催化反应工程(华东理工大学) 多段换热式催化反应器共34页文档
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华东理工大学化学反应工程原理
Chemical Reaction Engineering 对反应
aA bB pP sS
n1 n2 (rA ) kCA CB
总级数 n n1 n2 通常 a n1 b n2
⑴ 反应级数（动力学）不同于反应分子数（化学计量学）
基元反应
两者等同
反应级数由实验测定，通常0、1、2级，或非整数级 ⑵反应级数工程意义
“-”消失速率 -rA
2019年2月4日7时42分
“+”生成速率 rp
2
Chemical Reaction Engineering
dc 1 dn 与物化区别 r dt V dt
用于表达本征动力学（间歇、等容）
Bacth Recator
与物化不同之处在于：
a.定态时，没有时间概念 b.考察场所-物料（间歇） 反应器（连续） c.能与传递过程相结合 PFR
292 .9 KJ / mol
2 ℃ 9 ℃ 37 ℃ 107 ℃
14
Chemical Reaction Engineering ⑵与反应热ΔH的关系
H E E '
⑶活化能的数量级 40~200 kJ/mol
如果 E<40 kJ/mol ，或<10 kcal/mol，可能有传质影响 ED RT 扩散系数 D D0 e
2019年2月4日7时42分 7
Chemical Reaction Engineering 开发实例： 丁二烯氯化→二氯丁烯→多氯丁烯（s） 温度270℃ 气相反应 丁二烯过量 好 差，黑色粉末堵塞 原因—混合过程产生两种微团 推断：此反应极快， 预混合成为重要工程问题 C4H6：Cl2=（4~7）：1 小试 中试
华东理工大学反应工程阶段辅导(3)
r
' P
rP
当 1, 2 1 忽略 3 严重 当 5 , 2
⑶表观动力学法
在本征动力学已知时，比较
Eob E nob n
⑷计算准数 22
R 2 n kCb n kC b 2 rP2 DeCb
R 2 r DeCb
2 2 P
R, Cb 可测
解：
A B P
C p 1.0kJ / kg K ,
0.5kg / m3 , H 125.4kJ / mol
P 0.1MPa , T 325 C 下 ，有：
P y A0 0.1 106 8% C A0 1.61 mol m3 RT 8.314 (273.15 325) (H )c A0 125.4 1.61 Tad 403.8 K cP 0.5 1 T Tad x A 403.8 0.8 323.0 K
Cb 2 Cb 2
C Af
⑷内扩散过程对反应结果的影响 反应场所 简单 自催化 可逆 平行 串连
内扩散 外扩散
C A,b C A,es C A,is C p ,b C p ,es C p ,is
反应结果
工程因素
化学因素
工程分析方法
Ces es f ( Da, n) Da Cb Cb
C A0
2.
1, Da f (Z )
n=1，
k n 1 Da Cb kg a
Z
Cb
Da 与 Cb 无关，与Z无关
n>1,
n<1,
Cb Da 1 Cb Da 1
催化反应工程讲义共34页PPT
谢谢！
34
26、要使整个人生都过得舒适、愉快，这是不可能的，因为人类必须具备一种能应付逆境的态度。——卢梭
Hale Waihona Puke ▪27、只有把抱怨环境的心情，化为上进的力量，才是成功的保证。——罗曼·罗兰
▪
28、知之者不如好之者，好之者不如乐之者。——孔子
▪
29、勇猛、大胆和坚定的决心能够抵得上武器的精良。——达·芬奇
▪
30、意志是一个强壮的盲人，倚靠在明眼的跛子肩上。——叔本华
催化反应工程讲义
11、战争满足了，或曾经满足过人的 好斗的 本能， 但它同 时还满 足了人 对掠夺 ，破坏 以及残 酷的纪 律和专 制力的 欲望。 ——查·埃利奥 特 12、不应把纪律仅仅看成教育的手段 。纪律 是教育 过程的 结果， 首先是 学生集 体表现 在一切 生活领 域—— 生产、 日常生 活、学 校、文 化等领 域中努 力的结 果。— —马卡 连柯(名 言网)
13、遵守纪律的风气的培养，只有领 导者本 身在这 方面以 身作则 才能收 到成效 。—— 马卡连 柯 14、劳动者的组织性、纪律性、坚毅 精神以 及同全 世界劳 动者的 团结一 致，是 取得最 后胜利 的保证 。—— 列宁 摘自名言网
15、机会是不守纪律的。——雨果
▪
催化反应工程华东理工大学 第一二次课.ppt
３．移热问题 ４．反应速率与活性温度
催化反应工程
流态化技术
１．气体分布２．颗粒的流动特性３．特征流速 ４．床层的膨胀与压降５．气泡行为６．乳相行为 ７流化床的热、质传递８．颗粒夹带与分离９．数学模型
催化反应工程
教材
1. 朱炳辰，翁惠新，朱子彬编著. 催化反应工程，北京：中国 石化出版社，2001
２．加氢裂化反应器
