第六章反应器模拟

化学反应工程第六章气-液反应及反应器

（或φ）准数数值大小的含义：
•C
•p
i
G
•pi •G L
• （或φ）准数数值大小的含义： •M或φ数值越大， •C 反应越快于传质， L 浓度分布越显著。
•
•
（或φ）准数数值大小的含义：
•C
•p
i
G
•pi •G L
• （或φ）准数数值大小的含义： •M或φ数值越大， •C 反应越快于传质， L 浓度分布越显著。
气液相达平衡时，i组分在气相与液相中的化学位相等。化学位通过逸度表达时，则稀溶液符合享利定律若气相为理想气体的混合物
•
第二节气－液反应历程 6－4 气－液相间物质传递
•传质模型:双膜论 Higbie渗透论 Danckwerts表面更新理论 •双膜论：气液相界面两侧各存在一个静止膜：气膜，液膜 •传质速率取决于通过液膜和气膜的分子扩散速率
L
•
•③反应速率很小，
反应在液相主体中进行。
•CAi
•液相反应速率与液膜传质速率的比值
•
•③反应速率很小，
反应在液相主体中进行。 •CAi
•CAi
•
6-7 一级不可逆反应
•①对于快速反应过程，反应在邻近相界面的液膜层中进行，吸收速率仅决定于速率常数、扩散系数和界面浓度。故：加剧液相对流、湍动不能增加吸收速率；改善反应条件、提高界面浓度、增大接触面积则能有效提高吸收速率。 •②对慢反应过程，反应基本上在液相主体中进行，采用液相容积大的吸收设备比较有利。
•空心式 •多段式
•G •L
•环流反应器：
• 气提式：内环流，外环流
• 液喷式：
•G
•L
•
6－13 气液反应器的形式和特点（5）鼓泡反应器(bubble column reactor)

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。

反应工程第二版第六章气固相催化固定床反应器

dxA RA B
dl
u0cA0
：催化剂堆密度
B
dxA
RA B
dl u0cA0
L 0
dl u0
cA0
xA出 0
dxA
RA B
•
•
对照平推流反应器模型二者相同
VR V0
cA0
dx xA出
A
0 rA
23
• 热量衡算：（仍然是那块体积）
输入热量－输出热量+反应热效应
=与外界的热交换+积累
x1in,T1in x1out, T2in x2out T3in x3out T4in x4out
35
x
在T－x图上看：
0
二氧化硫氧化反应T－x图示意
T
斜线为段内操作线，斜率为1/λ。水平线表示段间为间接冷却，只是温度降低，转化率不变。
36
• 调用最优化程序，就可以求得W最小值？
• 可以，但很困难。
输入：G cp T G质量流量, cp恒压热容
输出：G cp(T+dT)
反应热效应：(-RA)(1-εB)(-ΔH)Aidl
热交换：U(T-Tr)πdidl
di反应器直径
积累：0
U:气流与冷却介质之间的换热系数
Tr：环境温度
24
• 将各式代入，得
dT
RA 1 B H U
4 di
T
Tr
dl
ucp g
粒径 ds/mm 质量分率 w
3.40 0.60
4.60 0.25
6.90 0.15
• 催化剂为球体，空隙率εB=0.44。在反应条件下气体的密度 ρg=2.46kg.m-3 ，粘度 μg=2.3×10-5kg.m-1s-1 ，气体的质量流速 G=6.2kg.m-2s-1。求床层的压降。

第六章气液固三相反应器和反应器分析

（7.10）
1
RQ
1 kQL a
1 kQs a p
(cQs cQLi )
KLSQ (cQs cQLi ) qk p (1 f )cAs
式中
（7.11）
1
K LSA
1 k AL a
1 k As a p
1
KLSQ
1 kQL
a
1 kQs a p
分别为组分A、组分Q以颗粒表面与液界面浓度差为推动力的，以单位床层体积计的传质总系数。
2．气-液-固悬浮三相反应器
固体在气液混合物中呈悬浮状态，这样操作状态的反应器为气-液-固悬浮反应器。气-液-固悬浮反应器可以按有无机械搅拌、流体流向、颗粒运动状态等进行分类。大体可以分为：
（1）机械搅拌的气-液-固悬浮反应器；（2）不带机械搅拌的鼓泡三相淤浆反应器；（3）不带机械搅拌的两流体并流向上的流化床反应器；（4）不带搅拌的两流体并流向上带出固体颗粒的三相携带床反应器；（5）具有导流筒的鼓泡式的内环流反应器。
优点（1）即使液体流量很小也容易实现均匀分布；（2）催化剂微孔易于完全充满液体，有利于提高催化剂的效率因子；（3）液体对催化剂的冲刷作用强，能延缓催化剂失活，延长操作周期；（4）气液相间的传质系数较大。
缺点（1）因存在较大返混，使转化率下降；（2）必须采取适当的机械措施固定催化剂，否则会造成床层流态化带走催化剂；（3）流动阻力大，气相反应物分压沿床高会明显下降；（4）气相反应物向催化剂表面传递阻力较大；（5）均相副反应量越大。
（4）当催化剂由于积炭，中毒而失活时，更换催化剂不方便。
图7.1（b）适应于当气相反应物浓度较低，而又要求气相组分达到较高转化率时的情况，逆流操作有利于增大过程的推动力。但同时会增加气相流动阻力，当气液两相的流速较大时，还可能出现液泛。

