第六章 制藥反應(yīng)設(shè)備

1、第六章 制藥反應(yīng)設(shè)備6.1.反應(yīng)器基礎(chǔ)6.2.釜式反應(yīng)器的工藝計(jì)算6.3.管式反應(yīng)器的工藝計(jì)算6.4.反應(yīng)器形式和操作方式選擇6.5 .攪拌器6.6.氣固相催化反應(yīng)器6.7.反應(yīng)器中的混合及對(duì)反應(yīng)的影響6.1反應(yīng)器基礎(chǔ)v 反應(yīng)是整個(gè)生產(chǎn)工藝過(guò)程的核心，反應(yīng)器是反應(yīng)過(guò)程的核心設(shè)備。制藥工程設(shè)計(jì)從反應(yīng)器開(kāi)始，Smith等人提出設(shè)計(jì)的洋蔥模型。v 反應(yīng)器使原料轉(zhuǎn)化為產(chǎn)品；v 分離循環(huán)分離原料產(chǎn)品和副產(chǎn)品組成的混合物；v 上兩步設(shè)計(jì)決定設(shè)計(jì)過(guò)程的冷、熱負(fù)荷。故進(jìn)而作換熱網(wǎng)絡(luò)設(shè)計(jì)v 過(guò)程熱量回收不能滿(mǎn)足的冷、熱負(fù)荷決定公用工程用量，因而第四步是公用工程設(shè)計(jì)。v 上循環(huán)對(duì)制藥過(guò)程設(shè)計(jì)也適用，但產(chǎn)品精制、烘

2、干和包裝過(guò)程必須滿(mǎn)足GMP,故換熱網(wǎng)絡(luò)設(shè)計(jì)同時(shí)，必須設(shè)計(jì)形成環(huán)境凈化的空調(diào)系統(tǒng)。v 設(shè)計(jì)遵循洋蔥模型，但極少有一次全過(guò)程設(shè)計(jì)即得成功的全過(guò)程設(shè)計(jì)的。多數(shù)情況下設(shè)計(jì)順序是雙向的，因?yàn)樽龀鰞?nèi)層設(shè)計(jì)決策的依據(jù)是不完整的，當(dāng)把較多的細(xì)節(jié)考慮至設(shè)計(jì)中時(shí)，外層會(huì)出現(xiàn)一個(gè)比較完整的設(shè)計(jì)輪廓，此時(shí)設(shè)計(jì)決策可能需要改變，因此必須返回內(nèi)層，如此反復(fù)進(jìn)行。v 6.1.1反應(yīng)器類(lèi)型v 反應(yīng)器的類(lèi)型很多，特點(diǎn)不一，可按不同的方式進(jìn)行分類(lèi)。1、按結(jié)構(gòu)分類(lèi)2、反應(yīng)器按相態(tài)分類(lèi)3.按操作方式分類(lèi)：v 間歇式v 半間歇式v 連續(xù)式反應(yīng)器 v 4.按操作溫度分類(lèi)v 等溫和非等溫反應(yīng)器 v 5.按流動(dòng)狀況分類(lèi)v 理想流動(dòng)反應(yīng)器和非

3、理想流動(dòng)反應(yīng)器6.1.2反應(yīng)器操作方式v 1、間歇操作 v 間歇操作的特點(diǎn)是將原料一次加入反應(yīng)器，達(dá)到規(guī)定的反應(yīng)程度后卸出全部物料。然后進(jìn)入下一個(gè)操作循環(huán)。間歇釜式反應(yīng)器及其濃度變化v 間歇反應(yīng)過(guò)程是非穩(wěn)態(tài)過(guò)程，反應(yīng)器內(nèi)物料的組成隨時(shí)間而變化。v 器內(nèi)反應(yīng)物和產(chǎn)物的濃度隨時(shí)間的變化關(guān)系如圖所示。v 對(duì)不可逆反應(yīng)，隨著的增加，反應(yīng)物A的濃度將由開(kāi)始時(shí)的CA0逐漸降至零;v 對(duì)可逆反應(yīng)隨的增加而降至其平衡濃度；v 對(duì)單一反應(yīng)A®R(產(chǎn)物) ，R的濃度隨反應(yīng)時(shí)間的增加而增大；v 連串反應(yīng)A®R(產(chǎn)物)®S，產(chǎn)物R的濃度先隨的增加而增大，達(dá)一極大值后又隨的增加而減小。釜式

4、反應(yīng)器2、連續(xù)操作v 反應(yīng)原料連續(xù)地輸入反應(yīng)器，反應(yīng)產(chǎn)物也從反應(yīng)器連續(xù)流出。v 連續(xù)操作多屬于穩(wěn)態(tài)操作，器內(nèi)任一位置上的反應(yīng)物濃度、溫度、壓力、反應(yīng)速度等參數(shù)均不隨時(shí)間而變化。v （1）管式反應(yīng)器v 多個(gè)化學(xué)反應(yīng)，產(chǎn)物R的濃度變化同間歇反應(yīng)器。（2）全混流釜式反應(yīng)器(CSTR)v 器內(nèi)各處濃度相同且等于出口濃度，且不隨時(shí)間而變， 連續(xù)操作具有生產(chǎn)能力大、產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定、易實(shí)現(xiàn)機(jī)械化和自動(dòng)化等優(yōu)點(diǎn)，大規(guī)模工業(yè)生產(chǎn)的反應(yīng)器多采用連續(xù)操作v 3、半連續(xù)操作v 原料或產(chǎn)物中有一種或一種以上的為連續(xù)輸入或輸出，而其余的(至少一種)為分批加入或卸出的操作。v 器內(nèi)的物料組成既隨時(shí)間而變化,又隨位置而變化。v

5、 釜式、管式、塔式以及固定床反應(yīng)器等都有采用半連續(xù)方式操作的。6.1.3反應(yīng)器計(jì)算基本方程式v 反應(yīng)器計(jì)算所應(yīng)用的基本方程式:v 反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式v 物料衡算式v 熱量衡算式。v 過(guò)程P較大，并影響到rA時(shí)，還要用動(dòng)量衡算式。 1、反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式v 對(duì)于均相反應(yīng)反應(yīng)速度可用單位時(shí)間、單位體積的反應(yīng)物料中某一組分摩爾數(shù)的變化量來(lái)表示，等容過(guò)程v A為反應(yīng)物，取負(fù)號(hào)。等容過(guò)程反應(yīng)A®R為n級(jí)不可逆反應(yīng)，則反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式為式中k反應(yīng)速度常數(shù)，kmol1-n×m3(n-1)×h-1；n反應(yīng)級(jí)數(shù)。氣相反應(yīng)v 如果反應(yīng)氣體可視為理想氣體，則kp和k的關(guān)系為用不同組分表示化

6、學(xué)反應(yīng)速度，其值與相應(yīng)化學(xué)計(jì)量系數(shù)有關(guān) v 組分A、B、M、N表示的反應(yīng)速度與組分的化學(xué)計(jì)量系數(shù)，有下列關(guān)系：2、物料衡算式v 對(duì)單一化學(xué)反應(yīng)，列出一反應(yīng)物的物料衡算式，其余反應(yīng)物和產(chǎn)物的量都可通過(guò)化學(xué)計(jì)量關(guān)系來(lái)確定。 v 由于反應(yīng)器內(nèi)參數(shù)隨或空間而變，ri也隨之變化，故選取微元體積dVR和微元時(shí)間dt作為物料衡算的空間基準(zhǔn)和時(shí)間基準(zhǔn)。3、熱量衡算式在微元時(shí)間dt內(nèi)對(duì)微元體積dVR進(jìn)行熱量衡算得 在dt內(nèi)，dVR中因反應(yīng)產(chǎn)生的化學(xué)變化熱為v 反應(yīng)器計(jì)算即聯(lián)立求解物料衡算式、熱量衡算式和反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式。v 等溫過(guò)程，T不隨時(shí)間和空間而改變，故僅需聯(lián)立求解物料衡算式和反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式。 v 物料

