化學(xué)反應(yīng)器.ppt

第七章基本反應(yīng)器 7 0概述一 反應(yīng)器分類 1按結(jié)構(gòu)分類 釜式 間接加熱的攪拌容器 液相反應(yīng)管式 平式直管 傳熱效果好 氣相反應(yīng)塔式 直立圓筒 氣液相反應(yīng)床式 直立圓筒 氣固相反應(yīng) 固定床流化床 第二篇化學(xué)反應(yīng)工程一 研究內(nèi)容 工業(yè)反應(yīng)器的分類及正確選擇 合理設(shè)計(jì) 有效放大 最優(yōu)化控制及反應(yīng)器的評價(jià) 二 研究方法 結(jié)合微觀動力學(xué)方程和宏觀傳遞過程兩方面的規(guī)律建立起描述反應(yīng)器內(nèi)各參數(shù)的數(shù)學(xué)模型 xA t反 t停 VR 對反應(yīng)器而言 總希望達(dá)一定轉(zhuǎn)化率 所需反應(yīng)器體積最小 或生成的目的產(chǎn)物最多 這與反應(yīng)的動力學(xué)特征的反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)特征及操作方法有關(guān) 一般是從這兩方面入手得到設(shè)計(jì)方程 2 按操作方法分類 間歇式 加料 反應(yīng) 出料 下一循環(huán)連續(xù)式 加料 反應(yīng) 出料同時(shí)進(jìn)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(yīng)器 溫度變化可忽略變溫反應(yīng)器 換熱 T仍顯著變化絕熱反應(yīng)器 不換熱 反應(yīng)熱由產(chǎn)物帶走 3 按反應(yīng)物相態(tài)分類 4 按溫度變化分類 二 反應(yīng)器內(nèi)物料的流動狀況 物料的停留時(shí)間分布1 理想排擠流動模型 活塞流停留時(shí)間t完全相同反應(yīng)器內(nèi)物料的流動象氣缸中活塞的平動一樣 齊頭并進(jìn) 在與流動方向垂直的截面上各質(zhì)點(diǎn)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(shí)間分布在0 區(qū)間內(nèi) 不論先后進(jìn)入反應(yīng)器的物料立即充分混合 均布分布 任意時(shí)刻的出口濃度與反應(yīng)口內(nèi)的濃度相等 物料的停留時(shí)間分布在0 區(qū)間內(nèi) 由于停留時(shí)間對反應(yīng)的結(jié)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(shí)間分布作為實(shí)際的反應(yīng)器的參考依據(jù) 7 1動力學(xué)基本概念一 化學(xué)反應(yīng)速率的定義式對于反應(yīng) 新定義 ri dni id V t d i V dt 即 d i d ni i i 計(jì)量系數(shù) 反應(yīng)物為負(fù) 產(chǎn)物為正 本教材仍用原定義 1 定義 341 20 注意 V 反應(yīng)物體積 V0 起始反應(yīng)物體積 Vx 轉(zhuǎn)化率為xA時(shí)的反應(yīng)物體積 VR 反應(yīng)器有效容積 VT 反應(yīng)器總?cè)莘e v0 反應(yīng)物起始體積流量 2 定義 以濃度定義的速率 以轉(zhuǎn)化率定義速率 0614541 21 7 2間歇操作攪拌釜式反應(yīng)器 間歇釜一 間歇釜的特點(diǎn)1 間歇操作 存在裝料 調(diào)溫 出料 清洗等輔助時(shí)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(tuán)的t停都相等 4 釜內(nèi)溫度 濃度處處相等 為理想攪拌釜式反應(yīng)器 其反應(yīng)結(jié)果由化學(xué)反應(yīng)的本征動力學(xué)方程所確定 即無溫差無濃差 無流動因素的影響 同實(shí)驗(yàn)室測反應(yīng)速率的條件一樣 二 反應(yīng)時(shí)間的計(jì)算1 基本公式以整個(gè)反應(yīng)釜在dt內(nèi)對A組分作物料衡算得 因?yàn)闈舛忍幪幘鶆?不需取體積微元 但需取時(shí)間微元 在dt內(nèi) A的進(jìn)入速率 A的流出速率 A的消耗速率 A的積累速率 2 解析法 適用于已知動力學(xué)方程的反應(yīng)體系a 一級反應(yīng)等溫反應(yīng) rA kCA kCA0 1 xA VR V0 Vx xA A的轉(zhuǎn)化率 541 22 3 圖解法求解 只有CA rA 或xA rA 數(shù)據(jù) 無速率方程時(shí) 341 21 化1 2 反應(yīng)器總?cè)莘e VT反應(yīng)器由于反應(yīng)體系的發(fā)泡 沸騰等因素 必須VT VR設(shè) VR VT 裝料系數(shù) 0 5 0 8 注意v0的單位與時(shí)間單位配套 4 原料的體積流量v0的計(jì)算 05141 23 G 反應(yīng)物質(zhì)量流量 