第六章连续操作反应器
反应器(化工设备操作维护课件)
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2023/10/13
表 釜式反应器常见故障与处理方法
故障 搅拌轴转数降 低或停止转动
搪瓷搅拌器脱 落 出料不畅
产生原因 皮带打滑 皮带损坏 电机故障 被介质腐蚀
出料管堵塞 压料管损坏
处理方法
调整皮带 更换皮带 修理或更换电机 更换搪瓷轴或修 补 清理出料管 修理或更换配管
2、特点：反应过程伴有传热、传质和反应物的流动过程。 物理与化学过程相互渗透影响，反应过程复杂化。
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§1-2 反应器的类型
• 反应器的类型： 釜式反应器 管式反应器
操作方式 材料 操作压力 绝热管式
换热管式
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b. 机械密封
机械密封 结构较复 杂，但密 封效果甚 佳。
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4、换热装置
换热装置是用来加热或冷却反应物料，使之符合工艺 要求的温度条件的设备。
其结构型式主要有夹套式、蛇管式、列管式、外部循 环式等，也可用回流冷凝式、直接火焰或电感加热。
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第六章 反应器
第二节 釜式反应器
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§2-1 反应釜基本结构
（一）基本结构：
壳体 密封装置 换热装置 传动装置
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1、搅拌釜式反应器的壳体结构
壳体结构：一般为碳钢材 料，筒体皆为圆筒型。釜 式反应器壳体部分的结构 包括筒体、底、盖（或称 封头）、手孔或人孔、视 镜、安全装置及各种工艺 接管口等。
间歇釜式反应器连续釜式反应器管式反应器
可常压操作也可加压操作，常用于对温度不 敏感的快速反应。常见型式有水平、立式、盘 管、U型管等
6
一、水平管式反应器
图6-1 水平管式反应器
7
二 、 立 管 式 反 应 器
图6-2几种立式管式反应器
8
三、盘管式反应器
将管式反应器做成盘管的形式，设备紧凑，节省
(1)先规定流体的Re(>104)，据此确定管径d，再计
算管长L
由 Re
=
du
其中
u
=
4FV 0
d 2
所以 d
=
4FV 0 Re
;L
=
4VR
d 2
(2)先规定流体流速u，据此确定管径d，再计算 管长L，再检验Re是否>104
L=u
;d
=
( 4VR
1
)2
L
(3)根据标准管材规格确定管径d，再计算管长L，
解：反应物的体积流量FV0=FVA+FVB=0.56m3
密度ρ=(FVAρA+FVB ρB)/(FVA+FVB)=948.0kg/m3
反应器任意位置，CA=CA0(1-xA)
CB=CB0-2CA0xA，所以
rA=kCACB=CA0(1-xA)(CB0-2CA0xA)
∫ VR
FV C0 A0
xA 0
nA0(1 (xA dxA)) FV 0CA0(1- (xA dxA))
反应量：
rAdVR
于是
FV 0CA0 (1- xA ) FV 0CA0 (1- (xA dxA )) rAdVR
nA0 (1 xA) nA0 (1 (xA dxA) rAdVR
气液反应和反应器
M ;η = th M a
L
1 , 很小,反应既在液膜,又扩散 很小,反应既在液膜, M th M
至液相主体中进行. 至液相主体中进行.
