第4章管式反应器
化学制药工艺与反应器第4章 化学制药反应器51P
反应过程及反应器在生产中重要性
制药工业的生产过程由一系列化学反应与物理处理过程有 机地组合而成的。 以氯霉素工艺为例 化学反应过程是生产过程的中心，反应器是关键设备。
第一节 反应器基础
一、化学反应器的分类 1.按物料的聚集状态分
均相： 气相、液相 非均相：g-l相、 g-s相、l-l相、l-s相、 g-l-s相
（3）连续式操作 连续加入反应物料和取出产物的生产过程。属定态
过程，反应器内参数不随时间而改变，适于大规模生 产。
二、反应器计算的内容和基本方程式 （一）反应器计算的基本内容 1.选择合适的反应器型式 2.确定最佳操作条件 3.计算完成生产任务所需的反应器体积
（二）反应器计算的基本方程
反应器计算可以采用经验法和数学模型法。
釜式反应器的结构, 主要由壳体、搅拌 装置、轴封和换热 装置四大筒体、底、盖（或称封头）、 手孔或人孔、视镜及各种工艺接管口等。
2.搅拌器
作用：使物料混和均匀，强化传热和传质。
种类：桨式、推进式、涡轮式、框式、锚式、 螺带式等
选择依据：主要根据物料性质、搅拌目的及 各种搅拌器的性能特征来进行。
CA CA,O
time
CA, out
0
tout/2
tout
t
➢ 优点： 操作灵活，适用于小批量、多品种、反应 时间较长的产品生产
➢ 缺点：
➢装料、卸料等辅助操作时间长， 定
产品质量不稳
➢ 应用：用于液—液相、气—液相等系统，如染料、 医药、农药等小批量多品种的行业。
一、已知条件
1.每天处理物料总体积VD（或反应物料每小时体积流 量V0）
➢ 一般情况下，反应器计算可以不考虑此 项。
化工原理第四章传热过程超详细讲解
例4-12 在其他条件(K,Cp,M1,M2)不变时, 并→逆，求T2, t1。 解：利用并流求得有关常数： Φ=KAΔtm=-M1Cp1ΔT’=M2Cp2Δt’
设热阻集中在保温层：则
则一米管年损失的热量：
W=J/s
年损失的价值：
一米管道耗保温材料体积：V= ∴年折旧费用：
总费用： 求导，求极值:
28.356
复杂系数一元三次方程，用试差法求解：
设D=0.4 时，左=62.8≈右=63 ∴δ=D-0.1/2=(0.4-0.1)/2=0.15 m
作业：P142 （4、5）
∴ A (t1 t 2) At
R=δ/λ—热阻
2 多层平面壁,如耐火砖——绝热砖——建筑砖组成三层复合 壁，对各层分别应用单层导热公式有：
一层：
(1)
二层：
(2)
三层：
(3)
∵平面壁：A1=A2=A3=A ∵稳定传热Φ1=Φ2=Φ3=Φ则有：
t1-t4=Δt=
…(4)
…(5)
讨论：(1) ①+②得：
(4)潜热 Q潜 mH m nH n
(J/mol*K)
式中:ΔHm和ΔHn分别为质量和摩尔相变潜热 (单位分别为： J/kg；J/mol)
§2 传导传热（热传导，导热） 一、定义：传导传热——发生在固体、静止或滞流流体中，因分
子的振动或自由电子的运动而传递热量的方式。
二、导热方程—付立叶定律：
故将对流传热扩展为：对流给热——流体与壁面 之间的传热。由于壁面附近的流体为滞流，因此：对 流给热包括湍流主体的对流传热和壁附近滞流层的热 传导，为描述此复杂的给热过程的速率，特提出对流 给热机理(模型)，其要点为：
a.湍流主体以对流方式传热，温度一致, 即忽略湍流主体的热阻。
化学反应工程1_7章部分答案
第一章绪论习题1.1 解题思路:（1）可直接由式（1.7）求得其反应的选择性（2）设进入反应器的原料量为100 ，并利用进入原料气比例，求出反应器的进料组成(甲醇、空气、水)，如下表：组分摩尔分率摩尔数根据式（1.3）和式（1.5）可得反应器出口甲醇、甲醛和二氧化碳的摩尔数、和。
并根据反应的化学计量式求出水、氧及氮的摩尔数，即可计算出反应器出口气体的组成。
