第三章-理想反应器PFR-1
合集下载
1.1 理想反应器
1.1.3.3 中间流 中间流： ： 介于平推流和全混流之间。 介于平推流和全混流之间。 如：多釜串联、实际反应器； 多釜串联、实际反应器；
1.1.2.2 产生返混的原因 产生返混的原因主要有： 主要有： 主要有 1、涡流与干扰； 、涡流与干扰； 2、速度分布； 、速度分布； 3、沟流； 、沟流； 4、倒流； 、倒流； 5、短路与死角。 、短路与死角。
1.1.2.3 返混对化学反应的影响
1、返混 、 停留时间不一 副产品
a. 短：部分粒子未发生化学反应 b. 长：部分粒子进一步反应 收率 2、返混 、 质量 反应物浓度下降： ： 反应器体积 VR
CAf
CA*
CA0
1.1.2
返 混
返混 是连续操作反应器的固有的流动特性， 管式反应器和连续釜式反应器，均存在这一 现象。
连续操作反应器的容积VR 平均停留时间τ = 物料的体积流量v
即：物料流经反应器所需的时间
1.1.2.1 年龄分布与返混
停留时间分布分为： 停留时间分布分为： 分为 1. 年龄分布 ： 指反应器内的物料。 指反应器内的物料。 2. 寿命分布 ： 指反应器出口处的物料。 指反应器出口处的物料。
1.1.1.2 管式反应器
-- 2
L CA0
L
1.1.1.3 连续反应釜 (CSTR)
间歇釜、连续釜的设备结构是一致的 设备结构是一致的， 间歇釜、连续釜的设备结构是一致的， 主要是工艺 操作过程不同而致。 操作过程不同而致。 特点 ****： ： 1、反应器内各点的温度、浓度一致。 、反应器内各点的温度、浓度一致。 2、总体物料量进出平衡，出口物料中物料性质与釜 、总体物料量进出平衡， 内物料性质一致。 内物料性质一致。 3、稳态时，釜内物料性质不随时间而变化。 、稳态时，釜内物料性质不随时间而变化。
第三节 理想均相反应器的计算
第三节 理想均相反应器的计算
间歇搅拌釜式反应器（BSTR） 平推流（活塞流）反应器（PFR） 理想均相反应器 全混流（连续搅拌釜式）反应器（CSTR） 多级全混流反应器（MCSTR）
一、基本原理
1. 物料衡算式：
流入量 = 流出量 + 反应消耗量 + 累积量 2. 热量衡算式： 物料带入量 = 物料带出量 + 反应热效应 + 累积量 3. 反应动力学方程式：
0
c A0 x Af (rA ) f (1 A x Af )
因此，对于变容过程，往往选择标准状况下的体积流量 作为计算空时的基准。
全混釜一般设计方程讨论
5. 动力学特征
1 rA
c A0
1 rA f
1 x Af (rA ) f
1 rA
t c A0
x Af
0
dxA rA
矩形面积
FA0 0.685 1 171 L h 单位时间处理物料的体积量为： 0 c A0 0.004
（3）计算反应体积 V 0 (t t) 171 (8.47 1) 1619L 1.619(m3 ) （4）由装料系数0.75计算反应器体积 V 1.619 VR 2.159(m3 ) 0.75
3.2kmol/m3。该反应为一级，反应温度下的反应速率常数为8×10-3s-1，最 终转化率为98.9%。若加料速率为10kmol/h，则需多大体积的全混流反应 器？若在一个体积为1m3的等温间歇釜中进行，辅助操作时间为30min，求 苯酚的产量和处理10kmol/h过氧化异丙苯时的反应体积？并与全混釜比较。 【思考123】① 恒容过程？变容过程？② 求反应器体积？反应体积? ③ 怎样从设计方程到反应体积？
间歇搅拌釜式反应器（BSTR） 平推流（活塞流）反应器（PFR） 理想均相反应器 全混流（连续搅拌釜式）反应器（CSTR） 多级全混流反应器（MCSTR）
一、基本原理
1. 物料衡算式：
流入量 = 流出量 + 反应消耗量 + 累积量 2. 热量衡算式： 物料带入量 = 物料带出量 + 反应热效应 + 累积量 3. 反应动力学方程式：
0
c A0 x Af (rA ) f (1 A x Af )
因此，对于变容过程，往往选择标准状况下的体积流量 作为计算空时的基准。