7、的流動(dòng)混合狀況影響反應(yīng)器內(nèi)的C和T分布，考慮流動(dòng)混合狀況（理想反應(yīng)器，非理想流動(dòng)反應(yīng)器）。6.1.4 理想反應(yīng)器v 理想反應(yīng)器是指流體的流動(dòng)處于理想狀況的反應(yīng)器。對(duì)于流體混合，有理想混合和理想置換兩種極端情況。1、理想混合反應(yīng)器v 理想混合的特征是物料達(dá)到完全混合，濃度、溫度和反應(yīng)速度處處相等。v 生產(chǎn)中，攪拌良好的釜式反應(yīng)器可近似看成理想混合反應(yīng)器。 v 連續(xù)操作（CSTR）時(shí)，反應(yīng)器內(nèi)物料的組成和溫度既與位置無(wú)關(guān)，又不隨時(shí)間而變，且與出口的濃度和溫度相同。v 半連續(xù)或間歇操作（BSTR）時(shí)，反應(yīng)器內(nèi)物料的組成、溫度等參數(shù)僅隨時(shí)間而變，與位置無(wú)關(guān)。2、理想置換反應(yīng)器（PFR）v 理想置換的特

8、征 在與流動(dòng)方向垂直的截面上，各點(diǎn)的流速和流向完全相同，稱(chēng)為“活塞流”或“平推流”。v 在與流動(dòng)方向垂直的截面上，流體的濃度和溫度處處相等，不隨時(shí)間而變；v 而沿流動(dòng)方向，流體的濃度和溫度不斷改變。所有的流體質(zhì)點(diǎn)在反應(yīng)器內(nèi)的停留時(shí)間相同。v 生產(chǎn)中,細(xì)長(zhǎng)型的管式反應(yīng)器可近似看成理想置換反應(yīng)器。3、理想反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)物及產(chǎn)物的濃度變化6.2釜式反應(yīng)器的工藝計(jì)算v 6.2.1.釜式反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)、特點(diǎn)及應(yīng)用v 1、結(jié)構(gòu)v 由釜體、上封頭、攪拌器等部件而制成。v 罐體內(nèi)壁可內(nèi)襯耐腐蝕材料。v 為控溫，常設(shè)有夾套，內(nèi)部也可安裝蛇管。2、特點(diǎn)及其應(yīng)用v 釜式反應(yīng)器結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、加工方便；v 釜內(nèi)設(shè)有攪拌裝置,釜

9、外常設(shè)傳熱夾套,傳質(zhì)和傳熱效率均較高;v 若攪拌良好, 可近似看成理想混合反應(yīng)器,釜內(nèi)濃度、溫度均一,化學(xué)反應(yīng)速度處處相等;v 間歇過(guò)程所有物料具有相同的反應(yīng)時(shí)間；v 操作靈活,適應(yīng)性強(qiáng),便于控制和改變反應(yīng)條件,尤其適用于小批量、多品種、反應(yīng)時(shí)間較長(zhǎng)生產(chǎn)。v 缺點(diǎn)：裝料、卸料等輔助操作時(shí)間長(zhǎng)，產(chǎn)品質(zhì)量不穩(wěn)定v 釜式反應(yīng)器的技術(shù)參數(shù)已實(shí)現(xiàn)標(biāo)準(zhǔn)化，搪玻璃釜式反應(yīng)器的主要技術(shù)參數(shù)見(jiàn)附錄六。6.2.2間歇釜式反應(yīng)器的工藝計(jì)算v 1、反應(yīng)時(shí)間的計(jì)算v 攪拌良好可視為理想混合反應(yīng)器(BSTR)，物料衡算有下特點(diǎn)：v (1)由于反應(yīng)器內(nèi)濃度、溫度均一，不隨位置而變，故可對(duì)整個(gè)反應(yīng)器有效容積(反應(yīng)體積)進(jìn)行物

10、料衡算。v (2)由于間歇操作，對(duì)反應(yīng)物A上式對(duì)等溫、非等溫、等容和變?nèi)葸^(guò)程均適用。等容過(guò)程v 上式表明，達(dá)到一定xA所需要的僅與反應(yīng)物的CA0和化學(xué)rA有關(guān)，而與物料的處理量無(wú)關(guān)。v 若能保證放大后的裝置在攪拌和傳熱兩方面均與提供試驗(yàn)數(shù)據(jù)的裝置完全相同，就可實(shí)現(xiàn)高倍數(shù)的放大。零級(jí)反應(yīng)等溫過(guò)程，k為常數(shù)一級(jí)反應(yīng)，等溫等容過(guò)程v 二級(jí)反應(yīng)，等溫等容過(guò)程2、反應(yīng)器總?cè)莘e的計(jì)算v （1）有效容積v 實(shí)際操作時(shí)間=反應(yīng)時(shí)間() + 輔助時(shí)間 ()v 反應(yīng)體積VR是指反應(yīng)物料在反應(yīng)器中所占的體積 （2）總?cè)莘eVT裝料系數(shù)j一般為0.40.85。不起泡、不沸騰的物料，j可取0.70.85；起泡或沸騰的物料

11、，j可取0.40.6。裝料系數(shù)的選擇還應(yīng)考慮攪拌器和換熱器的體積。 例61在攪拌良好的間歇釜式反應(yīng)器中，用乙酸和丁醇生產(chǎn)醋酸丁酯，反應(yīng)式為v 當(dāng)丁醇過(guò)量時(shí)，反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式為v 式中CA為乙酸濃度，kmol×m-3。已知反應(yīng)速度常數(shù)k為1.04m3×kmol-1×h-1，投料摩爾比為乙酸：丁醇=1：4.97，反應(yīng)前后物料的密度為750kg×m-3，乙酸、丁醇及醋酸丁酯的分子量分別為60、74和116。若每天生產(chǎn)3000kg乙酸丁酯(不考慮分離過(guò)程損失)，乙酸的轉(zhuǎn)化率為50%，每批輔助操作時(shí)間為0.5h，裝料系數(shù)j為0.7，試計(jì)算所需反應(yīng)器的有效容積和總?cè)?/p>

12、積。解：(1) 計(jì)算反應(yīng)時(shí)間 因?yàn)槭嵌?jí)反應(yīng)，故(2) 計(jì)算所需反應(yīng)器的有效容積VR每天生產(chǎn)3000kg乙酸丁酯，則每小時(shí)乙酸用量為(3) 計(jì)算所需反應(yīng)器的總?cè)莘eVTv 前已求得反應(yīng)器的有效容積為1.29m33、反應(yīng)器的臺(tái)數(shù)N及單釜容積VTS的確定v (1) 已知VTS，求N v 對(duì)于給定的處理量，每天需操作的總批數(shù)為 每天每臺(tái)反應(yīng)器可操作的批數(shù)為v 則完成給定生產(chǎn)任務(wù)所需的反應(yīng)器臺(tái)數(shù)為(2) 已知N，求VTSv (3) N及VTS均為未知，求N和VTSv 先假設(shè)VTS（或N），然后計(jì)算出N或（VTS）值。常先假設(shè)幾個(gè)不同的N值求出相應(yīng)的反應(yīng)釜容積VTS，然后再根據(jù)工藝要求及廠房等具體情況，確

13、定一組適宜的N和VTS值作為設(shè)計(jì)值。4、釜式反應(yīng)器主要工藝尺寸的確定v 由工藝計(jì)算求出反應(yīng)器的單釜容積VTS后，求出反應(yīng)器直徑的計(jì)算值,按筒體規(guī)格圓整后即得反應(yīng)器直徑的設(shè)計(jì)值。然后按H=1.2D求出反應(yīng)器的高度H，并檢驗(yàn)裝料系數(shù)是否合適。v 壁厚可通過(guò)強(qiáng)度計(jì)算確定，法蘭、手孔、視鏡等附件可根據(jù)工藝條件從相應(yīng)的標(biāo)準(zhǔn)中選取。5、討論：（1）間歇反應(yīng)器中的單反應(yīng)k增大(溫度升高）減少反應(yīng)體積減小補(bǔ)充：（2）復(fù)合反應(yīng)：必須用兩個(gè)以上的化學(xué)計(jì)量式方能確定反應(yīng)在反應(yīng)時(shí)的變化關(guān)系v 例題在等溫間歇釜式反應(yīng)器中進(jìn)行下列液相反應(yīng)v 對(duì)于液相反應(yīng)，可視為恒容系統(tǒng)由式（6-20)得v 代入CA0=2kmol/m3，