习题答案:(1) 反应选择性(2) 反应器出口气体组成：第二章反应动力学基础习题2.1 解题思路:利用反应时间与组分的浓度变化数据，先作出的关系曲线，用镜面法求得反应时间下的切线，即为水解速率，切线的斜率α。
再由求得水解速率。
习题答案:水解速率习题2.3 解题思路利用式（2.10）及式（2.27）可求得问题的解。
注意题中所给比表面的单位应换算成。
利用下列各式即可求得反应速率常数值。
习题答案:(1)反应体积为基准(2)反应相界面积为基准(3)分压表示物系组成(4)摩尔浓度表示物系组成习题2.9 解题思路:是个平行反应，反应物A的消耗速率为两反应速率之和，即利用式（2.6）积分就可求出反应时间。
习题答案:反应时间习题2.11 解题思路:（1）恒容过程，将反应式简化为：用下式描述其反应速率方程：设为理想气体，首先求出反应物A的初始浓度，然后再计算反应物A的消耗速率亚硝酸乙酯的分解速率即是反应物A的消耗速率，利用化学计量式即可求得乙醇的生成速率。
（2）恒压过程，由于反应前后摩尔数有变化，是个变容过程，由式（2.49）可求得总摩尔数的变化。
这里反应物是纯A，故有：由式（2.52）可求得反应物A的瞬时浓度，进一步可求得反应物的消耗速率由化学计量关系求出乙醇的生成速率。
习题答案:（1）亚硝酸乙酯的分解速率乙醇的生成速率（2）乙醇的生成速率第三章釜式反应器习题3.1 解题思路:(1)首先要确定1级反应的速率方程式，然后利用式（3.8）即可求得反应时间。
(2)理解间歇反应器的反应时间取决于反应状态，即反应物初始浓度、反应温度和转化率，与反应器的体积大小无关习题答案:(1)反应时间t=169.6min.(2)因间歇反应器的反应时间与反应器的体积无关,故反应时间仍为169.6min.习题3.5 解题思路:（1）因为B过量，与速率常数k 合并成，故速率式变为对于恒容过程，反应物A和产物C的速率式可用式（2.6）的形式表示。
化学反应工程第四章习题答案
答：在定常态下的连续稳定流动系统中，相对于某瞬间t=0流入反应器内的流体，在反应器出口流
体的质点中，在器内停留了t至U t+dt之间的流体的质点所占的分率为E(t)dt(②分)。
停留时间分布的实验数据来确定所提出的模型中所引入的模型参数;
过模拟计算来预测反应结果；4) 通过一定规模的热模实验来验证模型的准确性。
3||2(t3E(t)3tE(t)5tE(t)7)tE(t)9
3
=vt =0.86.187 =4.95(m)
°02-2
=°t E(t)dt -t
2G
2
= 47.25 -(6.187)=8.971
8.971
2
(6.187)
= 0.234
73. 某反应器用示踪法测其流量，
不可逆反应，此反应若在活塞流反应器中进行，转化率为 出口转化率。
2
◎a解：-
8(丄)2=0.2178
Pe Pe
2
a
= 4.59
XA
活塞流:
dxA
kCA0(1
kt
d(1—Xa)
1
=In4.60
1 -Xa
Xa
=1 -
,ktn
(1 )
N
Xa
=96%
75.用多级全混流串联模型来模拟一管式反应装置中的脉冲实验, 求
1)
2)
已知
2
6=8.971t2=6.187
1)
2)
推算模型参数N;
质的交换，微团内部具有均匀的组成和相同的停留时间，这种流体称为宏观流体。如在气一液鼓泡
搅拌装置中，气体以气泡方式通过装置，此时气体是宏观流体，而液体为微观流体。
化学反应工程复习题
《化学反应工程原理》复习思考题第一章绪论1、了解化学反应工程的研究内容和研究方法。
2、几个常用指标的定义及计算：转化率、选择性、收率。
第二章化学反应动力学1、化学反应速率的工程表示，气固相催化反应及气液相非均相反应反应区的取法。
2、反应速率常数的单位及其换算。
3、复杂反应的反应速率表达式（可逆、平行、连串、自催化）。
4、气固相催化反应的步骤及基本特征。