全混釜一般设计方程讨论
5. 动力学特征
1 rA
c A0
1 rA f
1 x Af (rA ) f
1 rA
t c A0
x Af
0
dxA rA
矩形面积
FA0 0.685 1 171 L h 单位时间处理物料的体积量为： 0 c A0 0.004
（3）计算反应体积 V 0 (t t) 171 (8.47 1) 1619L 1.619(m3 ) （4）由装料系数0.75计算反应器体积 V 1.619 VR 2.159(m3 ) 0.75
3.2kmol/m3。该反应为一级，反应温度下的反应速率常数为8×10-3s-1，最 终转化率为98.9%。若加料速率为10kmol/h，则需多大体积的全混流反应 器？若在一个体积为1m3的等温间歇釜中进行，辅助操作时间为30min，求 苯酚的产量和处理10kmol/h过氧化异丙苯时的反应体积？并与全混釜比较。 【思考123】① 恒容过程？变容过程？② 求反应器体积？反应体积? ③ 怎样从设计方程到反应体积？
化学反应工程 第三章 理想反应器(2)
产生这一结果的原因
–全混流反应器中存在返混
–间歇反应器中不存在返混
反应器中的流动模式影响到了反应结果
全混流反应器的热量衡算和热 稳定性
全混流要达到定常态操作，必须保证反 应器为等温（恒定温度）操作
对其进行热量衡算，可以确定换热量、 换热面积等相关参数
CSTR热衡算方程式(操作方程式)
对于具有返混的反应器，同时进入反应器的物料微团， 并不同时离开反应器，因此，出现停留时间分布。这时， 采用平均停留时间来描述
平均停留时间：反应器的有效容积与反应器内物料的体
积流速之比，即： t V v
–对于恒容过程，因为 v v0，所以，t
–对于平推流反应器， t t
–对于间歇操作的完全混合反应器， t t
特征
–反应器内完全混合
反应器内具有均一的温度、浓度，且与出口物料的 温度、浓度相同；
–定常态的操作(稳态操作)
物料衡算
流入A的 - 流出A的 = 反应掉的A + A的累积
摩尔数 摩尔数 的摩尔数
v0CA0 v0CA (rA )V 0 整理得：
V C A0 C A C A0 xA
CA )V
可知
C
CA0
CA
– 对于反应级数大于0的反应，当达到的同样转化率及产
量时，τ＞t，即：VCSTR＞VBR
全混流反应器的容积效率
–分批式反应器的容积与全混流反应器所需反 应器容积之比：
由此可知：
VBR t
VCSTR
–反应级数大于0的反应，η ＜1
–反应级数小于0的反应，η ＞1
这是绝热操作的CSTR所允许的最大温升。若反应流体进、出口温
理想反应器的设计
这时，可采用图解法
图解法原理
C Ai 1 C Ai C Ai 1 C Ai i (rAi ) f (C Ai )
-rA
rAi f (C Ai )
C Ai 1
i
C Ai
i
x
f(CA)
y f ( x)
C Ai 1
CA1
CA0
CA
多级串联反应器体积设计
求： 已二酸的转化率分别为xA=0.5、 0.6、0.8所需的反应时间分别为 多少？ 若每天处理已二酸2400kg，转 化率为80%，每批操作的辅助 时间为1小时，试计算确定反应 器的体积大小。
苯乙烯集合设备设计参数
项目要求
年产量/吨 9000 生产时间 7200
甲苯/% 聚合率
12 79.5
辅助时间 /h 反应温度 /℃ 速率常数 1/kmol/1 转化率/%
项目要求
年产量/ 9000 吨 生产时间 7200
甲苯/%
聚合率
12
79.5
辅助时间 /h 反应温度 /℃ 速率常数 1/kmol/1 转化率/%
1
140 0.25
装料系数 80%
70
密度（查 880 表） kg/m3
计算过程
假设是四级串联釜：第一级转化率是：30%
第二级是50%，第三级是60%，第四级是
计算过程
生产时间=XA/k*(1-XA)=0.795/0.051=15.6h
有效体积=15.6*1572.3=24509=24.5m3 实际体积=24.5/0.8=30.7m3
平推流反应器
物料衡算式：