14、=2h得：v 實(shí)際上等溫操作是很難實(shí)現(xiàn)的，只有當(dāng)反應(yīng)物料中反應(yīng)物濃度很小，反應(yīng)速率很慢且反應(yīng)熱效應(yīng)又不大的情況下才接近等溫操作。而且大多數(shù)情況下（除非熱敏性的反應(yīng)物料）也不必要求等溫操作。更多的情況是要求合理的溫度序列最有利于反應(yīng)的進(jìn)行，或有利于改善反應(yīng)的產(chǎn)物分布。6、分批式操作的優(yōu)化分析v 分批式操作的過(guò)程中隨反應(yīng)物轉(zhuǎn)化率的提高，反應(yīng)速率下降，反應(yīng)效率下降，故存在什么轉(zhuǎn)化率下停止反應(yīng)最為有利的問(wèn)題?？捎袃煞N目標(biāo)來(lái)進(jìn)行優(yōu)化：也可寫(xiě)成用轉(zhuǎn)化率表示的形式，若有v 將式（3）和（4）代入（1）式得：v 分母項(xiàng)為產(chǎn)物R的質(zhì)量，上式對(duì)求導(dǎo)并令其等于零即得：6.2.3.連續(xù)釜式反應(yīng)器的工藝計(jì)算v 攪拌良好

15、的連續(xù)釜式反應(yīng)器可視為理想混合反應(yīng)器(CSTR)。新鮮物料與存留在反應(yīng)器中的物料瞬間達(dá)到完全混合。v 特點(diǎn)：所有空間位置的物料參數(shù)都等于出口處的物料性質(zhì)，物料質(zhì)點(diǎn)在反應(yīng)器中的停留時(shí)間參差不齊，形成一個(gè)停留時(shí)間分布。v 連續(xù)釜式反應(yīng)器的操作穩(wěn)定時(shí)，釜內(nèi)物料的溫度和組成不隨時(shí)間而變化，屬于穩(wěn)態(tài)操作過(guò)程。反應(yīng)器內(nèi)濃度變化情況v 釜式反應(yīng)器采用單釜連續(xù)操作時(shí)，釜內(nèi)CA與出口物料的CAf相同，rA較慢，這是單釜連續(xù)操作的缺點(diǎn)。v 采用多釜串聯(lián)連續(xù)操作, 代替一臺(tái)有效容積為VR的連續(xù)釜式反應(yīng)器。平均rA較單釜的要快，若兩者的有效容積相同，多釜串聯(lián)處理量增加；若處理量相同，則多釜串聯(lián)總有效容積可以減小多釜串

16、聯(lián)操作反應(yīng)器內(nèi)的濃度變化v 串聯(lián)的釜數(shù)越多，各釜反應(yīng)物濃度的變化就愈接近于理想管式反應(yīng)器，當(dāng)釜數(shù)為無(wú)窮多時(shí)，各釜反應(yīng)物濃度的變化與管式反應(yīng)器內(nèi)的完全相同。v 但是，當(dāng)串聯(lián)的釜數(shù)超過(guò)某一極限后，因釜數(shù)增加而引起的設(shè)備投資和操作費(fèi)用的增加，將超過(guò)因反應(yīng)器容積減少而節(jié)省的費(fèi)用。v 多釜串聯(lián)連續(xù)操作時(shí)，釜數(shù)一般4臺(tái)。單釜連續(xù)操作用于自催化反應(yīng)v 間歇釜式反應(yīng)器或管式反應(yīng)器進(jìn)行自催化反應(yīng)時(shí)，CA要經(jīng)歷一個(gè)由大變小的過(guò)程,相應(yīng)地,rA要經(jīng)歷一個(gè)由小變大、再由大變小的過(guò)程。采用單釜連續(xù)操作,可使釜內(nèi)的CA始終維持在最大rA所對(duì)應(yīng)的CA值,從而可大大提高反應(yīng)器的生產(chǎn)能力或減小反應(yīng)器的容積。v 物料衡算具有如下

17、特點(diǎn)： v (1)反應(yīng)器內(nèi)溫度均一，為等溫反應(yīng)器。故計(jì)算反應(yīng)器容積時(shí),只需進(jìn)行物料衡算。v (2)反應(yīng)器內(nèi)濃度均一，不隨時(shí)間而變，故可對(duì)反應(yīng)器的有效容積和任意時(shí)間間隔進(jìn)行物料衡算。v (3)物料衡算式中的積累量為零。 v (4)反應(yīng)速度可按出口處的濃度和溫度計(jì)算。反應(yīng)器內(nèi)平均停留時(shí)間全混流反應(yīng)器的圖解積分(對(duì)比右圖的BSTR圖解積分)對(duì)于零級(jí)等容反應(yīng)v 對(duì)于一級(jí)等容反應(yīng)，例6-2 用連續(xù)操作釜式反應(yīng)器生產(chǎn)乙酸丁酯，反應(yīng)條件和產(chǎn)量同例6-1，試計(jì)算所需VR。v 解：因?yàn)槭嵌?jí)反應(yīng)，2、多釜串聯(lián)連續(xù)操作v 串聯(lián)連續(xù)操作的各釜仍具有單釜連續(xù)操作反應(yīng)器所具有的特點(diǎn)。v 作如下假設(shè)： v (1)釜間不存

18、在混合。 v (2)對(duì)于液相反應(yīng)，因反應(yīng)和溫度改變而引起的密度變化可忽略不計(jì)。 Vh=Vh1=Vh2= ××× =VhN 在第i釜中對(duì)反應(yīng)物A進(jìn)行物料衡算得式中 FAi-1、FAi進(jìn)入和離開(kāi)第i釜的反應(yīng)物A的千摩爾流量，kmol×s-1；VRi第i釜的有效容積，m3。將FAi-1=FA0(1-xAi-1)及FAi=FA0(1-xAi)代入上式整理得 v 在多釜串聯(lián)連續(xù)操作中,利用上兩式,并結(jié)合反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式進(jìn)行逐釜計(jì)算,即可計(jì)算出達(dá)到規(guī)定轉(zhuǎn)化率所需的反應(yīng)釜數(shù)、各釜容積和相應(yīng)的轉(zhuǎn)化率。對(duì)于一級(jí)反應(yīng)， 若各釜等溫等容v 對(duì)于零級(jí)反應(yīng)，若各釜等溫等

19、容二級(jí)反應(yīng)，各釜等溫等容v 由于濃度不能為負(fù)值，故棄去負(fù)根，則v 對(duì)于一級(jí)反應(yīng)選擇兩個(gè)體積相同的釜串聯(lián)，可使總體積最小；若多釜串聯(lián)，則選擇各釜體積相同，可使總體積最小。v 對(duì)于級(jí)反應(yīng)，為使反應(yīng)總體積最?。籿 若>1，小釜在前，大釜在后；v 若=1，各釜體積相同；v 若0<<1，大釜在前，小釜在后；v 若=0，反應(yīng)速度與反應(yīng)物濃度無(wú)關(guān)，串聯(lián)已無(wú)必要；v 若<0，單釜操作優(yōu)于多釜串聯(lián)，串聯(lián)已成多此一舉。例6-3 用二釜串聯(lián)連續(xù)操作反應(yīng)器生產(chǎn)乙酸丁酯，第一釜乙酸的轉(zhuǎn)化率為33%，第二釜的轉(zhuǎn)化率為50%，反應(yīng)條件和產(chǎn)量同例6-1，試計(jì)算各反應(yīng)器所需的VR。v 解：(1) 第一臺(tái)