5、物理吸附与化学吸附的特点。
6、理想吸附等温方程的导出及应用（单组分吸附、解离吸附、混合吸附）。
7、气固相催化反应动力学方程的推导步骤。
8、不同控制步骤的理想吸附模型的动力学方程的推导。
9、由已知的动力学方程推测反应机理。
第三章理想间歇反应器与典型化学反应的基本特征1、反应器设计的基本方程式。
2、理想间歇反应器的特点。
3、理想间歇反应器等温、等容一级、二级反应反应时间的计算及反应器体积的计算。
4、自催化反应的特点及最佳工艺条件的确定及最佳反应器形式的选择。
5、理想间歇反应器最优反应时间的计算.7、可逆反应的反应速率，分析其浓度效应及温度效应。
8、平行反应选择率的浓度效应及温度效应分析。
9、平行反应反应器形式和操作方式的选择。
10、串连反应反应物及产物的浓度分布，t opt C p.max的计算。
11、串连反应的温度效应及浓度效应分析。
第四章理想管式反应器1、理想管式反应器的特点。
2、理想管式反应器内进行一级、二级等容、变容反应的计算。
3、空时、空速、停留时间的概念及计算。
4、膨胀率、膨胀因子的定义，变分子数反应过程反应器的计算。
第五章理想连续流动釜式反应器1、全混流反应器的特点。
2、全混流反应器的基础方程及应用。
3、全混釜中进行零级、一级、二级等温、等容反应时的解析法计算。
4、全混釜的图解计算原理及图解示意。
5、全混流反应器中的浓度分布与返混，返混对反应的影响。
6、返混产生的原因及限制返混的措施。
7、多釜串联反应器进行一级、二级不可逆反应的解析法计算。
第四章题解
4-1 在定态操作反应器的进口物料中脉冲注入示踪物料。
出口处示踪物浓度随时间变化的情况如下。
假设在该过程中物料的密度不发生变化，试求物料的平均停留时间与])(2)(4[3109753864210c c c c c c c c c c tdt c i +++++++++∆=⎰∞]0)5.20.1025.1(2)0.10.55.125.6(40[32++++++++==100min)/1(100)()(0tii c dtc t c t E ==⎰∞})(])()()()([2])()()()([4)({31010997755338866442211_t E t t E t t E t t E t t E t t E t t E t t E t t E t t E t tt +++++++++∆=]0)03.08.05.0(2)14.05.075.013.0(40[32+++++++++=min 187.6=⎰∞=-=-=02222971.8187.625.47)(t dt t E t tσmin 24-2 无量纲方差表达式的推导 （1）推导无量纲方差222/ttσσθ=；（2）推导CSTR 的22tt=σ。
1. τθt=2. ττtet E -=1)(证明：222)(i i i ittt t E t -∆=∑∞σ⎰∞--=221tdt e t t ττ22)()()()(ττθθττθ--=⎰∞-d t E()]1)1([022--=⎰∞θθθτd E22θστ= 222/τσσθt=∴ 220222)(1)(--∞-=-=⎰⎰t dt e tt dt t E t ttττσ222ττ-=2τ=22τσ=t4-3 设()θF 及()θE 分别为闭式流动反应器的停留时间分布函数及停留时间分布密度函数，θ为对此停留时间。