6-7
一级不可逆反应
aM 1 ;η = , β= a M M +1 a M M +1
L L L
③缓慢反应( M << 1 ) 缓慢反应(
Vk ∵a M = k
1
(6(6-46)
6-8
不可逆瞬间反应
2,临界浓度 (C BL ) C :
(C ) :反应面为界面时的 C ,即吸收速率最大时的 C
BL C
BL
BL
当CBL 当 CBL
反应面趋向于界面, ↑ 时,δ ↓ δ ↑ ),反应面趋向于界面,β ↑ ;N ↑ (
1 2
A
反应面到达界面, 反应面到达界面, ↑ 至δ = (δ = δ )时, 0
界面上吸收速率(扩散速率): 界面上吸收速率(扩散速率):
N
A
= D
AL
dC dx
A x=0
6-7
1,
一级不可逆反应
kC β =N =
L Ai A
kC
L
Ai
M [ M (a 1) + th M ] 6-36) ( 36) (a 1) Mth M +1
L L
β =
A
M [ M ( a 1) + th M ] ( a 1) M th M + 1
i i
0
i
(6-6)
p H = M E
i
(6 7) ;
i
6-1 气液相平衡
的关系: 2,E , H 与 T, P的关系:
第六章 生物反应器结构与设计计算
第六章生物反应器结构与设计计算由生物细胞或生物体组成参与的生产过程可统称为生物反应过程，利用生物催化剂进行反应的生物反应器在生产过程中，具有重要的作用，是实现生物技术产品产业化的关键设备，是连接原料和产物的桥梁。
在生物反应过程中，若采用活细胞（包括微生物、动植物细胞）为生物催化剂，称为发酵过程或细胞培养过程。
采用游离或固定化酶，则称为酶反应过程。
按照生物反应过程所使用的生物催化剂不同，生物反应器可分为酶反应器和细胞生物反应器。
根据反应器所需的能量的输入方式，微生物细胞反应器可以分为：通过机械搅拌输入能量的机械式、利用气体喷射动能的气生式和利用泵对液体的喷射作用而使液体循环的生物反应器等。
自上一世纪四十年代，青霉素大规模生产以来，出现了结构多异，性能和用途不同的多类生物反应器。
为配合生物加工过程，工艺条件需要对生物反应器的结构进行设计和计算，以获得较高的产率和规模化生产。
一个良好的生物反应器应满足下列要求：1）结构严密，经得起蒸汽的反复灭菌，内壁光滑，耐腐蚀性能好，以利于灭菌彻底和减小金属离子对生物反应的影响；2）有良好的气-液-固接触和混合性能和高效的热量、质量、动量传递性能；3）在保持生物反应要求的前提下，降低能耗；4）有良好的热量交换性能，以维持生物反应最适温度；5）有可行的管路比例和仪表控制，适用于灭菌操作和自动化控制。
第一节机械搅拌式生物反应器机械搅拌式生物反应器是发酵工厂最常用的类型之一。
它是利用机械搅拌器的作用，使空气和醪液充分混合，促使氧在醪液中溶解，以保证供给微生物生长繁殖、发酵和代谢产物所需要的氧气。
一、机械搅拌式生物反应器的结构机械搅拌通风发酵罐主要有罐体、搅拌器、挡板、轴封、空气分布器、传动装置、冷却管、消泡器、人孔、视镜等。
下面做简要的介绍。
1．罐体罐体由圆筒体和椭圆形或碟形封头焊接而成，材料以不锈钢为好。
为满足工艺要求，罐体必须能承受一定压力和温度，通常要求耐受130℃和0.25MPa（绝压）。
化学反应工程备课-第六章
如H2S与ZnO的反应。
单孔模型
①反应物由多孔固体构成，圆柱形孔径相同、均匀分布且相互 平行，孔壁在初始状态时由固相反应物所构成 ②扩散沿孔的轴向进行，产物层在孔壁上形成，反应气体在产 物与未反应固相之间的界面上与无孔的固相反应物发生反应； ③在孔内反应气体的浓度只沿轴向变化，不沿径向变化； ④反应程度由入口沿轴向逐渐降低； ⑤由于固相产物形成在孔壁上，对于固相产物体积增大的反应 会产生“闭口”现象。
松程度而定，但由于颗粒细小，即使存在产物层内扩散过程阻 力，其影响也较小，液体与固体颗粒间接触表面积大，反应温 度较高，以上因素都促使这些反应器内的宏观反应速率较大， 但由于反应本身的性质，有些反应釜的间歇操作反应时间长达 4—6h，如硫酸与磷矿石反应制磷酸。