20、反應(yīng)器 因?yàn)槭嵌?jí)反應(yīng)，(2) 第二臺(tái)反應(yīng)器 由式(6-49)得v 兩釜串聯(lián)連續(xù)操作的反應(yīng)器的總有效容積為6.2.4.攪拌釜式反應(yīng)器的傳熱v 1.攪拌釜式反應(yīng)器的傳熱元件夾套類(lèi)型示意圖(2)內(nèi)構(gòu)件v 為強(qiáng)化某些大型釜式反應(yīng)器的傳熱，其攪拌器內(nèi)常常通入熱載體盤(pán)管和直管直管型傳熱內(nèi)件的三種變形2、攪拌釜式反應(yīng)器傳熱計(jì)算 上式僅適用于釜壁為傳熱面的情況，當(dāng)傳熱元件為圓管時(shí)，需考慮K是基于那個(gè)壁面。幾種情況下傳熱計(jì)算1）兩側(cè)均為恒溫時(shí)（2）間歇操作v 1）夾套為恒溫，被攪液進(jìn)出口溫度不同時(shí)v 被攪液在時(shí)間內(nèi)由初溫t1變到終溫t2。v 前式推導(dǎo)過(guò)程：2）當(dāng)熱載體在夾套進(jìn)出口溫差較大時(shí)（3）若傳遞過(guò)程中K

21、有明顯變化v 把被攪液的整個(gè)溫度范圍分割成許多小區(qū)間，假定在各個(gè)小區(qū)間K是恒定的，然后對(duì)的小區(qū)間逐一計(jì)算。6.3管式反應(yīng)器的工藝計(jì)算v 6.3.1.管式反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)、特點(diǎn)及應(yīng)用v 6.3.2.管式反應(yīng)器設(shè)計(jì)基礎(chǔ)方程式 v 6.3.3.液相管式反應(yīng)器的工藝計(jì)算v 6.3.4.氣相管式反應(yīng)器的工藝計(jì)算 6.3.1管式反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)、特點(diǎn)及應(yīng)用v 1、管式反應(yīng)器結(jié)構(gòu)v 2、管式反應(yīng)器特點(diǎn)v 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于制造和檢修，金屬管子能用于加壓反應(yīng)。特別適用于熱效應(yīng)較大的反應(yīng)。為連續(xù)操作反應(yīng)器，生產(chǎn)能力大，易實(shí)現(xiàn)自控。v 3、管式反應(yīng)器的應(yīng)用v 管式反應(yīng)器可用于氣相、均液相、非均液相、氣液相、氣固相、固相等反應(yīng)

22、。6.3.2.管式反應(yīng)器設(shè)計(jì)基礎(chǔ)方程式 v 特點(diǎn)： 細(xì)長(zhǎng)型的管式反應(yīng)器可近似看成理想置換反應(yīng)器（平推流反應(yīng)器） 連續(xù)定態(tài)下，各個(gè)截面上的各種參數(shù)只是位置的函數(shù)，不隨時(shí)間而變化； 徑向速度均勻，徑向也不存在濃度分布； 反應(yīng)物料具有相同的停留時(shí)間。穩(wěn)態(tài)操作時(shí)，物料衡算具有如下特點(diǎn)v (1)物料組成、溫度和反應(yīng)速度不隨時(shí)間而變化，故可對(duì)任意時(shí)間間隔進(jìn)行物料衡算。v (2)物料組成、溫度和反應(yīng)速度沿流動(dòng)方向而變，故應(yīng)取微元管長(zhǎng)進(jìn)行物料衡算。 v (3)物料在反應(yīng)器中的積累量為零。積分可得6.3.3.液相管式反應(yīng)器的工藝計(jì)算v 1、等溫液相管式反應(yīng)器（等容過(guò)程）v (1) 反應(yīng)器容積的計(jì)算v 零級(jí)反應(yīng)一

23、級(jí)反應(yīng)二級(jí)反應(yīng)例6-4 用管式反應(yīng)器生產(chǎn)乙酸丁酯，反應(yīng)條件和產(chǎn)量同例6-1，試計(jì)算所需反應(yīng)器的容積。v 解：二級(jí)反應(yīng)，由例6-1可知：Vh1.23m3×h-1，v CA0=1.75 kmol×m-3，k=1.04 m3×kmol-1×h-1，xAf=0.5。 反應(yīng)器有效容積的比較(2) 管徑與管長(zhǎng)的計(jì)算v 具體步驟如下： v 規(guī)定物料在管內(nèi)流動(dòng)的雷諾數(shù)Re，以保證具有良好的傳熱和傳質(zhì)條件。v 確定管徑d例6-5 在連續(xù)管式反應(yīng)器中，用鄰硝基氯苯氨化生產(chǎn)鄰硝基苯胺v 式中A¡ª鄰硝基氯苯，B¡ª氨水。CA、CB的單位

24、：kmol×m-3；k=1.188m3×kmol-1×h-1。進(jìn)料量：氨水0.48m3×h-1,濃度35%,rB=881kg×m-3;鄰硝基氯苯0.08m3×h-1,濃度99%,rA=1350kg×m-3。A和B的分子量分別為157.6和17,反應(yīng)物料m為0.15´10-3Pa×s。擬采用f32´8mm的管子,xA=98%,試計(jì)算L。解：(1) 計(jì)算tC由題知：(2) 計(jì)算管長(zhǎng)L(3) 校核Re與流動(dòng)模型相關(guān)的重要概念v 年齡v 反應(yīng)物料質(zhì)點(diǎn)從進(jìn)入反應(yīng)器算起已經(jīng)停留的時(shí)間；是對(duì)仍留在反應(yīng)器中的物

25、料質(zhì)點(diǎn)而言的。v 壽命v 反應(yīng)物料質(zhì)點(diǎn)從進(jìn)入反應(yīng)器到離開(kāi)反應(yīng)器的時(shí)間；是對(duì)已經(jīng)離開(kāi)反應(yīng)器的物料質(zhì)點(diǎn)而言的。v 返混：v 又稱(chēng)逆向返混，不同年齡的質(zhì)點(diǎn)之間的混合。v 是時(shí)間概念上的混合反應(yīng)器特性分析 流動(dòng)模型概述 BSTR PFR CSTR1投料 一次加料(起始) 連續(xù)加料(入口) 連續(xù)加料(入口)2年齡 年齡相同(某時(shí)) 年齡相同(某處) 年齡不同3壽命 壽命相同(中止) 壽命相同(出口) 壽命不同(出口)4返混 無(wú)返混 無(wú)返混 返混極大2、變溫液相管式反應(yīng)器穩(wěn)態(tài)操作時(shí),熱量衡算具有下特點(diǎn)：v (1) 物料組成、溫度和反應(yīng)速度均不隨時(shí)間而變化，故可取任意時(shí)間間隔進(jìn)行熱量衡算。v (2) 物料組

26、成、溫度和反應(yīng)速度沿流動(dòng)方向而變，故應(yīng)取微元管長(zhǎng)進(jìn)行熱量衡算。v (3) 反應(yīng)器中沒(méi)有熱量的積累。 v 為簡(jiǎn)化推導(dǎo)過(guò)程，還作如下假設(shè)：v (1) 反應(yīng)過(guò)程中的物理變化熱可忽略不計(jì)。v (2) 反應(yīng)體系中無(wú)相變過(guò)程發(fā)生。對(duì)如下微元作熱量衡算v 取0 為熱量衡算的基準(zhǔn)溫度Q2的計(jì)算式為dVR內(nèi)絕熱管式反應(yīng)器容積的計(jì)算v 過(guò)程的焓變僅取決于過(guò)程的始態(tài)和終態(tài)，而與過(guò)程的途徑無(wú)關(guān)。v 設(shè)計(jì)如下途徑完成絕熱反應(yīng)過(guò)程。反應(yīng)所放出的熱量全部用于物料升溫（H0），則絕熱過(guò)程中T與x成線(xiàn)性關(guān)系。例如，變溫等容一級(jí)反應(yīng)代入下式積分可求達(dá)規(guī)定轉(zhuǎn)化率時(shí)所需管式反應(yīng)器VR6.3.4.氣相管式反應(yīng)器的工藝計(jì)算v 氣相反應(yīng)，