空时：是空间时间的简称。它是指在
规定的条件下，反应器有效容积和进料 体积流量的比值，
图解法原理
C Ai 1 C Ai C Ai 1 C Ai i (rAi ) f (C Ai )
-rA
rAi f (C Ai )
C Ai 1
i
C Ai
i
x
f(CA)
y f ( x)
C Ai 1
CA1
CA0
CA
多级串联反应器体积设计
求： 已二酸的转化率分别为xA=0.5、 0.6、0.8所需的反应时间分别为 多少？ 若每天处理已二酸2400kg，转 化率为80%，每批操作的辅助 时间为1小时，试计算确定反应 器的体积大小。
苯乙烯集合设备设计参数
项目要求
年产量/吨 9000 生产时间 7200
甲苯/% 聚合率
12 79.5
辅助时间 /h 反应温度 /℃ 速率常数 1/kmol/1 转化率/%
项目要求
年产量/ 9000 吨 生产时间 7200
甲苯/%
聚合率
12
79.5
辅助时间 /h 反应温度 /℃ 速率常数 1/kmol/1 转化率/%
1
140 0.25
装料系数 80%
70
密度（查 880 表） kg/m3
计算过程
假设是四级串联釜：第一级转化率是：30%
第二级是50%，第三级是60%，第四级是
计算过程
生产时间=XA/k*(1-XA)=0.795/0.051=15.6h
有效体积=15.6*1572.3=24509=24.5m3 实际体积=24.5/0.8=30.7m3
平推流反应器
物料衡算式：
空时：是空间时间的简称。它是指在
规定的条件下，反应器有效容积和进料 体积流量的比值，
全混流反应器计算的基本公式-化学反应工程
三、间歇反应器中的单反应
设有单一反应A→P
动力学方程为
rA
kC
n A
n＝1时，
rA kCA
按式（3－5）残余浓度式
kt ln CA0 CA
或转化率公式：
kt ln(1 xA )
残余浓度式是计算经反应后残余A的浓度，而转化率式 是计算A的利用率，根据工艺要求可以公式（3－5）计 算。间歇反应中反应速率、转化率和残余浓度的计算结 果列于表3－1。
三、非理想流动模型
1. 实际反应器存在着程度不一的工程因素，流动状况不 同程度的偏离理想流动，称为非理想流动。
2. 非理想流动模型 在理想流动模型的基础上考虑非理想因素的流动模型， 称为理想流动模型。常用的非理想流动模型有：
1）轴向混合模型 2）多级串联全混流模型
目前大部分非理想流动模型都是以平推流模型为基础 发展而成的。
第三章 理想流动反应器
概述 按照操作方式，可以分为间歇过程和连续过程，相应的反
应器为间歇反应器和流动反应器。 对于间歇反应器，物料一次性加入，反应一定时间后把产
物一次性取出，反应是分批进行的。物料在反应器内的流 动状况是相同的，经历的反应时间也是相同的。 对于流动反应器，物料不断地加入反应器，又不断地离开 反应器。 考察物料在反应器内的流动状况。有的物料正常的通过反 应器，有的物料进入反应器的死角，有的物料短路（即近 路）通过反应器，有的物料在反应器内回流。
关系）
0级反应： 1级反应： 2级反应：
CA CA0 k，t
CA CA0ekt
CA
CA0 1 CA0kt
CA随t 直线下降 CA随t 较缓慢下降 CA随t 缓慢下降
对于一级或二级不可逆反应，在反应后期CA的下降速
第三章化学反应器中的混合现象全解
Chemical Reaction Engineering
• 混合是化学反应器中普遍存在的一种传递过 程，混合的作用是使反应器中物料的组成和 温度趋于均匀，不同的混合机理和混合程度 对反应结果（转化率和选择性）往往具有重 要的影响。
• 反应器中发生的混合现象是十分复杂的。对 反应器中的混合现象进行如实的描述和分析 非常困难。对实际过程进行简化，借助各种 理想化的模型去分析混合对反应过程的影响 依然是必要的。
Chemical Reaction Engineering
聚集状态