反應(yīng)物的密度 F 反應(yīng)物摩爾流量 FA0 A組分起始摩爾流量 例1 在間歇釜中進(jìn)行己二酸A與己二醇等摩爾比酯化反應(yīng) 已知 每天處理2400kgA 解 二級反應(yīng) A B等的消耗 故 每天處理2400kgA 每小時(shí)100kg 7 3間歇釜中一級反應(yīng)與二級反應(yīng)的比較 一級 t反只與xA有關(guān) 與CA0無關(guān) CA0 CA亦可表示轉(zhuǎn)化率 rA kCACBk 1 97升 kmolmin Kmol h 二級 t反既與xA有關(guān) 又與CA0有關(guān) 例2 7 1 解 設(shè) t1 t2 1 541 23 即 對二級反應(yīng) xA從0 0 9的耗時(shí)是xA從0 9 0 99耗時(shí)的十分之一 可見 反應(yīng)級數(shù) 越大 xA越高 反應(yīng)時(shí)間增加越快 因此對高級數(shù)的反應(yīng) 應(yīng)設(shè)法使某一廉價(jià)原料過量 以 反應(yīng)級數(shù)n 減少反應(yīng)時(shí)間 變?yōu)閿M一級反應(yīng)后 轉(zhuǎn)化率達(dá)99 所耗時(shí)間僅為原需時(shí)間的1 21 5 大大縮短 一般使nH2O nCO 4 6 1 5 1 可見 對于二級反應(yīng) 當(dāng)A的殘余濃度很低時(shí) 可增大起始濃度CA0以提高產(chǎn)量 而t 很少 例4 習(xí)題10酸A 醇B 酯D H2OEP16607411618解 液相酯化反應(yīng) 定容 例3 7 2 已知 為二級反應(yīng) 求CA0從1和5kmol m3降到CA 0 01kmol m3的t反 7 4管式反應(yīng)器 平推流反應(yīng)器 活塞流反應(yīng)器plugflowreactor PFR 一 管式反應(yīng)器的特點(diǎn) 將管式反應(yīng)器中流體的流動理想化成無摩擦力的反應(yīng)器 CA rA xA均隨管長l變化 但同一截面為定值 各物料微團(tuán)的t停都相等 設(shè)為理想排擠流動模型 管式反應(yīng)器基本設(shè)計(jì)方程 二 設(shè)計(jì)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(jìn)行物料衡算 對于穩(wěn)定流動反應(yīng)過程 無積累 A的進(jìn)入速率 A的流出速率 A的消耗速率 tS VR v0 空間時(shí)間 FA FA0 1 xA v0CA0 1 xA dFA v0CA0dx 2 rA dVR dFA v0CA0dx FA FA dFA rA dVR 1 tS VR v0 空間時(shí)間變?nèi)葸^程 當(dāng) 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停 使物料不到5s就離開了反應(yīng)器 當(dāng) 0 分子數(shù)減少 使t停 tS 1 定容反應(yīng)過程 FA FA0 1 xA v0 v vf CA CA0 1 xA dCA CA0dxA 解析法求解 對等溫一級反應(yīng) A R 對二級等溫反應(yīng) 2A R S 例5 8 5P34例8 2的反應(yīng) 圖解法求解 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 2 對非定容的氣相反應(yīng) 而 需先找到 rA xA關(guān)系 即先找CA xA關(guān)系 CA nA V 要找nA xA和V xA關(guān)系 而nA nA0 1 xA 式中 CA nA V是任意 時(shí)刻 轉(zhuǎn)化率為xA 時(shí) A的濃度 摩爾數(shù) 反應(yīng)體系體積 以A為關(guān)鍵組分 以xA表示反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率 則反應(yīng)表示為 而V nT xA 先找nT xA 對于變?nèi)?氣體 反應(yīng) nA0 xA 反應(yīng)消耗A摩爾數(shù) nT t時(shí)刻體系總mol數(shù) 膨脹因子 每轉(zhuǎn)化1molA引起反應(yīng)體系總摩爾數(shù)的變化量 1 A的起始mol分率 nT 2 A 0時(shí)還原 3 4 5 pA xA 首先求任意時(shí)刻A的摩爾分率ZA pA P ZA pB xA rA xA 141 24 對于變?nèi)菀患壏磻?yīng)有設(shè)計(jì)方程 對于二級反應(yīng) 對于二級反應(yīng) 化材3 7 5全混流反應(yīng)器 理想混合反應(yīng)器 一 特點(diǎn) continuousstirredtankreactor CSTR 1 連續(xù)操作 進(jìn)料 反應(yīng) 出料同時(shí)進(jìn)行 2 CA rA xA不隨時(shí)間而變 亦不隨位置而變 為一定值 3 存在著強(qiáng)烈的返混 在反應(yīng)器內(nèi)停留時(shí)間不同的物料粒子之間的參合 