27、恒T恒P，若n0，應(yīng)按變?nèi)葸^(guò)程處理。 v 膨脹因子為每轉(zhuǎn)化1mol某反應(yīng)物所引起的反應(yīng)體系內(nèi)物質(zhì)摩爾量的改變量。一變?nèi)葸^(guò)程，進(jìn)料中A的摩爾分率為當(dāng)轉(zhuǎn)化率為xA時(shí)，反應(yīng)體系中物料的總摩爾流量為 若氣體可視為理氣，且流動(dòng)P可以忽略，則Vt為v CA與xA的關(guān)系為等容過(guò)程，eA=0，得v 對(duì)于氣相非等容過(guò)程，將CA或PA與xA關(guān)系式代入反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式，再利用式(6-52)，即可求出達(dá)到規(guī)定xA所需管式反應(yīng)器的VR。 例6-6在管式反應(yīng)器中進(jìn)行2,5-二氫呋喃的氣相裂解反應(yīng),反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式為 rA=kCA。式中CA為2,5-二氫呋喃的濃度，kmol×m-3。已知反應(yīng)在恒溫恒壓下進(jìn)行,反應(yīng)

28、動(dòng)力學(xué)常數(shù)k=3h-1,eA=1;2,5-二氫呋喃的進(jìn)料體積流量為0.3m3×h-1,其中含2,5-二氫呋喃80%(體積比),其余為惰性氣體。若要求2,5-二氫呋喃的轉(zhuǎn)化率為75%,試計(jì)算所需反應(yīng)器的容積。v 解：6.4反應(yīng)器型式和操作方式選擇v 反應(yīng)器型式和操作方式選擇應(yīng)結(jié)合反應(yīng)特點(diǎn)，從生產(chǎn)能力、反應(yīng)選擇性等方面，對(duì)不同型式的反應(yīng)器進(jìn)行認(rèn)真的分析和比較，以確定適宜的反應(yīng)器型式和操作方式。6.4.1.簡(jiǎn)單反應(yīng)v 簡(jiǎn)單反應(yīng)可用一個(gè)反應(yīng)方程式和一個(gè)反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式來(lái)描述的那些反應(yīng)。v 反應(yīng)器性能的比較可歸結(jié)為生產(chǎn)能力的比較。或獲得相同的產(chǎn)物量，所需反應(yīng)器容積的比較。v 1、間歇釜式反應(yīng)器

29、與管式反應(yīng)器v 兩種反應(yīng)器容積的定量比較，可用容積效率來(lái)描述2、間歇釜式反應(yīng)器與連續(xù)釜式反應(yīng)器v 一級(jí)反應(yīng) 當(dāng)h=1時(shí),兩種反應(yīng)器所需的有效容積相同，´應(yīng)滿(mǎn)足下列關(guān)系例6-7 某一級(jí)反應(yīng)的反應(yīng)速度常數(shù)k為40h-1，規(guī)定的轉(zhuǎn)化率xAf為95%，試分別按以下條件比較采用間歇釜式反應(yīng)器和單釜連續(xù)操作反應(yīng)器所需有效容積的大小。(1) 忽略間歇釜式反應(yīng)器的輔助操作時(shí)間；(2) 每批輔助操作時(shí)間為0.4h；(3) 每批輔助操作時(shí)間為1h。v 解:(1)由k=40h-1,xAf=0.95,t'=0得 (3) 由k=40h-1,xAf=0.95,t¢=1h得v 3、連續(xù)釜式反應(yīng)器

30、與管式反應(yīng)器v 零級(jí)反應(yīng)一級(jí)反應(yīng)v 二級(jí)反應(yīng)圖6-17 連續(xù)釜式反應(yīng)器與管式反應(yīng)器的hv (1)零級(jí)反應(yīng)的h=1,且與xA無(wú)關(guān)。v (2) xA一定時(shí),n越高,h就越小,即(VR)C>>(VR)P。v (3)除零級(jí)反應(yīng)外,其它各級(jí)反應(yīng)的h<1,且當(dāng)反應(yīng)級(jí)數(shù)一定時(shí),xA越高,h就越小,即(VR)C比(VR)P大得越多。4、多釜串聯(lián)反應(yīng)器與管式反應(yīng)器v 一級(jí)反應(yīng)，N個(gè)等溫等容釜串聯(lián)，單釜中停留時(shí)間(1) 對(duì)于零級(jí)反應(yīng)，單臺(tái)連續(xù)釜式反應(yīng)器所需VR與管式反應(yīng)器的相同。但釜式反應(yīng)器存在裝料系數(shù)，故實(shí)際容積有所增大。間歇釜式反應(yīng)器既存在裝料系數(shù)，又存在輔助操作時(shí)間，故所需的容積較大。(2

31、) n越高或xA越高，單臺(tái)連續(xù)釜式反應(yīng)器所需VR越大，此時(shí)宜采用管式反應(yīng)器。(3) 對(duì)H很大的反應(yīng)，從利于傳熱看，宜采用管式反應(yīng)器。若要控溫方便，宜采用間歇釜式反應(yīng)器或多釜串聯(lián)反應(yīng)器。(4) 采用多釜串聯(lián)反應(yīng)器時(shí)，隨釜數(shù)的增加而增大，但增大的速度漸趨緩慢。因此,串聯(lián)的釜數(shù)一般4。(5) 對(duì)于r較慢，且要求xA較高的液相反應(yīng)，宜采用間歇釜式反應(yīng)器。(6) 對(duì)于r較快的氣相或液相反應(yīng)，宜采用管式反應(yīng)器。(7) 對(duì)于n較低，且要求xA不高的液相反應(yīng)以及自催化反應(yīng)，宜采用單臺(tái)連續(xù)釜式反應(yīng)器。6.4.2.復(fù)雜反應(yīng)v 復(fù)雜反應(yīng)要用多個(gè)化學(xué)反應(yīng)方程式和多個(gè)反應(yīng)動(dòng)力學(xué)方程式來(lái)描述。v 復(fù)雜反應(yīng)的產(chǎn)物中，既有目

32、標(biāo)產(chǎn)物，又有副產(chǎn)物。在選擇反應(yīng)器型式和操作方法時(shí)，首要考慮的是反應(yīng)選擇性。6.4.2.1.平行反應(yīng)（一）僅一個(gè)反應(yīng)物的平行反應(yīng)1. 濃度效應(yīng) 平行反應(yīng)，提高反應(yīng)物濃度有利于級(jí)數(shù)較高的反應(yīng)，降低反應(yīng)物濃度有利于級(jí)數(shù)較低的反應(yīng)。 增大返混與降低濃度等效，減小返混與提高濃度等效。2. 溫度效應(yīng)v 3.選擇或開(kāi)發(fā)高選擇性催化劑 （二）兩個(gè)反應(yīng)物的平行反應(yīng)T對(duì)影響同前，區(qū)別在于濃度的影響間歇操作時(shí)反應(yīng)物濃度與加料方式連續(xù)操作時(shí)反應(yīng)物濃度與加料方式v (a) a1>a2, b1>b2,v CA, CB 都高(c) a1>a2, b1<b2，CA高, CB低適宜的反應(yīng)器型式和操作方式

33、(ci)6.4.2.2.連串反應(yīng)一級(jí)反應(yīng)R為主產(chǎn)物時(shí)3. 流動(dòng)類(lèi)型的影響v R為目標(biāo)產(chǎn)物，則應(yīng)設(shè)法使CA高、CR低，以增大b值，提高R的收率，此時(shí)宜采用管式反應(yīng)器、間歇釜式反應(yīng)器或多釜串聯(lián)反應(yīng)器。v 當(dāng) k2>>k1時(shí)，應(yīng)保持較低的單程轉(zhuǎn)化率；v 當(dāng)k1>>k2 時(shí)，應(yīng)保持較高的轉(zhuǎn)化率，這樣收率降低不多，但可大大減輕反應(yīng)后的分離負(fù)荷。v 解：(2)CSTR6.5.攪拌器v 攪拌的作用2、攪拌的分類(lèi)6.5.1.常見(jiàn)攪拌器v 攪拌設(shè)備的結(jié)構(gòu)物料流動(dòng)方向v 攪拌的結(jié)果（效果）1、小直徑高轉(zhuǎn)速攪拌器v （1）推進(jìn)式攪拌器特點(diǎn)和應(yīng)用v 常用于低粘度(<2Pa×s)