（1）若该反应器为平推流反应器，试求①F(1); ②E(1);③F(0.8);④E(0.8);⑤F(1.2) （2）若该反应器为全混流反应器，试求①F(1); ②E(1);③F(0.8);④E(0.8);⑤F(1.2) （3）若该反应器为非理想流动反应器，试求 ①F(∞); ②F(0);③E(∞);④E(0);⑤⎰∞0)(θθd E ；⑥⎰∞)(θθθd E解1平推流模型0)(=θF )(t t 〈 0)(=θE )(t t ≠1)(=θF )(t t≥ ∞=)(θE )(t t =)()(τθtF F =⎪⎩⎪⎨⎧===2.1,18.0,01,1θθθ⎩⎨⎧=====8.0,01,1)()(θθτθt E E2 全混流θθ-=e E )( ， θθ--=e F 1)(==)()(τθt f F ⎪⎭⎪⎬⎫=-=-=----699.01551.01632.012.18.01e e e ⎪⎩⎪⎨⎧===2.18.01θθθ ==)()(τθtE E ⎪⎭⎪⎬⎫==--449.0368.08.01e e ⎩⎨⎧==8.01θθ3非理想流动模型a 多釜串联θθθN N N e N N E ---=1)!1()(， 0)(C C F N =θ()()1]!11)(!21)(!111[1)(12=-++++-=∞--N N N N N N e F θθθθ()()0]!11)(!21)(!111[1)0(12=-++++-=--N N N N N N eF θθθθ()()()0!11=-=∞--θθN N Ne N N E()()1,00!1001≠=-=-N e N N E N N()()1!1!1)(01010=-=-=⎰⎰⎰∞--∞--∞θθθθθθθθd e N N d e N N d E N N NN N N ()1!1)(0=-=⎰⎰∞-∞θθθθθθd e N N d E N N N4-4 C(t)t/min4-18图用阶跃法测定某一闭式流动反应器的停留时间分布，得到离开反应器的示踪剂浓度与时间的关系，如图4-18所示。
反应工程总结
第一章 绪论 1、化学反应工程是化学工程学科的一个分支，通常简称为反应工程。
其内容可概括为两个方面，即反应动力学和反应器设计与分析。
2、传递现象包括动量、热量和质量传递，再加上化学反应，这就是通常所说的三传一反。
3、反应组分的反应量与其化学计量系数之比的值为定值，ξ叫做反应进度且恒为正值。
、本书规定反应物的化学计量系数一律取负值，而反应产物则取正值。
8、工业反应器有三种操作方式： ① 间歇操作；② 连续操作；③ 半间歇(或半连续)操作 9、反应器设计的基本内容一般包括：1）选择合适的反应型式 ；2）确定最佳操作条件 ；3）根据操作负荷和规定的转化程度，确定反应器的体积和尺寸 。
10.反应器按结构原理的特点可分的类型： 管式，釜式 ，塔式，固定床，流化床，移动床，滴流床反应器。
第二章 3、温度对反应速率的影响 如果反应速率方程可以表示为：r=f1 (T)f2(c )，f1(T)是温度的影响。
当温度一定时，其值一定。
通常用阿累尼乌斯方程（Arrhenius ‘ law ）表示反应速度常数与温度的关系， 即， 为指前因子，其因次与k 相同；E 为反应的活化能；R 为气体常数。
两边取对数，则有 ： lnk=lnA0－E/RT ，lnk 对 1/T 作图，可得－直线，直线的斜率=－E/RT 。
注意：不是在所有的温度范围内上面均为直线关系，不能外推。
其原因包括：(1)速率方程不合适； (2)反应过程中反应机理发生变化；(3)传质的影响；(4)指前因子A0与温度有关。
速率极大点处有： 对应于极大点的温度叫做最佳温度Top 。
速率为零点处有: rA=0 6、多相催化与吸附 1）、催化剂的用途：①加快反应速度②定向作用(提高选择性)－化学吸附作用结果 2）、催化剂的组成：主催化剂－金属或金属氧化物，用于提供反应所需的活性中心。
助催化剂－提高活性，选择性和稳定性。
助催化剂可以是 ①结构性的；② 调变性的。
载体－用于 ① 增大接触表面积；②改善物理性能。
反应工程 2012-2013 第 4 章 管式反应器 PFR
42/20
4.3 管式与釜式反应器反应体积的比较
Chemical Reaction Engineering