３．催化重整反应器
催化反应工程
催化反应工程
三．基本有机化工中的催化反应器
平行 连串 平行连串反应系统
温度
反应器进口气体组成，操作压力，操作温度， 产量
１．深度氧化的副反应，活化能大于主反应，反应热大于主反应的；
降低温度有利，若温度高，副反应加剧，飞温，可能烧坏
催化剂，反应器
２．平衡常数与温度的关系 若在某一温度下，平衡常数小，可提高操作压力
参考书目
1. 朱开红，袁渭康编著. 化学反应工程分析，北京：高等教育 出版社，2002
2．G F Froment, K B Bischoff. Chemical Reactor Analysis and Design 2nd ed. New York: Wkley&Sons, 1990
催化反应工程
kt
1 CA
1 C A0
1 C A0
1
x
x
、C
A
C A0 1 C A0kt
x C A0kt 1 C A0kt
Batch
kt
n0
CA
kt
n 1
CA
kt
n2
CA
PFR
k p
CAf
k p
催化反应工程(华东理工大学) 多段换热式催化反应器
多段原料气冷激，略去Cp的差异
N1出 NC N2进 1
N1出x1出 N2进 x2进 2
N1出T1出 NCTC N T 2进 2进 3
催化反应工程
将NC N2进 N1出代入3式, 得
N1出 T1出 TC N2进 T2进 TC 4
0,i 0,i1
xi,出
xi,出
催化反应工程
3 多段直接换热式反应器各段始末温 度及转化率的 优化设计
VR f xi,进 , xi,出,Ti,进 ,Ti,出,i
共有5n-1个变量
Ti,出 Ti,进 i xi,出 xi,进 n个，
注意：原料气冷激，∧i相同 非原料气冷激，∧i不相同
i1
i1
i1
VR VS 0
0 ,
催化反应工程
VS 0标准状态下初始态体积流量，m3(stp)/h
τ 0标准接触时间，h
VR f xi进 , xi,出,Ti,进 ,Ti,出 4n个变量
T i，出-T i，进=Λ(X i,出-X i，进) X i+1，进=X i，出 X1，进 ，XN，出 已知
催化反应工程
§3 多段换热式催化反应器
1 多段绝热式催化反应器的特征 2 多段间接换热式反应器各段始末温度及
转化率的优化设计 3 多段直接换热式反应器各段始末温度及转
化率的 优化设计
多段间接换热式
催化反应工程
① 平衡线，Tm线不变 ③ 各段绝热线斜率不变 ⑤ 付线调节温度
② 冷却过程中，x不变 ④ 无返混，VR最小
T' i,出
Tmax Ti,进
i
xi,出 xi,进
N1出 NC N2进 1
N1出x1出 N2进 x2进 2
N1出T1出 NCTC N T 2进 2进 3
催化反应工程
将NC N2进 N1出代入3式, 得
N1出 T1出 TC N2进 T2进 TC 4
0,i 0,i1
xi,出
xi,出
催化反应工程
3 多段直接换热式反应器各段始末温 度及转化率的 优化设计
VR f xi,进 , xi,出,Ti,进 ,Ti,出,i
共有5n-1个变量
Ti,出 Ti,进 i xi,出 xi,进 n个，
注意：原料气冷激，∧i相同 非原料气冷激，∧i不相同
i1
i1
i1
VR VS 0
0 ,
催化反应工程
VS 0标准状态下初始态体积流量，m3(stp)/h
τ 0标准接触时间，h
VR f xi进 , xi,出,Ti,进 ,Ti,出 4n个变量
T i，出-T i，进=Λ(X i,出-X i，进) X i+1，进=X i，出 X1，进 ，XN，出 已知
催化反应工程
§3 多段换热式催化反应器
1 多段绝热式催化反应器的特征 2 多段间接换热式反应器各段始末温度及
转化率的优化设计 3 多段直接换热式反应器各段始末温度及转
化率的 优化设计
多段间接换热式
催化反应工程
① 平衡线，Tm线不变 ③ 各段绝热线斜率不变 ⑤ 付线调节温度
② 冷却过程中，x不变 ④ 无返混，VR最小
T' i,出
Tmax Ti,进
i
xi,出 xi,进
催化反应工程华东理工大学第3章催化反应器设计概论
平行 连串 平行连串反应系统
温度
反应器进口气体组成，操作压力，操作温度， 产量
１．深度氧化的副反应，活化能大于主反应，反应热大于主反应的； 降低温度有利，若温度高，副反应加剧，飞温，可能烧坏 催化剂，反应器
２．平衡常数与温度的关系 若在某一温度下，平衡常数小，可提高操作压力
３．移热问题 ４．反应速率与活性温度
５．流体分布
还有材质，直径，反应器制造，运输
催化反应工程
一 合成氨工业中的催化反应器
Topsφe s-200型氨合成器 １．看设备图２．各主要部分３．气体流动４．催化剂装卸 ５．热膨胀
高温高压设备 耐温不受压，耐压不受高温
二 炼油工业中的催化反应器
１．催化裂化反应器
催化剂粒度20-100μm的微粒 时间短 2-4秒，催化剂结焦失活，流态化催化反应器 反应器－再生器
l 0, yg ,Tg
“非均相”与“拟均相”模 型
催化反应工程
非均相