气-固相高温反应
煤的气化和硫铁矿焙烧: 煤的气化是用蒸汽、氧(纯氧或空气中的氧)对煤进行高温
(1)反应的第一阶段——反应在整个颗粒内进行，与气-固
相催化反应相同；
(2)反应的第二阶段——颗粒内靠外表面的部分先形成产物 层，即无反应的区域。
有限厚度反应区模型
以缩芯模型为基础并且吸收 了整体反应模型关于反应区的 特征，主要特征是气相反应物 能够超过缩芯模型中的“反应 界面”向固相反应物扩散一小 段距离，即反应不是发生在产 物层与固相反应物的界面上， 而是在固相反应物内具有一定
是要导致失效的。
（2） “热态”试验——半工业规模的扩大试验，从中获取更 接近实际水平的设计参数；并对反应动力学和“冷模”试验结 果加以检验。
流—固相非催化反应的模型
根据固相的不同结构，数学模型根据物理模型的特征而异。
——收缩未反应芯模型 ——整体反应模型 ——有限厚度反应区模型 ——微粒模型 ——单孔模型 ——破裂芯模型
第六章生物反应器中的传质过程
(2)在气液界面上，两相的浓度总是相互平衡(空气中 氧的浓度与溶解在液体中的氧的浓度处于平衡状态)， 即界面上不存在氧传递阻力。
(3)在两膜以外的气液两相的主流中，由于流体充分 流动，氧的浓度基本上是均匀的，也就是无任何传 质阻力，因此，氧由气相主体到液相主体所遇到阻 力仅存在于两层滞流膜中。
气液界面附近氧分压与浓度的变化如图6—3所示。
发酵过程中，有的微生物以菌丝团(或絮状物)的 形式生长繁殖，这时，基质必须通过扩散进入 菌丝团内，基质的扩散与利用是同步进行的。 当菌丝团内的基质浓度低于主体发酵液中的， 且反应速度与基质浓度呈正比时，产物的生成 速度和菌体的生成速度都将低于悬浮单一细胞 的相应速度。为克服发酵过程中的扩散限制， 可通过减小菌丝团尺寸的方法来解决。
利用氧电极进行kLa的测量有多种方法，动态法是常用 的方法之一。通风培养液中氧的物料衡算为：
有多种经验方程来描述非牛顿型流体的流变特性， 其中最简单的形式是指数律方程。
6．1．2 发酵液的流变学特性
发酵液中的主要成分是菌体，因此，发酵 液流变学特性受菌体的大小和形状的 影 响。一些稀薄的细菌发酵液，以水解糖 或糖蜜为原料培养酵母的醪液，为噬菌 体侵害的发酵液等为牛顿型流体。丝状 菌(霉菌或放线菌)悬浮液不同于细菌和酵 母菌悬浮液，菌丝呈丝状或团状。
另外，发酵液黏度的改变会影响液体的湍 动性、界面张力或液膜阻力等。图6—1 是黏度对不同过程影响的示意图。由图 6—1可知，了解发酵液流变学特性的变 化(特别是黏度变化)，对掌握生物反应过 程传质与混合特点，进而改进发酵过程 控制工艺条件及生物反应器设计都有重 要意义。
6.1.1 流体的流变学特性
微小颗粒(如菌体)悬浮液的黏度是多种因素的函 数，除依赖菌体颗粒的浓度外，还受颗粒的形 状、大小、颗粒的变形度、表面特性等因素影 响。在霉菌或放线菌等的发酵中，发酵液的流 动特性常出现大幅度变化。例如，青霉素发酵 液的屈服应力与刚性系数都随发酵时间的增加 而增大。发酵后期与前期相比，刚性系数可增 加近百倍，表观黏度明显增加。
反应第六章
第六章如何理解活化能的工程意义是反应速率对反应温度敏感程度的一种度量？ 答：反应速率表达式为12()()i i r f T f c = ∵10()exp()cg E f T k k R T==- ∴1ln /c E k T ∝∂∂ 即1ln /c i E r T∝∂∂反应活化能直接决定了反应速率常数对温度的相对变化率大小，因此，活化能的工程意义是反应速率对反应温度敏感程度的一种度量。
简述间歇反应器？简述脉冲示踪法测停留时间分布密度的实验方法及其对应曲线？答：脉冲示踪法是在定常态操作的连续流动系统的入口处在t=0的瞬间输入一定量M 克的示踪剂A ，并同时在出口处记录出口物料中示踪剂的浓度随时间的变化。