34、液體以及固液比較小的懸浮、溶解等過(guò)程。(2)渦輪式攪拌器v 葉輪直徑為釜徑的 0.20.5倍,v 轉(zhuǎn)速10500rpm,v 葉端圓周速度可達(dá) 410m×s-1。特點(diǎn)和應(yīng)用常用于低粘度和中等粘度(<50Pa×s)的液體攪拌2、大直徑低轉(zhuǎn)速攪拌器(1)槳式攪拌器v 旋轉(zhuǎn)直徑為釜徑的 0.350.8倍v 常用轉(zhuǎn)速為1100rpmv 葉端圓周速度為15m×s-1特點(diǎn)和應(yīng)用v 槳式攪拌器的徑向攪拌范圍大，可用于較高粘度液體的攪拌。(2)錨式和框式攪拌器v 旋轉(zhuǎn)直徑可達(dá)釜徑的 0.90.98倍，v 轉(zhuǎn)速n=1100rpmv 葉端圓周速度15 m×s-1特點(diǎn)和應(yīng)

35、用錨式和框式攪拌器常用于中、高粘度液體的攪拌（3）螺帶式攪拌器v 目的：提高軸向混合效果v 旋轉(zhuǎn)直徑為釜徑的0.90.98倍，v 常用轉(zhuǎn)速為0.550rpm，v 葉端圓周速度<2 m×s-1特點(diǎn)和應(yīng)用Ø 一般在層流狀態(tài)下操作v 液體將沿著螺旋面上升或下降 形成軸向循環(huán)流動(dòng)，6.5.2.提高攪拌效果的措施1.打旋現(xiàn)象及其消除(1)裝設(shè)擋板 v 目的：破壞釜內(nèi)的圓周運(yùn)動(dòng)v 作用：v 對(duì)軸向和徑向流動(dòng)無(wú)影響v 釜內(nèi)液面的下凹現(xiàn)象基本消失ü 提高了混合效果擋板安裝方式與液體粘度有關(guān)：<7Pa×s，擋板垂直縱向裝于釜內(nèi)壁上；710Pa×s，擋

36、板離開(kāi)釜壁；>10 Pa×s，擋板離開(kāi)釜壁并與壁面傾斜。v (2)攪拌器偏心安裝v 目的：破壞循環(huán)回路的對(duì)稱(chēng)性2.導(dǎo)流筒v 既提高了循環(huán)流量和混合效果，又有助于消除短路與流動(dòng)死區(qū)。6.5.3.攪拌器選型v 1、低粘度均相液體的混合v 推進(jìn)式的循環(huán)流量較大且動(dòng)力消耗較少，是最適用的。v 漿式的結(jié)構(gòu)比較簡(jiǎn)單，在小容量液體混合中有著廣泛的應(yīng)用，但當(dāng)液體容量較大時(shí)，其循環(huán)流量不足。 2、高粘度液體的混合v L在0.11Pa×s時(shí)，采用錨式攪拌器。v L在110Pa×s時(shí)，采用框式攪拌器。v L在2500Pa×s時(shí)，可采用螺帶式攪拌器。v 需冷卻的

37、夾套釜,選用大直徑低轉(zhuǎn)速攪拌器,如錨式或框式攪拌器。v 反應(yīng)過(guò)程中物料的L會(huì)發(fā)生顯著變化,且反應(yīng)對(duì)攪拌強(qiáng)度又很敏感，可考慮采用變速裝置或分釜操作。3、分散v 非均相液體的分散過(guò)程，宜用渦輪式攪拌器，平直葉更為合適。v 當(dāng)液體的粘度較大時(shí)，為減少動(dòng)力消耗，宜采用彎葉渦輪。 4、固體懸浮v 在低粘度液體中懸浮易沉降的固體顆粒時(shí)，開(kāi)啟渦輪最合適，尤其是彎葉開(kāi)啟渦輪，漿葉不易磨損，則更為合適。v 推進(jìn)式當(dāng)固液密度差較大或固液比超過(guò)50%時(shí)不適用。v 漿式或錨式的轉(zhuǎn)速較低，僅適用于固液比較大(>50%)或沉降速度較小的固體懸浮。 5、固體溶解v 渦輪式最為合適。v 推進(jìn)式用于小

38、容量的固體溶解過(guò)程比較合理。v 漿式一般用于易懸浮固體的溶解操作。v 6、氣體吸收v 圓盤(pán)渦輪式攪拌器最為適宜。v 推進(jìn)式和漿式一般不適用于氣體吸收操作。7、結(jié)晶v 小直徑高轉(zhuǎn)速攪拌器，如渦輪式，適用于微粒結(jié)晶，但晶體形狀不易一致；v 而大直徑低轉(zhuǎn)速攪拌器，如漿式，適用于大顆粒定形結(jié)晶，但釜內(nèi)不宜設(shè)置擋板。 8、傳熱v 傳熱量較小的夾套釜可采用漿式攪拌器;v 中等傳熱量的夾套釜亦可采用漿式攪拌器,但釜內(nèi)應(yīng)設(shè)置擋板;v 傳熱量很大時(shí),釜內(nèi)可用蛇管傳熱,采用推進(jìn)式或渦輪式攪拌器,并在釜內(nèi)設(shè)置擋板。 攪拌器選型攪拌器選型6.5.4.攪拌功率v 6.5.4.1.均相液體的攪拌功率v

39、 1.功率曲線(xiàn)和攪拌功率的計(jì)算 v 攪拌功率取決于釜內(nèi)物料的流型和湍動(dòng)程度，它是葉輪形狀、大小、轉(zhuǎn)速、位置以及液體性質(zhì)、反應(yīng)釜尺寸與內(nèi)部構(gòu)件的函數(shù)。均相液體的功率準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式式中NP功率準(zhǔn)數(shù);Fr弗勞德數(shù),流體慣性力與重力之比,是反映重力對(duì)攪拌功率影響的準(zhǔn)數(shù);K系統(tǒng)的總形狀系數(shù),反映系統(tǒng)幾何構(gòu)型對(duì)攪拌功率的影響;P功率消耗,W;n葉輪轉(zhuǎn)速,r.s-1或 r.min-1；d葉輪直徑,m;r液體密度,kg×m-3;m液體粘度,Pa×s; 各種攪拌器的F或NP與Re的關(guān)系，標(biāo)繪在雙對(duì)數(shù)坐標(biāo)紙上，即得功率曲線(xiàn)。P116圖6-33v 對(duì)于不打旋(攪拌時(shí)液面仍處于水平狀態(tài)）的攪拌系統(tǒng)，重

40、力的影響可以忽略，b=0，不計(jì)弗勞德數(shù)的影響，則圖6-33 攪拌器的功率曲線(xiàn) 1-三葉推進(jìn)式,s=d,無(wú)擋板；2-三葉推進(jìn)式,s=d,全擋板；3-三葉推進(jìn)式,s=2d,無(wú)擋板； 4-三葉推進(jìn)式，s=2d，全擋板；5-六葉直葉圓盤(pán)渦輪，無(wú)擋板；6-六葉直葉圓盤(pán)渦輪，全擋板；7-六葉彎葉圓盤(pán)渦輪，全擋板；8-雙葉平漿，全擋板 全擋板：N=4，W=0.1D；各曲線(xiàn)：d/D»1/3，b/d=1/4；HL/D=1 s-漿葉螺距,N-擋板數(shù),W-擋板寬度,D-釜內(nèi)徑,d-葉輪直徑,b-漿葉寬度,HL-液層深度v 從物理意義上講，全擋板條件時(shí)攪拌器的功率最大，若擋板的安裝已滿(mǎn)足全擋板的條件，則再增