反应物系的聚集状态指进入反应器的不同物料微团间进行的物 质交换所能达到的程度以及在反应器微元尺度上所能达到的物 料组成的均匀程度。 反应物系的聚集状态有两种极限： ● 微观流体 ：一种是不同物料微团间 能进行充分的物质交换 , 从而在反应器微元尺度上能达到分子尺度的均匀 , 这类物系称
• 返混指不同时间进入反应器的物料之间 发生的混合, 是连续流动反应器才具有
的一种传递现象， 可通过PFR和CSTR
这两种理想流动反应器的性能比较来考 察返混的利弊。
Plug Flow Reactor PFR Continuous Stirred Tank Reactor CSTR
Chemical Reaction Engineering
返混对复杂反应选择性的影响
分析
1
对简单反应, 返混仅仅影响反应速率。而对复杂反应, 返混对产 物选择性也有影响。
●平行反应
反应的瞬时选择性为：
R 主反应
A
2
S
副反应
☆当主反应级数n1高于＞副反应的n2时，CA↑，S↑ →PFR的选择性高于CSTR (CA小） 。 ☆当n2 ＞n1时，则相反。
• 混合是化学反应器中普遍存在的一种传递过 程，混合的作用是使反应器中物料的组成和 温度趋于均匀，不同的混合机理和混合程度 对反应结果（转化率和选择性）往往具有重 要的影响。
• 反应器中发生的混合现象是十分复杂的。对 反应器中的混合现象进行如实的描述和分析 非常困难。对实际过程进行简化，借助各种 理想化的模型去分析混合对反应过程的影响 依然是必要的。
Chemical Reaction Engineering
聚集状态
反应物系的聚集状态指进入反应器的不同物料微团间进行的物 质交换所能达到的程度以及在反应器微元尺度上所能达到的物 料组成的均匀程度。 反应物系的聚集状态有两种极限： ● 微观流体 ：一种是不同物料微团间 能进行充分的物质交换 , 从而在反应器微元尺度上能达到分子尺度的均匀 , 这类物系称
• 返混指不同时间进入反应器的物料之间 发生的混合, 是连续流动反应器才具有
的一种传递现象， 可通过PFR和CSTR
这两种理想流动反应器的性能比较来考 察返混的利弊。
Plug Flow Reactor PFR Continuous Stirred Tank Reactor CSTR
Chemical Reaction Engineering
返混对复杂反应选择性的影响
分析
1
对简单反应, 返混仅仅影响反应速率。而对复杂反应, 返混对产 物选择性也有影响。
●平行反应
反应的瞬时选择性为：
R 主反应
A
2
S
副反应
☆当主反应级数n1高于＞副反应的n2时，CA↑，S↑ →PFR的选择性高于CSTR (CA小） 。 ☆当n2 ＞n1时，则相反。
第三章 管式反应器
第三章 管式反应器
第一节 管式反应器的设计模型
3.1.1 管式反应器的基本特征 1．流动模型（平推流模型） 指任一瞬间进入反应器的物料都在垂直于流向的一个平面内，沿着流向 平行地向前推移，犹如汽缸中的活塞运动一样。该流型的基本特征。 （1）在反应器内流动的物料不发生任何返混（返混、不是一般意义上的 混合，指在反应器中具有不同停留时间的物料间的混合，是连续流动反应 器特有的一种传递现象，在间歇反应器中不存在返混，返混，改变反应器 内浓度分布，反应物浓度下降，产物浓度升高，影响反应器生产能力及产 物的选择性）。 （2）反应器内参数只沿轴向变化。稳定态下，物料参数沿着流体向有相 同的变化序列。 （3）稳态下，器内物料的停留时间相等，且等于平均停留时间。
∫
VR 0
X dVR dxA =∫ 0 (−r ) FA0 A
A
VR = FA 0
∫
xA 0
dx A ( − rA )
根据：在连续反应器的性能方程中，常应用到空时 这一参数 这一参数， 根据：在连续反应器的性能方程中，常应用到空时τ这一参数，规定
τ=
V V0
其定义为在 规定条件下，进入反应器的物料通过反应器所需的时间。式中： 规定条件下，进入反应器的物料通过反应器所需的时间。式中：
式中 k
k
为正逆反应的反应速率常数，αi，βi
则为正逆
反应对反应组分i的反应级数。 反应对反应组分 的反应级数。 的反应级数