（4分）对应的曲线为E(t)曲线，0()()()c t E t c t dt∞=⎰。
用作图法求解理想管式反应器体积？ 答：反应空时可由下图求得则由0r V V τ=可求得反应器体积。
24225C H H O C H OH 是可逆放热反应，如何优化管式反应器温度？答：该反应是一个可逆放热反应，提高温度可以提高正方向反应速率，但降低了平衡常数，从而减小了可能达到的最大收率，降低了原料的利用率。
因此，在反应器进口处，由于反应气体组成远离平衡，为提高反应速率，采用较高的温度是有利的；在反应器出口处应降低温度，以提高所能达到的平衡转化率。
整个反应器温度采用前高后低序列。
试描述催化剂在催化反应中的作用？ 什么是拟一级反应，有什么作用？答：拟一级反应是指在双组分二级反应中，其中一个组分浓度相对与另一个组分浓度很高，则高浓度组分在整个反应过程中浓度可以近似看作不变，则反应可以看作低浓度组分的一级反应，称为拟一级反应。
拟一级反应在降低二级反应后期反应时间，降低相同转化率所需时间。
简述扩散模型基本假设试用作图法说明如何优化自催化反应反应器，使其反应器体积最小？答：如图所示，自催化反应器可采用全混流反应器串联管式反应器，使整个反应器体积最小。
连续操作釜式反应器(CSTR)的计算
VR CA0 CA CA0 xAf
V0 (rA ) f (rA ) f
第六章 离婚制度
二、离婚制度的历史沿革
(一)外国离婚制度的历史沿革
1.禁止离婚主义 2.许可离婚主义
(1)专权离婚主义 (2)限制离婚主义 (3)自由离婚主义
பைடு நூலகம்
第一,有责离婚主义 第二,无责离婚主义
二、离婚制度的历史沿革
(二)我国离婚制度的历史沿革
1.我国古代的离婚制度
(1)七出 (2)和离 (3)义绝 (4)诉离
2.我国近代的离婚制度
(1)两愿离婚 (2)判决离婚
3.我国现代的离婚制度
第二节
协议离婚
一、协议离婚的概述
(一)协议离婚又称为登记离婚或自愿离婚,是指夫妻双 方在协商一致的基础上,按照行政程序解除婚姻关系的 离婚方式。
反应器内，物 料的浓度和温度处 处相等，且等于反 应器流出物料的浓 度和温度。
CA CA,in
time
CA, out
0
CA CA,O
t tresidence time
position
CA, out
0
t
x
一、单个连续操作釜式反应器的计算（1－ CSTR）
基础设计式
取整个反应器为衡算对象
0
流入量 = 流出量 + 反应量 + 累积量
CA0 xA kCA0 (1 xA)
xA k(1 xA)
CA0 xA kCA02 (1 xA)2
xA kCA0 (1
xA ) 2
二、多个串联连续操作釜式反应器 （N－CSTR）
为什么要采用N－CSTR代替1－CSTR？ 由于1－CSTR存在严重的返混，降低了反应
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2
( pX )max DoptcX ,opt YX /Smax cS0 KS KS
DCri
max
cS 0 KS cS0
如果cs0>>KS,则： Dc≈Dopt ≈μmax cX,opt ≈YX/SCS0 (Px)max ≈ DcYX/SCS0
d (cSVR ) dt
V0 (cS 0
cS
)
rSVR
0
m
1 VR D V0
cS0 cS rS
(cS 0 cS )YX / S (KS cS ) maxcS cX
6．2．2．3 底物抑制时的操作特性
Dc
max
cS 0
KS
1
cS 0 K SI
cS0
6．2．2．4 产物生成与抑制时的操作特性
dcx dt
D(cx0
cx ) rx
dcx dt
D(cx0
cx ) ( kd )cx
dcx dt
Dcx0
( kd
D)cx
cx0 0, 稳态, 则： ( kd D)cx 0 D kd 或 kd D
对底物衡算式为