考虑气流主体与催化剂颗粒外表面之间的温度差和浓 度差，催化剂颗粒内部浓度差和温度差，传递过程队 反应速率的影响计入模型，则称为非均相模型。
拟均相
采用“活性校正系数COR ”来简化概括催化剂粒内和 催化剂外表面与气相间的热、质传递过程和催化剂失 活等因素对反应速率的影响，即“拟均相”模型。
3 一级不可逆连串反应
A1 E1 A2 E2 A3
T 选择性 T 选择性
催化反应工程
催化反应工程
2. 操作压力
摩尔数减少的反应， P 有利
摩尔数增加的反应， P 可减少压缩功
3. 反应物的初始组成 4. 空速 5. 催化剂的颗粒
ds , , rA ,VR , p
若化学动力学控制，
催化反应工程华东理工大学工业反应过程分析导论复习
k2 k 2 k1
tOPT
MAX
1 k1k2
1 k 1 1 k 2
0.5
MAX
2
k1 k2时的计算 T、C的效应
反应过程分析
多重反应体系动力学
（3组分、4组分）单分子反应系数 （可逆、包括不可逆）
反应过程分析
三、气固相催化反应 1.宏观过程 各种控制步骤
反应过程分析
4.几种多段换热式反应器的特征
多段间接换热式 多段原料气冷激式 多段非原料气冷激式
反应过程分析
5.固定床压力降
流体通过固定床
d s f u0 d sG 150 fM 1.75， Re m Re m 1 1
f u 1 P f M L 3 ds
dNCO NT 0 dyCO 2 dw DR b dl 4
NT C p dTb H R dNCO H R NT 0dyCO 2 D dTb H R dyCO dyCO 4 R b dNCO 因此，
dl NT 0 dw
dl
Cp
dl
l 0, yCO 0.081 , Tb 371C
C Af C A0
7.串联反应
A R S
反应过程分析
Batch PFR
CSTR
C A0 k1 k1t CR e e k 2t k2 k1
k1C A0 CR 1 k1 1 k 2
tOPT
k1 ln k2 k1 k2
k1 k 2
T
x
消除影响的措施 d S下降 双重孔 非均匀分布
tOPT
MAX
1 k1k2
1 k 1 1 k 2
0.5
MAX
2
k1 k2时的计算 T、C的效应
反应过程分析
多重反应体系动力学
（3组分、4组分）单分子反应系数 （可逆、包括不可逆）
反应过程分析
三、气固相催化反应 1.宏观过程 各种控制步骤
反应过程分析
4.几种多段换热式反应器的特征
多段间接换热式 多段原料气冷激式 多段非原料气冷激式
反应过程分析
5.固定床压力降
流体通过固定床
d s f u0 d sG 150 fM 1.75， Re m Re m 1 1
f u 1 P f M L 3 ds
dNCO NT 0 dyCO 2 dw DR b dl 4
NT C p dTb H R dNCO H R NT 0dyCO 2 D dTb H R dyCO dyCO 4 R b dNCO 因此，
dl NT 0 dw
dl
Cp
dl
l 0, yCO 0.081 , Tb 371C
C Af C A0
7.串联反应
A R S
反应过程分析
Batch PFR
CSTR
C A0 k1 k1t CR e e k 2t k2 k1
k1C A0 CR 1 k1 1 k 2
tOPT
k1 ln k2 k1 k2
k1 k 2
T
x
消除影响的措施 d S下降 双重孔 非均匀分布
催化反应工程华东理工大学理想管式反应器
)xA
理想管式反应器中空时和平均停留时间计 算式相应为
1
k
C n 1 A0
xAf
0
(
1 1
Ax xA
A
)n dxA
t
1
k
Cn1 A0
xAf
0
(1 A xA )n1 (1 xA )n
dxA
只有当反应前后分子数不变时，空时和平 均停留时间两者相等。
合热量衡算式联立求解。对于反应器压降较大的，如 管式裂解反应器，还需要再与动量衡算式联立求解。
对装有固体催化剂的固定床反应器，只要满足平 推流的基本假定，同样可以适用。
FA0dxA (rA )W dW
空时、空速和停留时间
空时 VR
v0
反应器体积 进料体积流率
空速 SV 1 v0
VR
停留时间 VR
等温等容理想管式反应器中简单反应的结果
反应前后分子数变化的气相反应
在间歇反应器中分子数发生变化的气相反应， 由于反应器的容积恒定，其结果使反应系统的 总压变化，称之为恒容过程。 在连续流动的理想管式反应器中进行的气相反 应，反应物料从反应器进口加入，如果忽略物 料在管内流动的压力降，则反应器进口和出口 系统压力不变，称之为恒压过程。
)
P]n
反应级数
反应速率式 设计式
零级A→mp 二级2A→mp
二级A＋B→mp
(rA ) k p PA
(rA ) k p PA2
(rA ) k p PA PB
VR FA0
1 k p y A0 P [(1 A y A0 ) ln(1 x A ) A y A0 x A ]
VR FA0
1
k
P
理想管式反应器基本方程式