第六章理想流动生化反应器

3
6.1 反应器设计和操作参数
停留时间τ 反应器体积VR 转化率φ=(S0-S)/S0 生产能力(生产强度)PX: 单位时间单位体积
的细胞的生产量(kg m-3 h-1)
4
6.2 间歇操作搅拌反应器 Batch Stirred Tank Reactor, BSTR
反应时间的计算：特征：无物料输入和输出，物料充分混合问题：将底物S0转化至S所需的反应时间？根据反应速率定义式：
VR S E P
1
rS
τm
反应物料进入反应器时算起，至离开反应器时为止所经历的时间τm
S,So
Si
13
细胞反应过程
对于CSTR中的酶促反应：
rm S rS Km S
(5-17)
代入平均停留时间公式得:
rm S m (Si S ) S Km
Si-S rm m (Si S ) Km S
(5-16)
12
反应物料进入反应器时算起，至离开反应器时为止所经历的时间
CSTR的反应时间图示求解
m VR Si S 1 (Si S ) Vi rS rS
1 rS
τm
S,So Si
酶反应过程
Vi Si input
Vi Si Vo So rsVR
Vo So Po output
S
M-M方程
(5-4)
S
t 因此，
S0
rmaxS S Km
dS
(
S0
Km 1 )dS rmaxS rmax
(5-5)
积分得到，
S0 t [(S0 S ) K m ln ] rmax S 1

第六章气液相反应过程与反应器-复习

k AG k AL
dnA
1
dt 1 K
S( p AG KcAL ) KG S( pAG KcAL )
k AG k AL
有化学反应过程吸收过程传质方程式
气液反应过程与物理吸收过程相比,仅差一化学增强因子β。
6.2 气液反应动力学
6.2.1 气液反应过程的基础方程
6.3 气液反应器
6.3.1工业常用反应器概述
6.3.1.1 工业生产对气液反应器的要求
1.较高的生产强度反应系统的特性选择反应器，使反应器具备较高的生产强度。
1）气膜控制，选择气相容积传质系数大的反应器，例如喷射塔和文丘里反应器。
2)快速反应，反应在界面附近的液膜中进行，选择表面积较大，而且较大的反应器，例如填料塔和板式反
对于一级反应在0<l<δR的液膜区内,液膜中仅有A组分而B组分
基础方程
DAL

d 2cA dl 2
0
边界条件
l 0
l R
cA cAI cA 0
在δR <l<δL的液膜区内,液膜中仅有B 组分而A组分
基础方程
DBL

d 2cB dl 2
rB
0
边界条件
l R l L
cB 0 cB cBL
tanh( )
6.2.6 瞬时反应过程
气相主体 PAG
相界面气膜
液膜
反应面 PAI
CAI
瞬时反应反应面和相界面不重合
反应面在液膜内组分A,B均在液膜内消耗完
Z
δ
液相主体 CB
气膜
相界面(反应面) 液膜
CB PAG
δ

第六章管式反应器ppt课件

6.2.2 管径与管长的确定
在反应体积VR确定后，便可进行管径和管长的设计，由VR=πd2L/4可知，d、L 可有多解，但应使 Re>104，满足湍流操作。通常有以下几种算法
(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=4FVR0e;L=4V dR2
A=dL
d 2L
VR = 4 所以
d=4VR A
A
;L=d
例6.1 化学反应A+2B→C+D在管式反应器中实现， rA=1.98×10-2CACBkmol/(m3·min) 。已知 A、B的进料流量分别为0.08m3/h和0.48m3/h；混合后A 、 B 的初浓度分别为 1.2kmol/m3 和 15.5kmol/m3 ；密度分别为 1350.0kg/m3 和 881.0kg/m3；混合物粘度为1.5×10-2Pa·s。要求使A的转化率达到0.98，求反应体积，并从 Φ24×6,Φ35×9, Φ43×10三种管材中选择一种。
第六章管式反应器
6.1物料在反应器中的流动 6.2等温管式反应器的计算
6.3 变温管式反应器 6.4管式反应器与连续釜式反应器的比较 6.5循环反应器 6.6管式反应器的最佳温度序列
6.1 .1 管式反应器的特点、型式和应用
管式反应器既可用于均相反应又可用于多相反应。具有结构简单、加工方便、传热面积大、传热系数高、耐高压、生产能力大、易实现自动控制等特点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

第六章固定床反应器动画版

um 平均流速空塔气速 l 床层高度 d s 颗粒当量直径
g 气体密度 B 床层空隙率
• 可用来计算床层压力分布。
• 如压降不大，床层各处物性变化不大，可视为常数，压降将呈线性分布。
36
• 当Re m<10时，厄根（Ergun）方程则变为：
150 u 1 B P 3 L Re m d s B
40
③ 计算床层压降
2 150 u m g 1 B p L 3 Re 1.75 d B m S 150 G 2 1 B L 3 Re 1.75 d m S g B
2 150 6 . 2 1 0.44 1.75 4 3 3 1903 3.96 10 2.46 0.44
2.多段绝热式固定床反应器
图(c)是用于 SO2 转化的多段绝热反应器，段间引入冷空气进行冷激。对于这类可逆放热反应过程，通过段间换热形成先高后低的温度变化，提高转化率和反应速率。
原料产品原料产品原料冷激剂
产品
间接换热原料冷激多段固定床绝热反应器非原料冷激
多段绝热床反应器
• 自热式反应器在开车时需要外部热源。
26
6.2 固定床中的传递过程
6.2.1 粒子直径和床层空隙率
一、颗粒直径的表示方法
（1）表示方法
（i）体积相当直径（ii）面积相当直径
（iii）比表面相当直径
dV (6VP / )1/ 3
da (aP / )1/ 2
d S 6 / SV 6VP / aP
2 g m
• 当Re m>1000时，厄根(Ergun)方程则变为：

第六章 反应器模拟