在稳态条件下
max
cS KS
cS
cS
KS (D kd ) max kd
假定CSTR中进行等温均相反应，反应器有效体积恒定不变，基 本设计方程为
流入速率＝流出速率十反应消耗速率十累积量 对底物s的物料衡算式为
6.2 连续操作搅拌槽式反应器（CSTR）
6.1.1 酶反应时的单级SCTR
如果为固定化酶反应，由于有液固两相和内扩散的影响存在，底物的物 料平衡式为:
6．2．2 细胞反应时的单级CSTR
6．2．2．1 单级CSTR的通用衡算模型
对单级CSTR的连续培养，假定培养液混合均匀，则通用衡算方程为 细胞：累积＝流入+生长-流出(=流入-流出+生长) 底物：累积＝流入-消耗-流出(=流入-流出-消耗) 产物：累积＝流入+生成-流出(=流入-流出+生成) 因此有以下衡算方程组：
D(cS 0 cS ) rS
dcP dt
D(cP0
cP ) rP
6．2．2．2 简单反应时CSTR的操作特性
dcx dt
( D)cx
当稳态时
dcx 0 dt
( D)cx 0
D
max
cS KS
cS
cS
KsD max D
cX YX / S (cS 0 cS )
cX
YX
/
归纳起来．对Monod动力学的恒化器有下述关系:
max
cS KS
cS
cS
cS0
1 YX / S
cX
D
max
cS 0
1 YX / S
cX
KS
cS0
1 YX / S
cX
cS 0
m
ax
1 YX /
S
cX KSD max D
D1 YX / S
cX
由上式可求得为达到一定的细胞浓度cX所要求加入培养基中的底物浓度cS0 平均停留时间τm为：
cX
YX / S D D kd mYX / S
cS
0
KS (D kd ) max kd
6．2．2．6 固定化细胞培养时的操作特性
6．2．3 带细胞循环的单级CSTR
6.1.2 理想流动反应器的模型方程
• 根据连续操作反应器中物料的流动情况， 可建立两种理想流动反应器模型，即全混 流反应器(CSTR)和平推流反应器(CPFR)。
• 前者是连续操作的机械搅拌槽式反应器的 理想模型。
• 后者的实际反应器型式有连续操作的管式 反应器、管式固定床反应器和气体搅拌的 塔式反应器等。
对培养过程中的产物生成、可由对产物的质量平衡进行衡算，即
V0cP0
rPVR
V0cP
VR
dcP dt
一般情况下，cp0＝0，在稳定态时，
rP
V0 VR
cP
DcP
Байду номын сангаас
cP
rP D
1 D
YP
/
X
c
X
qPcX D
或cP
YP /S (cS 0
cS )
YP /S
cS 0
KS D maxD
6．2．2．5 考虑维持代谢或死亡的操作特性
d (cxVR ) dt
V0 (cx0
cx )
rxVR
d (cSVR ) dt
V0 (cS 0
cS
)
rSVR
d (cPVR ) dt
V0 (cP0
cP )
rPVR
连续培养在稳定态操作时一般体积不发生变化,即
dVR 0 dt
于是上述各式可变为
dcx dt
D(cx0
cx ) rx
dcS dt
6 连续式操作反应器
6.1 概述
6.1.1 连续操作的特点
连续操作在以下各点表现其优越性：
• 连续操作有利于过程的研究和分析； • 对连续反应可进行高效的过程控制； • 连续操作的产品质量稳定； • 连续操作的生产效率较高。
连续操作也存在一些缺点。
➢它对细胞生长时同步产生的代谢副产物的生成不能控制； ➢操作周期过长，容易受到杂菌污染； ➢需要使用费用较高的检测手段和控制设备等。
S
(cS 0
KsD max D
)
对有些CSTR的细胞连续培养，过程优化的目标函数为 单位时间单位体积的细胞产量Px最大，Px一般称为细 胞产率。
PX
DcX
DYX / S (cS 0
KsD ) max D
dPX 0 dD
Dopt max(1
Ks ) Ks cS0
此时反应器中细胞质量浓度为