化學反應器.ppt

第七章基本反應器 7 0概述一 反應器分類 1按結(jié)構(gòu)分類 釜式 間接加熱的攪拌容器 液相反應管式 平式直管 傳熱效果好 氣相反應塔式 直立圓筒 氣液相反應床式 直立圓筒 氣固相反應 固定床流化床 第二篇化學反應工程一 研究內(nèi)容 工業(yè)反應器的分類及正確選擇 合理設計 有效放大 最優(yōu)化控制及反應器的評價 二 研究方法 結(jié)合微觀動力學方程和宏觀傳遞過程兩方面的規(guī)律建立起描述反應器內(nèi)各參數(shù)的數(shù)學模型 xA t反 t停 VR 對反應器而言 總希望達一定轉(zhuǎn)化率 所需反應器體積最小 或生成的目的產(chǎn)物最多 這與反應的動力學特征的反應器的結(jié)構(gòu)特征及操作方法有關(guān) 一般是從這兩方面入手得到設計方程 2 按操作方法分類 間歇式 加料 反應 出料 下一循環(huán)連續(xù)式 加料 反應 出料同時進行半連續(xù)式 一種物料連續(xù) 一種物料間歇 均相 釜 管非均相 塔 床 等溫反應器 溫度變化可忽略變溫反應器 換熱 T仍顯著變化絕熱反應器 不換熱 反應熱由產(chǎn)物帶走 3 按反應物相態(tài)分類 4 按溫度變化分類 二 反應器內(nèi)物料的流動狀況 物料的停留時間分布1 理想排擠流動模型 活塞流停留時間t完全相同反應器內(nèi)物料的流動象氣缸中活塞的平動一樣 齊頭并進 在與流動方向垂直的截面上各質(zhì)點的u p t完全相同 VR 有效容積v 體積流量 2 理想混合流動模型停留時間分布在0 區(qū)間內(nèi) 不論先后進入反應器的物料立即充分混合 均布分布 任意時刻的出口濃度與反應口內(nèi)的濃度相等 物料的停留時間分布在0 區(qū)間內(nèi) 由于停留時間對反應的結(jié)果產(chǎn)生很大的影響 因而提出理想流動模型的概念 以理想流動模型中的停留時間分布作為實際的反應器的參考依據(jù) 7 1動力學基本概念一 化學反應速率的定義式對于反應 新定義 ri dni id V t d i V dt 即 d i d ni i i 計量系數(shù) 反應物為負 產(chǎn)物為正 本教材仍用原定義 1 定義 341 20 注意 V 反應物體積 V0 起始反應物體積 Vx 轉(zhuǎn)化率為xA時的反應物體積 VR 反應器有效容積 VT 反應器總?cè)莘e v0 反應物起始體積流量 2 定義 以濃度定義的速率 以轉(zhuǎn)化率定義速率 0614541 21 7 2間歇操作攪拌釜式反應器 間歇釜一 間歇釜的特點1 間歇操作 存在裝料 調(diào)溫 出料 清洗等輔助時間t 2 釜內(nèi)CA xA rA t反變化 但不隨位置變化 3 各物料微團的t停都相等 4 釜內(nèi)溫度 濃度處處相等 為理想攪拌釜式反應器 其反應結(jié)果由化學反應的本征動力學方程所確定 即無溫差無濃差 無流動因素的影響 同實驗室測反應速率的條件一樣 二 反應時間的計算1 基本公式以整個反應釜在dt內(nèi)對A組分作物料衡算得 因為濃度處處均勻 不需取體積微元 但需取時間微元 在dt內(nèi) A的進入速率 A的流出速率 A的消耗速率 A的積累速率 2 解析法 適用于已知動力學方程的反應體系a 一級反應等溫反應 rA kCA kCA0 1 xA VR V0 Vx xA A的轉(zhuǎn)化率 541 22 3 圖解法求解 只有CA rA 或xA rA 數(shù)據(jù) 無速率方程時 341 21 化1 2 反應器總?cè)莘e VT反應器由于反應體系的發(fā)泡 沸騰等因素 必須VT VR設 VR VT 裝料系數(shù) 0 5 0 8 注意v0的單位與時間單位配套 4 原料的體積流量v0的計算 05141 23 G 反應物質(zhì)量流量 反應物的密度 F 反應物摩爾流量 FA0 A組分起始摩爾流量 例1 在間歇釜中進行己二酸A與己二醇等摩爾比酯化反應 已知 每天處理2400kgA 解 二級反應 A B等的消耗 故 每天處理2400kgA 每小時100kg 7 3間歇釜中一級反應與二級反應的比較 一級 t反只與xA有關(guān) 與CA0無關(guān) CA0 CA亦可表示轉(zhuǎn)化率 rA kCACBk 1 97升 kmolmin Kmol h 二級 