各物料微團(tuán)的停留時(shí)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(yīng)器 無混合 無返混 全混流反應(yīng)器 有混合 更有返混 二 設(shè)計(jì)方程 在穩(wěn)定流動 穩(wěn)定反應(yīng)過程中 以整個(gè)反應(yīng)器對A組分進(jìn)物料衡算 由于無積累 or 均為定值 541 24 由于該釜中只進(jìn)行液相反應(yīng) 即為定容反應(yīng) 則有 即 v0CA0 xAf rA VR 1 解析法對一級反應(yīng) 對二級反應(yīng) 全混流反應(yīng)器基本設(shè)計(jì)方程 例 8 6P36解 二級反應(yīng) 2 圖解法 對于 因?yàn)?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(biāo)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(biāo)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 3 CA xA隨有效容積變化關(guān)系圖 7 6返混對簡單反應(yīng)的影響 1 由于返混使反應(yīng)物的濃度在進(jìn)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(yīng) 2 由于反應(yīng)在低的CA下進(jìn)行 故達(dá)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(yīng)釜0 81 452 163 177 234m30 93 253 436 7932 55m3可見 全混流反應(yīng)釜的VR遠(yuǎn)大于其他類型的反應(yīng)器 141 25 241 25 7 7多級串聯(lián)反應(yīng)器 在間歇釜 管式反應(yīng)器 全混流反應(yīng)器中 由于全混流反應(yīng)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(shí)現(xiàn)自動化 產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定 但反應(yīng)速度低 在相同xA時(shí)所需VR大 投資巨大 為克服此缺點(diǎn) 設(shè)法使CA逐步減小 即設(shè)法用N個(gè)小釜代替一個(gè)大釜 則既有溫度 濃度一致 操作穩(wěn)定 產(chǎn)品質(zhì)量均勻的優(yōu)點(diǎn) 又有 rA 較高的優(yōu)點(diǎn) 如圖 間歇釜 管式反應(yīng)器 全混流反應(yīng)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 N 1全混流反應(yīng)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(zhuǎn)化率 而第n釜內(nèi)的轉(zhuǎn)化率為xAn xAn 1 如圖 N反映反應(yīng)器的返混程度 實(shí)際反應(yīng)器常用N表示返混程度的大小 N 管式反應(yīng)器 無返混 常數(shù) 14541 25 二 設(shè)計(jì)方程由于多級串聯(lián)反應(yīng)器一般只進(jìn)行液相反應(yīng) 視為定容反應(yīng) 由于各小釜內(nèi)CA rA 不隨時(shí)間t和位置變化 故每一個(gè)小釜就是一個(gè)全混流反應(yīng)器 所以逐釜應(yīng)用全混流反應(yīng)器的設(shè)計(jì)方程 可求出每一個(gè)小釜的容積 則反應(yīng)器總?cè)莘e可求 全混流反應(yīng)器的設(shè)計(jì)方程為 對第一釜有 一 多級串聯(lián)反應(yīng)器特點(diǎn)各小釜內(nèi)CA rA 既不隨時(shí)間而變 又不隨位置而變 存在強(qiáng)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(gè)反應(yīng)器存在一定程度的返混 各物料微團(tuán)的t停分布在t 1 t 2區(qū)間內(nèi) 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(zhuǎn)化率 是從1 n釜 逐釜升至xAn的 第n釜中的轉(zhuǎn)化率為xAn xAn 1 而不是xAn xA0 1 解析法 適用于已知動力學(xué)方程及N VRi Ti v0的反應(yīng)體系 1 逐釜計(jì)算求xAn 2 已知各釜的 逐釜計(jì)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(yīng) 據(jù)上式 而單釜VR 7 234m3 341 24 3 對于一級反應(yīng) 可得簡式 一釜 二釜 N釜 即 或 例8某一級反應(yīng)在等溫25 三個(gè)等容積小釜中進(jìn)行 