41、加擋板數(shù)或?qū)挾?，都不?huì)使攪拌器的功率增大。例如：取6塊擋板，那么寬度W=D/10時(shí)即滿(mǎn)足全擋板條件。實(shí)際由于攪拌器內(nèi)除安裝擋板外，還有影響流體流動(dòng)的其他構(gòu)件，如出料管、溫度計(jì)套管等，故常常安裝4塊W=D/10 擋板即認(rèn)為是全擋板的條件。給定的攪拌系統(tǒng)功率求定（1）由功率曲線(xiàn)查出或NP計(jì)算求所需的P。（2）還可按流動(dòng)狀況對(duì)功率曲線(xiàn)進(jìn)行回歸，得到計(jì)算攪拌功率的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式。1）層流區(qū)(Re<10) 攪拌功率的經(jīng)驗(yàn)式 完全湍流區(qū)(Re>104) 有擋板時(shí)的攪拌功率經(jīng)驗(yàn)式無(wú)擋板且Re>300的攪拌系統(tǒng)，重力的影響不能忽略表64攪拌器的K1、K2值表6-5 攪拌器的a和b值（Re>

42、300）例6-8 某釜式反應(yīng)器的內(nèi)徑為1.5m，裝有六葉直葉圓盤(pán)渦輪式攪拌器，攪拌器的直徑為0.5m，轉(zhuǎn)速為150rpm，反應(yīng)物料的密度為960kg×m-3，粘度為0.2Pa×s。試計(jì)算攪拌功率。v 解：(1) 計(jì)算Re 2、攪拌功率的校正v 實(shí)際生產(chǎn)中，攪拌器的型式、尺寸與功率曲線(xiàn)的測(cè)定條件不會(huì)完全一致。因此按功率曲線(xiàn)計(jì)算出攪拌功率，需加以校正,估算出實(shí)際裝置的攪拌功率。(1) 漿葉數(shù)量的影響v 對(duì)圓盤(pán)渦輪式攪拌器，先利用圖6-33計(jì)算出攪拌功率，再按下式校正(2) 漿葉直徑的影響v 當(dāng)漿葉直徑不符合d/D=1/3時(shí)，可先利用圖6-33計(jì)算出攪拌功率，再按下式校正(3)

43、漿葉寬度的影響v 當(dāng)漿葉寬度不符合b/d=1/4時(shí)，可先利用圖6-33計(jì)算出攪拌功率，再按下式進(jìn)行校正(4) 液層深度的影響v 當(dāng)液層深度不符合HL/D=1時(shí)，可先利用圖6-33計(jì)算出攪拌功率，再按下式進(jìn)行校正(5) 漿葉層數(shù)及層間距的影響v 若液層過(guò)高，（HL/D>1.25時(shí)）要設(shè)置多層漿葉。各層漿葉間距離取漿徑的1.01.5倍。v 當(dāng)層間距s1>1.5d時(shí),雙層直葉的功率約為單層直葉的2倍,直葉和折葉組合的功率約為單層直葉的1.5倍,而雙層折葉的功率與單層直葉的功率基本相當(dāng)。圖6-34 開(kāi)啟渦輪的層間距對(duì)功率的影響 1-雙層直葉;2-直葉與折葉;3-雙層折葉 P1-單層直葉的功

44、率,P2-雙層渦輪的功率 圖6-35 推進(jìn)式的層間距對(duì)功率的影響對(duì)于推進(jìn)式攪拌器，在層流區(qū)，雙層推進(jìn)式的功率約為單層時(shí)的2倍；而在湍流區(qū),雙層推進(jìn)式的功率隨著層間距的增大而線(xiàn)性增大。 例6-9某釜式反應(yīng)器的內(nèi)徑為1.5m ，裝有單層8葉圓盤(pán)渦輪式攪拌器，攪拌器的直徑為0.4 m，轉(zhuǎn)速為150r.min-1，葉片寬度約為葉輪直徑的0.2倍。釜內(nèi)裝有擋板，并符合全擋板條件。裝液深度為2m，物料密度為1000Kkg.m-3，粘度為0.004Pa.s。試計(jì)算攪拌功率v 解：(1) 由圖6-33中的曲線(xiàn)6計(jì)算攪拌功率 (2) 校正漿葉數(shù)量的影響 由式(6-96)得v (3) 校正漿葉直徑的影響 由式(6

45、-97)得(4) 校正漿葉寬度的影響 由式(6-98)得v (5) 校正液層深度的影響 由式(6-99)得6.5.4.2.非均相液體的攪拌功率1.液液相攪拌v 先計(jì)算出平均密度和平均粘度，再按均相液體計(jì)算攪拌功率。 v (1) 平均密度(2) 平均粘度v 當(dāng)兩相液體的粘度均較低時(shí)2.氣液相攪拌v 通入氣體，液體表觀密度，攪拌所需功率顯著。 v 對(duì)于渦輪式攪拌器,通氣攪拌功率用下式計(jì)算例6-10 若在例6-9的反應(yīng)釜中通入空氣，操作狀態(tài)下的通氣量為2m3×min-1，求攪拌功率。v 解：3.固液相攪拌v 當(dāng)固體顆粒的量不大時(shí)，可近似看成均一的懸浮狀態(tài)。計(jì)算出平均密度和平均粘度，按均相液

46、體計(jì)算攪拌功率。v (1) 平均密度 平均粘度當(dāng)固體顆粒與液體的體積比f(wàn)'£1時(shí) 當(dāng)f' >1時(shí) 6.5.4.3.非牛頓型流體的攪拌功率v 非牛頓型液體不服從牛頓粘性定律。攪拌非牛頓型液體時(shí)，存在粘度分布。v 攪拌非牛頓型液體時(shí),漿葉附近的液體粘度最小,離漿葉愈遠(yuǎn),液體的粘度愈大，至釜壁附近處液體的粘度達(dá)到最大。對(duì)傳熱是十分不利的。v 采用錨式、框式、螺帶式等大直徑低轉(zhuǎn)速攪拌器，可以刮薄附著在釜內(nèi)壁上的物料層，減薄層流邊界層的厚度，從而使傳熱膜系數(shù)顯著提高非牛頓型液體的攪拌功率的計(jì)算v 仍采用牛頓型液體攪拌功率的計(jì)算方法,但應(yīng)將雷諾準(zhǔn)數(shù) 中的m改為非牛頓型液體的

47、表觀粘度v 注： v d-旋轉(zhuǎn)直徑；v D-釜式反應(yīng)器內(nèi)徑； v s-螺帶螺距。例6-11 在20oC時(shí)用雙螺帶式攪拌器攪拌聚乙烯醇水溶液(質(zhì)量濃度為30%)，已知釜內(nèi)物料流動(dòng)為層流，釜內(nèi)徑為D=1.5m，攪拌器直徑為d=1.42m，攪拌器高度為h=1.5m，轉(zhuǎn)速為10rpm，試計(jì)算攪拌器的功率。v 解：由表6-6查得聚乙烯醇水溶液的K為440，m為0.75，由表6-7查得雙螺帶式攪拌器的B為30。由式(6-108)得 釜內(nèi)物料流動(dòng)為層流，則由式(6-93)和表6-4得攪拌器的攪拌功率為6.6.氣固相催化反應(yīng)器6.6.1氣固相催化反應(yīng)器的基本類(lèi)型一、絕熱式固定床催化反應(yīng)器1，單段絕熱式（適用于

48、放熱和吸熱反應(yīng)）二、連續(xù)換熱式固定床催化反應(yīng)器v 管徑：一般為2550mm的管子，但不小于25mm。v 催化劑粒徑：應(yīng)小于管徑的8倍，通常固定床用的粒徑約為26mm，不小于1.5mm。v 傳熱所用的熱載體：l 沸水可以用于100300的溫度范圍。l 聯(lián)苯與聯(lián)苯醚的混合物以及以烷基萘為主的石油餾分能用于200350的范圍。l 無(wú)機(jī)熔鹽(硝酸鉀，硝酸鈉及亞硝酸鈉的混合物)可用于300400的情況。l 對(duì)于600700左右的高溫反應(yīng)，只能用煙道氣作為熱載體。列管式反應(yīng)器優(yōu)點(diǎn)：v 傳熱較好，管內(nèi)溫度較易控制；v 返混小、選擇性較高；v 只要增加管數(shù)，便可有把握地進(jìn)行放大；v 對(duì)于極強(qiáng)的放熱反應(yīng)，還可用

