任务5连续操作管式反应器的计算(精)

1 A [(vL vM ) (v A vB )] vA 1 n 一般式为： A vi v A i 1
例： 计算下列反应的化学膨胀因子 1. A+B＝P+S 2. A＝P+S 3. A+3B＝2P 4. 2A＝P+2S 解：
[( 1 1 ) ( 1 1 )] 1、 A 0 1 [( 1 1 ) 1 ] 2、 A 1 1 3、 A [2 (1 3)] 2 1 4、 A [(1 2) 2] 1 2 2
物料衡算
微元时间微 微元时间内 微元时间内 微元时间微元 进入微元体 离开微元体 体积内转化掉 元体积内反 的反应物量 应物的累积量 积的反应物量 积的反应物量
恒温变容管式反应器的计算 气相反应：
Vt V0 (1 y A0 A xA )
Ft F0 (1 y A0 A xA )
c A c A0
(rA ) A0 1 dnA dxA V d 1 y A0 A x A d
气相反应在恒温下进行：A+B→P，物料在连续操作管 式反应器的初始流量为360m3/h，组分A与组分B的初 始浓度均为0.8kmol/m3，其余惰性物料浓度为 2.4kmol/m3，k为8m3/（kmol ·min）,求组分A的转 化率为90%时反应器的有效体积。
VR 1 2 FA0 kcA0 xA 2 2 2 2 A y A0 (1 A y A0 ) ln(1 x A ) A y A0 x A (1 A y A0 ) 1 x A
管式流动反应器内的非恒温操作可分为绝热式 和换热式两种。 • 当反应的热效应不大，反应的选择性受温度的 影响较小时，可采用没有换热措施的绝热操作。这 样可使设备结构大为简化，此时只要反应物加热到 要求的温度送入反应器即可。 • 如果反应过程放热，则放出的热量将使反应后 物料的温度升高。如反应吸热，则随反应的进行， 物料的温度逐渐降低。当反应热效应较大时，则必 须采用换热式，以便通过载热体及时供给或移出反 应热。 管式反应器多数采用连续操作，少数采用半连 续操作，使用间歇操作的则极为罕见。
x Af
二级不可逆反应：
VR V0 c A0V0
x Af
0
x Af dxA V0 2 2 kcA0 (1 x Af ) kc A0 (1 x A )
分析、讨论：
将物料在间歇操作釜式反应器的反应时间与在连续操作管式反应器
的停留时间的计算式相比：
分析：在这两种反应器内，反应物浓度经历了相同的变化过程，只是在 间歇操作釜式反应器内浓度随时间变化，在连续操作管式反应器内 浓度随位置变化而已。也可以说，仅就反应过程而言，两种反应器 具有相同的效率，只因间歇操作釜式反应器存在非生产时间，即辅 助时间，故生产能力低于连续操作管式反应器。
任务5连续操作管式反应器的计算
• 工作任务：根据化工产品的生产条件进行 连续操作管式反应器的设计与计算。
• 理想置换流动反应器：连续操作的长径比较大的 管式反应器。 适用于液相、气相反应。
1、当用于液相反应和反应前后无摩尔数变化的气相反 应时，可视为恒容过程；当用于反应前后有摩尔数变 化的气相反应时，为变容过程。 2、如果在反应过程中利用适当的调节手段使温度基本 维持不变，则为恒温过程，否则即为非恒温过程。
Ft F0 x A0 0
T T0
FA0 (H A )T 0 x Af F0 Mc p
x Af
Mc p (T T0 ) F0 Mc p (T T0 ) FA0 (H A ) T 0 y A0 (H A ) T 0
五、装置的几何特性
• 槽、叶轮、挡板和其他附件(如换热用盘管等)的 相对位置及其尺寸比等构成厂搅拌装 • 置的几何持性。在某种搅拌槽中得到的结果不适 用于几何特性不同的其他搅拌槽，因此建立标准 构型的搅拌槽方可满足化工操作中多数工艺过程 对搅拌的要求。 • 标准构型搅拌装置的几何尺寸为：六平片式涡轮， 轮径D＝1／3器径T；叶轮距器底高度Hj＝D;叶片 宽度W＝1／5D，叶片长度Z＝1／4D；液深H＝T； 挡板数＝4：板宽Wh＝0.25T。确定槽型、叶轮型 式等后，主要的几何持性如下。
反 应 收 率 （%）
成 品 熔 点 （℃） 设备生产能力（公斤/升· 小 时）
98
69-69.5 0.012
98
69-70 0.6
5.1基础计算方程式
• 连续操作管式反应器的特点： • 1、在正常情况下，它是连续定态操作，故 在反应器的各处截面上过程参数不随时间 而变化。 • 2、反应器浓度、温度等参数随轴向位置变 化，故反应速率随轴向位置变化。 • 3、由于径向具有严格均匀的速率分布，在 径向不存在浓度分布。