k 9 48h 1 CA0 1kmol m3 XA3 0 95 求各小釜的有效容積 總?cè)莘e以及各釜出口濃度 解 若在全混流反應(yīng)器中進(jìn)行 則 求各釜出口濃度 0513331 24 2 圖解法 適用有動力學(xué)數(shù)據(jù)而無動力方程或動力學(xué)方程太復(fù)雜的體系 對第i釜有 第i釜的出口轉(zhuǎn)化率必須同時(shí)滿足上兩式 解此方程組 可在xA rA 上繪出兩條線 兩線交點(diǎn)對應(yīng)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(yīng) a 作xA rA 動力學(xué)曲線MN b 作第一釜操作線 截距為0 是過原點(diǎn) 斜率為 的直線OP1 由交點(diǎn)可求xA1 第二釜操作線截距 可求 斜率 亦可求 對于操作線方程 當(dāng) rA2 0時(shí) xA2 xA1 即第二條操作線過 xA1 0 點(diǎn) 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(xué)曲線的交點(diǎn)對應(yīng)的xA即為xAN 兩操作線斜率可不同 當(dāng)VR1 VR2時(shí) 可作出第二條操作線 由交點(diǎn) xA2 若各小釜的T和VR不同 則應(yīng)做N條不同的動力學(xué)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(xué)曲線的交點(diǎn)求 則兩操作 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(yīng) a 作出動力學(xué)曲線MNb 作N條操作線 從原點(diǎn)出發(fā) 假設(shè)一斜率 作N條同斜率的操作線 使第N條操作線與動力學(xué)線交點(diǎn)對應(yīng)的xA xAN 否則 重新假設(shè)斜率重作 直到剛好符合為止 c 據(jù)作操作線的斜率 求 例9 8 8 P40根據(jù)例8 5數(shù)據(jù) 求用四個(gè)等容積小釜串聯(lián)時(shí)的VRT 解 根據(jù)題給 rA xA關(guān)系式 求得動力學(xué)數(shù)據(jù) xA 0 8 令一組xA 求得對應(yīng)的 rA xA00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 rA 1 891 531 210 930 680 470 30 170 080 020 a 據(jù)表中數(shù)據(jù)作動力學(xué)曲線 b 作釜操作線 從原點(diǎn)出發(fā) 假設(shè)一斜率作四條操作線使第4條操作線與動力學(xué)曲線的交點(diǎn)對應(yīng)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(xué)曲線b 作操作線 從原點(diǎn)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(xué)曲線交點(diǎn)對應(yīng)的xA xAN時(shí) 所作操作線的條數(shù) N 7 7濃度對復(fù)雜反應(yīng)的影響 一 濃度對可逆反應(yīng)的影響優(yōu)化目的 提高xA和 rA 一級可逆 平衡時(shí) 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(yīng)有惰性氣體時(shí) 設(shè)CT CA CP CiCi 惰氣 CP CT CA Ci同理可導(dǎo)得 rA k1CA k2 CT CA Ci k1 k2 CA k2 CT Ci A P 等溫可逆反應(yīng)時(shí)可采取措施有 1 據(jù)上式知 CA rA 為提高CA應(yīng)盡量減少返混 即采用無反混的反應(yīng)器 2 對有多個(gè)反應(yīng)物的反應(yīng)體系 如 CO H2OCO2 H2 可提高廉價(jià)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(zhuǎn)化率時(shí)將反應(yīng)混合物引出反應(yīng)器 分離出產(chǎn)物后 使反應(yīng)物返回反應(yīng)體系打循環(huán) 如合成氨 N2 3H22NH3 二 濃度對平行反應(yīng)的影響優(yōu)化目的 提高目的產(chǎn)物的選擇率 為提高對目的產(chǎn)物的選擇率 對于不情況應(yīng)采取不同措施 1 當(dāng)a1 a2b1 b2時(shí) 應(yīng) CA和CB 應(yīng)選管式反應(yīng)器和間歇釡 一次投料 在低XA下反應(yīng) 分離產(chǎn)物后反應(yīng)物打循環(huán) 2 當(dāng)a1 a2 b1 b2時(shí) 應(yīng) CA CB 應(yīng)選用全混流反應(yīng)器 滴加AB或用稀釋劑或產(chǎn)物稀釋反應(yīng)物 產(chǎn)物循環(huán) 3 當(dāng)a1 a2