2．轴向扩散模型 ． 该模型的基本假定为: 该模型的基本假定为 流体以恒定的流速u通过系统 通过系统； ① 流体以恒定的流速 通过系统； 在垂直于流体运动方向的横截面上径向浓度分布均一， ② 在垂直于流体运动方向的横截面上径向浓度分布均一，即径向混合达 到最大； 到最大； 由于湍流混合，分子扩散以及流速分布等传递机理而产生扩散， ③ 由于湍流混合，分子扩散以及流速分布等传递机理而产生扩散，仅 发 生在流动方向（即轴向），并以轴向扩散系数Da表示这些因素的综合作用。 生在流动方向（即轴向），并以轴向扩散系数 表示这些因素的综合作用。 ），并以轴向扩散系数 表示这些因素的综合作用 （1）物料衡算式 ）
第一节 管式反应器的设计模型
3.1.1 管式反应器的基本特征 1．流动模型（平推流模型） 指任一瞬间进入反应器的物料都在垂直于流向的一个平面内，沿着流向 平行地向前推移，犹如汽缸中的活塞运动一样。该流型的基本特征。 （1）在反应器内流动的物料不发生任何返混（返混、不是一般意义上的 混合，指在反应器中具有不同停留时间的物料间的混合，是连续流动反应 器特有的一种传递现象，在间歇反应器中不存在返混，返混，改变反应器 内浓度分布，反应物浓度下降，产物浓度升高，影响反应器生产能力及产 物的选择性）。 （2）反应器内参数只沿轴向变化。稳定态下，物料参数沿着流体向有相 同的变化序列。 （3）稳态下，器内物料的停留时间相等，且等于平均停留时间。
∫
VR 0
X dVR dxA =∫ 0 (−r ) FA0 A
A
VR = FA 0
∫
xA 0
dx A ( − rA )
根据：在连续反应器的性能方程中，常应用到空时 这一参数 这一参数， 根据：在连续反应器的性能方程中，常应用到空时τ这一参数，规定
τ=
V V0
其定义为在 规定条件下，进入反应器的物料通过反应器所需的时间。式中： 规定条件下，进入反应器的物料通过反应器所需的时间。式中：
式中 k
k
为正逆反应的反应速率常数，αi，βi
则为正逆
反应对反应组分i的反应级数。 反应对反应组分 的反应级数。 的反应级数
2．轴向扩散模型 ． 该模型的基本假定为: 该模型的基本假定为 流体以恒定的流速u通过系统 通过系统； ① 流体以恒定的流速 通过系统； 在垂直于流体运动方向的横截面上径向浓度分布均一， ② 在垂直于流体运动方向的横截面上径向浓度分布均一，即径向混合达 到最大； 到最大； 由于湍流混合，分子扩散以及流速分布等传递机理而产生扩散， ③ 由于湍流混合，分子扩散以及流速分布等传递机理而产生扩散，仅 发 生在流动方向（即轴向），并以轴向扩散系数Da表示这些因素的综合作用。 生在流动方向（即轴向），并以轴向扩散系数 表示这些因素的综合作用。 ），并以轴向扩散系数 表示这些因素的综合作用 （1）物料衡算式 ）
第三章间歇釜式反应器知识讲解
20
3.3.1 单一反应
1.反应时间的计算 设在间歇反应器内进行如下化学反应 A＋B→R
若VR为反应混合物的体积(反应器有效容积)；-rA为t时刻的反 应速率；nA0为反应开始时A的摩尔量；nA为t时刻的A的摩尔 量。并以A为关键组分作微元时间dt内的物料衡算。
单 A的位 流时 入 单 A的 间 量 位 流时 出 单 A的 间 量 位 反时 应 的 反 间 量 积 应 A累 器速 中
所以
t CA0
x
Af
0
dxA (rA)
xA(nA0nA)/nA0(CA0CA)/CA0
dAxdA C /CA0
取 t=0 时 xA= 0、CA＝CA0；t=t 时 xA=xAf、CA= CAf，
积分得
t CAf dC A CA0 (rA )
其中-rA一般具有
-rA=A0exp(-Ea/RT)CAmCBn ···的形式
10
（3）反应体积VR
• 反应体积是指设备中物料所占体积，又称有效体积。
确定反应器的容积V的前提是确定反应器的有效容 积(反应容积)VR。
如果由生产任务确定的单位时间的物料处理量为Q0，
操作时间为t’(包括反应时间t和辅助操作时间t0 )，则
反应器的有效容积：
VR=Q0 t＇