49、同樣粒度的惰性物料來(lái)稀釋催化劑v 適用 原料成本高，副產(chǎn)物價(jià)值低以及分離不是十分容易的情況。軸向反應(yīng)器VS徑向反應(yīng)器固定床反應(yīng)器優(yōu)缺點(diǎn) 固定床中催化劑不易磨損； 床層內(nèi)流體的流動(dòng)接近于平推流，與返混式的反應(yīng)器相比，可用較少量的催化劑和較小的反應(yīng)器容積來(lái)獲得較大的生產(chǎn)能力。 由于停留時(shí)間可以嚴(yán)格控制，溫度分布可以適當(dāng)調(diào)節(jié)，因此特別有利于達(dá)到高的選擇性和轉(zhuǎn)化率，在大規(guī)模的化工生產(chǎn)中尤為重要。 流化床反應(yīng)器6.6. 2.催化反應(yīng)器的數(shù)學(xué)模型1，非均相擬均相2，一維模型二維模型3，理想流動(dòng)非理想流動(dòng)擬均相適用情況：1，化學(xué)動(dòng)力學(xué)控制2，活性較正系數(shù)（無(wú)宏觀動(dòng)力學(xué)資料）一維二維：軸向濃度差、溫度差；軸徑

50、向濃度差、溫度差理想流動(dòng)：不考慮返混（PFR）；非理想流動(dòng)：考慮返混（擴(kuò)散）表51催化反應(yīng)器數(shù)學(xué)模型分類(lèi)6.7.反應(yīng)器中的混合及對(duì)反應(yīng)的影響6.7.1.連續(xù)反應(yīng)器中物料混合狀態(tài)分析6.7.1.1.混合現(xiàn)象的分類(lèi)按混合對(duì)象：同齡混合返混按混合尺度：宏觀混合vs微觀混合宏觀流體 微觀流體 6.7.1.2 .連續(xù)反應(yīng)過(guò)程的考察方法v 不同的凝聚態(tài)，宜采用不同的考察方法一、以反應(yīng)器為對(duì)象的考察方法二、以反應(yīng)物料為對(duì)象的考察方法6.7.2.停留時(shí)間分布的測(cè)定及其性質(zhì)v 6.7.2.1.停留時(shí)間分布v 停留時(shí)間和混合狀態(tài)是決定物料質(zhì)點(diǎn)的反應(yīng)結(jié)果的依據(jù)。v 停留時(shí)間 t 作為隨機(jī)變量v 隨機(jī)變量的數(shù)學(xué)定義：

51、定義在概率空間上的函數(shù)樣本空間：樣本點(diǎn)的全體樣本點(diǎn)：隨機(jī)試驗(yàn)的所有的可能性。隨機(jī)變量的概率分布一、停留時(shí)間分布函數(shù)F(t)二、停留時(shí)間分布密度函數(shù)E(t)停留時(shí)間介于（a, b）之間的粒子分率停留時(shí)間介于（a,b）之間的粒子分率:特別地，停停留時(shí)間小于t的粒子分率：停留時(shí)間分布密度函數(shù)E(t)的基本性質(zhì)（1）歸一化（normalizing）性質(zhì)（2）F(t)、E(t)的關(guān)系（3）有因次,因次為time-16.7.2.2.停留時(shí)間分布的實(shí)驗(yàn)測(cè)定應(yīng)答技術(shù)示蹤劑：光學(xué)的、電學(xué)的、化學(xué)的、放射性的（1）盡可能與主流體物理性質(zhì)一致（2）易于檢測(cè)，濃度很低時(shí)也能檢測(cè)。（3）不發(fā)生相轉(zhuǎn)移或被吸附（4）易于轉(zhuǎn)

52、變?yōu)殡娦盘?hào)或光信號(hào)以便于采集數(shù)據(jù)1.階躍法(step input)t 時(shí)刻同時(shí)離開(kāi)反應(yīng)器的粒子中，有的是示蹤劑，有的是主流體。其中，停留時(shí)間小于t 的粒子是示蹤劑，而停留時(shí)間大于t 的粒子則是主流體。出口物料中停留時(shí)間小于t 的粒子數(shù)量出口物料的粒子總量=進(jìn)口粒子總量即2.脈沖法(pulse input)2.脈沖法F(t):停留時(shí)間時(shí)間小于t 的粒子所占分率E(t)dt: 停留時(shí)間介于t td t的粒子所占分率6.7.2.3.停留時(shí)間分布的數(shù)字特征一、數(shù)學(xué)期望平均停留時(shí)間: tmVR/V0 (反應(yīng)體積無(wú)變化）數(shù)學(xué)期望：對(duì)原點(diǎn)的一次矩，RTD密度曲線(xiàn)重心的橫坐標(biāo)平均停留時(shí)間（mean resid

53、ence time）二、方差又稱(chēng)離散度，用來(lái)度量隨機(jī)變量與其均值的偏離程度。二階中心矩離散度的圖示三、對(duì)比時(shí)間無(wú)因次對(duì)比時(shí)間：不受時(shí)間單位制對(duì)量值的影響。F(t)與F()、E(t) 與E()之間的關(guān)系6.7.2.4.理想流型的停留時(shí)間分布一、平推流 (PFR)二、全混流階躍法推導(dǎo)CSTR的RTD脈沖法推導(dǎo)CSTR的RTDv 停留時(shí)間恰好等于某個(gè)值的粒子數(shù)為零。v 停留時(shí)間越短的粒子，其數(shù)量越多。v 停留時(shí)間小于平均停留時(shí)間的粒子分率為F(tm)=1e-1 =0.632用對(duì)比時(shí)間表示6.7.3.非理想流動(dòng)模型6.7.3.1數(shù)學(xué)模型方法（1）簡(jiǎn)化（2）等效性等同性（3）模型參數(shù)6.7.3.2.軸向

54、混合模型PFR+ axial dispersion 模型參數(shù)：Ez軸向混合彌散系數(shù)（擴(kuò)散系數(shù)）適用于返混不大的系統(tǒng)，如管式，塔式反應(yīng)器。如下圖，設(shè)“活塞”線(xiàn)速度為u，反應(yīng)器管長(zhǎng)為L(zhǎng)，直徑為DR，體積為VR在反應(yīng)器的距進(jìn)口l 處可取微元，并可對(duì)示蹤劑作物料衡算。最后可解出C( l, t ) 例6-12用全混流反應(yīng)器進(jìn)行乙酸和乙醇的酯化反應(yīng)，每天生產(chǎn)乙酸乙酯12000kg，其化學(xué)反應(yīng)式為作業(yè)v 1. 試證明間歇釜中進(jìn)行一級(jí)反應(yīng)，轉(zhuǎn)化率達(dá)99.9%所需的反應(yīng)時(shí)間是轉(zhuǎn)化率為50%時(shí)的10倍。v 2. 在間歇釜中以硫酸作催化劑使己二酸與己二醇以等摩爾比在70 下進(jìn)行縮聚反應(yīng)，動(dòng)力學(xué)方程式為rA=kCA2 k=0.25L/(kmol×S) ，CA0=0.004kmol/L。求己二酸的轉(zhuǎn)化率為0.5、0.6、0.8及0.9時(shí)所需的反應(yīng)時(shí)間分別為多少？若每天處理己二酸10m3，轉(zhuǎn)化率為80%，每批操作的輔助時(shí)間為1小時(shí)，裝料系數(shù)為0.75，求反應(yīng)器的容積為多少？( 1.17)(1.29)v 3. 在等溫操作的間歇釜中進(jìn)行一級(jí)液相反應(yīng)，13min后反應(yīng)物轉(zhuǎn)化