(rA ) kcA
2 (rA ) kcA
VR 1 x 2 2 2 2 A y A0 (1 A y A0 ) ln(1 x A ) A y A0 x A (1 A y A0 ) 2 A FA0 kcA0 1 xA
（二级）
例5-2
A物质为关键组分（着眼组分）
膨胀因子 在恒温恒压的连续系统中发生反应
vA A vB B vL L vM M
当
vA vB vL vM
时：
对于液相反应，反应前后物料的体积流量变化 不大，一般作为恒容过程。对于气相反应，反 应前后物料的体积流量变化较大。
选定关键组分A，定义每转化1mol的A时所引起 的体系物质总量的变化，称作A组分的膨胀因子， 记做：
5.2恒温恒容管式反应器的计算
连续操作管式反应器在恒温恒容过程操作时，可结合恒温恒容 条件，计算出达到一定转化率所需要的反应体积或物料在反 应器中的停留时间： 一级不可逆反应：
dxA V0 1 x A0 VR V0 c A0V0 ln x A 0 kc k 1 x Af A 0 (1 x A )
表 两种生产邻硝基苯胺方法的工艺参数对比
反 应 条 件 氨 水 浓 度 （克/升）
高压釜法 290
管式反应器法 300-320 1：15
物质的量之比（邻硝基氯苯 1：8 /氨水）
反 应 温 度 （℃）
反 应 压 力 （MPa） 反 应 时 间 （分钟）
170-175
3.5 420
230
15 15-20
恒温变容管式反应器计算式
化学反应 速率方程
(rA ) k
计算式
A P
（零级）
VR x A FA 0 k A
VR (1 A y A0 ) ln(1 x A ) A y A0 x A FA0 kcA0
A P
（零级）
2A P A B P (c A 0 c B 0 )
5.4 绝热连续操作管式反应器的计算
在反应进行过程中，系统与外界不发生热量交换的反 应器，称为绝热式反应器。这类反应器的计算与前面讨论 的恒温反应器的计算方法不同。恒温反应器中反应速率只 是转化率的函数，而绝热反应器的管截面上各点的温度不 同，则反应速率不仅是转化率的函数，而且也是温度的函 数。所以，须对反应系统列出热量衡算式，然后与物料衡 算式、反应动力学方程式联立求解，才能求得为达到一定 转化率所需要的反应器有效体积。
求取反应器的有效体积和物料在反应器中的停留时间：
dxA VR FA0 x A 0 ( r ) A
x Af
dxA VR c A0V0 x A 0 ( r ) A
x Af
x Af dx VR A c A0 x A 0 (r ) V0 A
注意：由于反应过程物料的密度可能发生变化，体积流量也将随之变 化，则只有在恒容过程，称 为物料在反应器中的停留时间才是准确 的。
V0 0.979m3 / h
k 0.0174 m3 /(kmol . min)
x Af 0.5
VR V0
x Af kcA0 (1 x Af )
0.979
0.5 0.521 m3 0.0174 60 1.8 (1 0.5)
• • • •
比较例2-5与例3-1的结果 例2-5 有效体积1.008m3 例3-1 有效体积1.04m3 例5-1 有效体积为0.521m3
5.3 恒温变容管式反应器设计
• 通常情况下，液相反应可近似作恒容过程处理。但当反应 过程密度变化较大而又要求准确计算时，就要把容积变化 考虑进去。 • 对于气相总分子数变化的反应，引起的容积、浓度等的变 化，更应考虑。 结论：反应过程中，因反应温度变化，会发生物料密度的改 变，或物料的分子总数改变，导致物料的体积发生变化。 恒温变容管式反应器计算
结果：间歇操作釜式反应器生产能力低于连续操作管式反应 器。在恒温恒容过程时是完全相同的，即在相同的条件下， 同一反应达到相同的转化率时，在两种反应器中的时间值相 等。
例题
• 在一连续操作管式反应器中生产乙酸乙酯，试计算 所需反应器有效体积。（生产条件与例3-2中相同）
c A0 1.8kmol/ m3
热量衡算
微元时间微元体积 微元时间内进入微元体 微元时间内离开微元体 积的物料所带进的热量 积的物料带走的热量 内由于反应产生的热量
如果反 应过程 无物质 的量的 变化
T T0
FA0 (H A ) T 0 ( x Af x A0 ) Ft Mc p