42/21
4.4 循环反应器
对于单程转化率不高的情况，为提高原料的利用率，将 反应器出口物料中的产品分离后再循环进入反应器入口， 与新鲜原料一起进行反应。
Qr 设循环物料与新鲜原料量之比为循环比： Q0
故,反应器的物料处理量为：
Q0 Qr (1 )Q0
在混合点M处对A做物料衡算：
Q0cA0 Q0cA0 (1 X Af ) (1 )Q0cA0 (1 X A0 )
化简后得： X A0
X Af 4.23 1
0
' X Af
X Am
X Af
XA
此时，可以： 釜式与管式的串联
42/19
Chemical Reaction Engineering
4.3 管式与釜式反应器反应体积的比较
在A点保持较高速率进行，先用CSTR进行反 应到XAm，然后送入PFR中到XAf，则VR最小。 对多个反应，二者的比较主要是看在相同的最终转 化率下，哪一个目的产物最终收率大。 So～XA关系见图3-10（a）。 ①反应物CA低，获得高的选择性，选釜式反应器。 ②反应物CA高，则管式反应器优于釜式反应器。
二者的差别： CSTR PFR 返混 返混
最大（∞） 无（0）
都属于理想化流动模型，是返混程度的两个极端。
Chemical Reaction Engineering
42/6
4.2 等温管式反应器的设计
Fi 0
单一反应 进入量 = 排出量 + 反应量 + 累积量
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§4.1 活塞流假设
流体流动是非常复杂的物理现象，影响到系统的反应速率 和转化程度。 一、 流动状况对反应过程的影响
1. 流动情况影响 （a）(b) 内部各部分流体的 停留时间不同，反应速率和 最终转化率也不一样。
图 4.1 径向流分布
3
2. 混合情况的影响 完全混合时，C、T在反应器内均一；否则，各处T，C
Fi
Q0 c A0
dX A dVr
RA ( X A )
Vr
Q0cA0
X Af
dX A
0 [RA ( X A )]
Vr
Q0C A0 X Af A(X Af )
dz
dVr
Vr Qo
cA0
X Af
dX A
0 [RA ( X A )]
Fi dFi
X Af
t间歇
cA0
X Af
dX A
0 [RA ( X A )]
CSTR
连续加料(入口) 返混极大
7
4.2 等温管式反应器设计
1.活塞流反应器的设计方程 根据平推流反应器的特点，可取反应器中一微元段作
物料衡算，然后沿管长对整个反应器积分，就可得到活塞 流反应器的设计基础式。
8
等温管式反应器的设计
单一反应
Fi 0
进入量 = 排出量 + 反应量 + 累积量
Fi
10
注意：二者尽管形式上相同，但一个是反应时间t，
一个空时τ（与所选择的进口状态有关）。主要看RA 与XA的函数关系是否一样。间歇釜式反应器总是恒 容的。如果管式反应器也在恒容下进行，则有τ=t；
否则，τ≠t。
恒容时
CA CA0 (1 X A )
Vr Qo
cA0
X Af
dX A
0 [RA ( X A )]
第四章 管式反应器
§4.1 活塞流假设 §4.2 等温管式反应器设计 §4.3 管式反应器与釜式反
应器体积的比较 §4.4 循环反应器 §4.5 变温反应器
1
§ 引言
• 管式反应器PFR ：一种呈管状、长径比很大的反
应器。这种反应器可以很长，如丙烯二聚的反应 器管长以公里计。 • 反应器的结构可以是单管，也可以是多管并联； • 可以是空管，如管式裂解炉，也可以是在管内填 充颗粒状催化剂的填充管，以进行多相催化反应， 如列管式固定床反应器。 • 物料的流动可近似地视为平推流
等容与变容条件下气相一级反应速率方程
rA kcA0 (1 X A )
rA
kcA0 (1 X A )
1 yAo A X A
12
