握：等温管式反应器设计方程的推导与应用。管式和釜式反应器的对比。循环反应器的计算与分析。变温管式反应器的分析与计算，包括：热量衡算方程的建立、绝热温升和非绝热变温管式反应器的计算等。深入理解：活塞流和全混流模型的基本假设与含义，返混的基本概念。广泛了解：拟均相的含义和模型假定。除了上一章的两类理想反应器，管式反应器也是一类理想反应器模型（活塞流模型）。与间歇釜式反应器不同，全混流和活塞流模型用于流动过程。根据上一章所学的知识，物料在反应器中的停留时间是决定化学反应转化程度和产物分布的一个重要因素。全混流和活塞流模型均是根据特定的停留时间分布规律建立起来的（这部分内容将在下一章中详细阐述），是两种极端的情况，是分析许多问题的出发点，也是各种实际反应器设计的理论基础。要点与概述本章习题P1214.14.24.44.54.94.114.124.134.154.164.184.22