其中 t’ = t + t0
17
• 例3-2 萘磺化反应器体积的计算。萘磺化生 产2-萘磺酸，然后通过碱熔得2-萘酚。已知 2-萘酚的收率按萘计为75%，2-萘酚的纯度 为 99% ， 工 业 萘 纯 度 为 98.4% ， 密 度 为 963kg/m3 。磺化剂为98%硫酸，密度为1.84。 萘与硫酸的摩尔比为1：1.07。每批磺化操 作周期为3.67小时。萘磺化釜的装料系数为 0.7。年产2-萘酚4000t，年工作日330天。
第三章 反应器计算
xA2
xA1
dxA 1 rA kCA0
xA 2
,
xA2
xA1
dxA , 2 (1 xA )
xA2 VR 2 kCA0 dxA 1 2 0.622 V0 (1 xA ) 1 xA
0.622
1 1 250 17.4 103 7.14 4.35 1 xA2 1 0.622 7.14
VR2 kCA0 xA2 xA1 , 2 V0 (1 xA2 )
xA2 0.770 250 17.4 103 7.14 4.35, 2 (1 xA2 ) 7.14 2 解得 xA1 0.8581 4.35xA2 9.7 xA2 5.120 0,
④
V0 2L / min
3-6
CA0
解：①
2 rA kCA , k 17.4mL / (mol min), V0 7.14L / min, 7.14L / mol, 反应在等温下进行，求以下几种反应器的出口转化率。
二级反应
2个0.25 m3 的CSTR串联，VR1= VR2=250L, 根据公式:
P + R, 速率表示式为
rB 8CACB 1.7CPCR , CA0 3.0mol / L, CB0 2.0 mol / L, xBf 0.8 。
解： 两股流体等流量同时加入反应器，总流量是其两倍，使 A V0A B V0B
A、B初始浓度相互稀释至一半， CA0 1.5, CB0 1.0 ,
VRi CA0 ( xAi xAi 1 ) VR1 CA0 ( xA1 xA0 ) xA1 i , 2 2 V0 (rA )i V0 kCA0 (1 xA1 ) kCA0 (1 xA1 )2 xA1 250 , 4.35(1 x )2 x , 3 2 A1 A1 7.14 17.4 10 7.14(1 xA1 ) VR2 ( xA2 xA1 ) 解得 xA1 0.622; 第二个CSTR: V kC (1 x )2 , 0 A0 A2 xA2 0.622 250 , 整理得 4.35(1 x )2 x 0.622 3 2 A2 A2 7.14 17.4 10 7.14(1 xA2 )
第三章理想反应器IDEALREACTOR
3/20/2021
19
单dV位的时A的间摩进尔入数的
单位时间从dV 流出A的摩尔数
单微位元时A的间反在应dV量的
3/20/2021
20
FA (FA dFA ) (rA )dV dFA (rA )dV
dFA d FA0 (1 x A ) FA0d A
FA0d A (rA )dV
Te
R ln
(E2 E1 )
k0C A0 (1 A )
k
' 0
(C
R
0
C A0 A )
( 1 1 ) R ln E2 Topt Te E2 E1 E1
3/20/2021
49
3.6-2复合反应 1.串联反应
A k 1 P k 2 S
C P,max
C A0
k1 k2
k
k2 2 k1
全混流最差。
3/20/2021
42
3/20/2021
43
2.最优操作温度的选定 不可逆反应，尽可能提高温度。 可逆吸热反应，尽可能提高温度。 可逆放热反应，存在最优的操作温度。
3/20/2021
44
对于 一级可逆反应，原料为纯物质A， 恒容。
rA
kCA0 [(1
A)
A
K
]
其中
k
k0
exp[
E kT
3/20/2021
28
解：反应气体的进料体积流速为：
v0
FA0 RT P
1.55 0.082 773 19.66(m3 / h) 5
反应流体在管内的体积流速为：
v
FRT P
F0 (1 A y A0 x A )RT
/P