• 对于式（4-4），设反应器的截面积为A，则有 dVr=AdZ，那么
Q0C A0 A
dX A dZ
A(X A )
u0C A0
dX A dZ
A(X A )
对于恒容过程 CA=CAO（-XA）则
1.9814hr
VR Q0 4.155 *1.9814 8.23m3
计算结果表明, 若不考虑辅助时间, 两类反应器需要的 反应器体积是相同的。
14
例题 4.2
C4H8 → C4H6 + H2
（A） （B） （C）
已知： rA=kpA kmol/(m3·h) yA0=10% P=105pa
973K时，k=1.079×10－4kmol/(h·Pa)
• 若气体符合理想气体状态方程，则浓度和摩 尔流率的关系可用：
Ci
pi RT
1. 轴向无返混。 2. 物系质点的相同。 3. 同一截面C、T相同。 4. C、T沿管长连续变化。
0
Z/2
Z
CA CA0
CAout CA
管长
Z/2
Z
CA0
0
Z/2
CAout
Z 时间
图 3.4-1 平推流反应器图示
6
反应器特性分析
BSTR
投料 一次加料(起始) 返混 全无返混
PFR
连续加料(入口) 全无返混
求： Xf= 35%，空时为多少？
15
解：
pA=cA RT
δA=1
16
17
如按恒容过程计算
t 1 xA dxA kRT 0 1 xA
1.87s
空时与平均停留时间不等
当 0 时， t
当 0时， t
18
4.2.2 复合反应
当反应器中有多个反应同时进行时，需分别对各个关键组 分作物料衡算，最后获得设计方程组。
（活塞流反应器）
t间歇
cA0
X Af
dX A
0 [RA ( X A )]
（间歇反应器）
cA0
X Af A(X A)
连续式反应器
11
注意：① 二者形式同，但一个是t，一个是τ（与所选择 的进样模式有关）；
② 管式反应器恒容时，τ=t；否则，τ≠t。
③ 对于气相变容过程，用含膨胀因子的式子表示各 个浓度即可。
不同的流体粒子之间的混合称为返
混，也称为逆向混合。
无返混
2.全混流模型（上一章详细描述过） 混合（径向+轴向）达到最大，C、T均一
应该注意的是：理想流动模型是两种极端情况，活塞流的返混为"零" ，而全混流的返混"最大"，实际反应器中的流动状况介于两者之间。
5
三、活塞流反应器的特征
假设：反应物料以稳定流量流入反应器，平行向前移动。
dz
dVr
Fi dFi
X Af
Fi (dFi Fi ) (Ri )dVr 0
dFi dVr
Ri
dFA dVr
RA
FA FA0 (1 X A )
FA0
dX A dVr
RA ( X A )
FA0 Q0cA0
Q0 c A0
dX A dVr
RA ( X A )
9
等温管式反应器的设计
Fi 0
u0
dC A dZ
A(X A )
间歇釜式反应器
dCA dt
A(X A
)
随位置变化 随时间变化
13
•例4.1 利用例3.1数据, 改用活塞流反应器,求反应体积? 解: 由于反应是液相反应, 可认为是等容过程
rA k1(CACB CRCS K ) (k1, xA )
CA0
xAf 0
dxA rA
不一样。这两种混合情况对反应过程产生不同的影响，反应 的结果也不一样。
最简单的流动模型是理想流动模型，包括：活塞流和全 混流模型。
4
二、 理想流动模型
１.活塞流模型PFR
径向
流动 方向
① 径向流速分布均匀； ② 径向混合均匀（C,T）；
活塞流
③ 无返混/轴向混合/逆向混合
返混：在流体流动方向上停留时间
dFi idVR , i 1,2,, K (4.1)
M
i ij rj , i 1,2,, K j 1
dFi
dVR
M
ij rj ,
j 1
i 1,2,, K
(4.10)
常微分方程组初值问题求解，方程共有K个，便只需选M个
合适的反应变量，可以是反应程度，转化率和收率或选择性
，摩尔流率等。
19