t反既與xA有關(guān) 又與CA0有關(guān) 例2 7 1 解 設 t1 t2 1 541 23 即 對二級反應 xA從0 0 9的耗時是xA從0 9 0 99耗時的十分之一 可見 反應級數(shù) 越大 xA越高 反應時間增加越快 因此對高級數(shù)的反應 應設法使某一廉價原料過量 以 反應級數(shù)n 減少反應時間 變?yōu)閿M一級反應后 轉(zhuǎn)化率達99 所耗時間僅為原需時間的1 21 5 大大縮短 一般使nH2O nCO 4 6 1 5 1 可見 對于二級反應 當A的殘余濃度很低時 可增大起始濃度CA0以提高產(chǎn)量 而t 很少 例4 習題10酸A 醇B 酯D H2OEP16607411618解 液相酯化反應 定容 例3 7 2 已知 為二級反應 求CA0從1和5kmol m3降到CA 0 01kmol m3的t反 7 4管式反應器 平推流反應器 活塞流反應器plugflowreactor PFR 一 管式反應器的特點 將管式反應器中流體的流動理想化成無摩擦力的反應器 CA rA xA均隨管長l變化 但同一截面為定值 各物料微團的t停都相等 設為理想排擠流動模型 管式反應器基本設計方程 二 設計方程由于CA rA xA均隨管長l變化 故只能在dVR內(nèi)對A組分進行物料衡算 對于穩(wěn)定流動反應過程 無積累 A的進入速率 A的流出速率 A的消耗速率 tS VR v0 空間時間 FA FA0 1 xA v0CA0 1 xA dFA v0CA0dx 2 rA dVR dFA v0CA0dx FA FA dFA rA dVR 1 tS VR v0 空間時間變?nèi)葸^程 當 0 分子數(shù)增加 使t停 tS VR 10m3 v0 2m3 s 則tS 5s 但由于體積膨脹使t停 使物料不到5s就離開了反應器 當 0 分子數(shù)減少 使t停 tS 1 定容反應過程 FA FA0 1 xA v0 v vf CA CA0 1 xA dCA CA0dxA 解析法求解 對等溫一級反應 A R 對二級等溫反應 2A R S 例5 8 5P34例8 2的反應 圖解法求解 以xA對1 rA 作圖 曲線下0 xA之間的面積即為 以CA對1 rA 作圖 曲線下CA CA0之間的面積即為tS 2 對非定容的氣相反應 而 需先找到 rA xA關(guān)系 即先找CA xA關(guān)系 CA nA V 要找nA xA和V xA關(guān)系 而nA nA0 1 xA 式中 CA nA V是任意 時刻 轉(zhuǎn)化率為xA 時 A的濃度 摩爾數(shù) 反應體系體積 以A為關(guān)鍵組分 以xA表示反應的轉(zhuǎn)化率 則反應表示為 而V nT xA 先找nT xA 對于變?nèi)?氣體 反應 nA0 xA 反應消耗A摩爾數(shù) nT t時刻體系總mol數(shù) 膨脹因子 每轉(zhuǎn)化1molA引起反應體系總摩爾數(shù)的變化量 1 A的起始mol分率 nT 2 A 0時還原 3 4 5 pA xA 首先求任意時刻A的摩爾分率ZA pA P ZA pB xA rA xA 141 24 對于變?nèi)菀患壏磻性O計方程 對于二級反應 對于二級反應 化材3 7 5全混流反應器 理想混合反應器 一 特點 continuousstirredtankreactor CSTR 1 連續(xù)操作 進料 反應 出料同時進行 2 CA rA xA不隨時間而變 亦不隨位置而變 為一定值 3 存在著強烈的返混 在反應器內(nèi)停留時間不同的物料粒子之間的參合 各物料微團的停留時間t停分布在0 的區(qū)間內(nèi) 混合 幾何位置不同的物料粒子之間的參合 間歇釜 有混合 無返混 管式反應器 無混合 無返混 全混流反應器 有混合 更有返混 二 設計方程 在穩(wěn)定流動 穩(wěn)定反應過程中 以整個反應器對A組分進物料衡算 由于無積累 or 均為定值 541 24 由于該釜中只進行液相反應 即為定容反應 則有 即 v0CA0 xAf rA VR 1 解析法對一級反應 對二級反應 全混流反應器基本設計方程 例 8 6P36解 二級反應 2 圖解法 對于 因為 rA 定值 隨xA 1 rA 不變而為水平線 所以 求出1 rA 在xA 1 rA 坐標圖上畫出高為 1 rA 長為xA的長方形 其面積S即為 或據(jù) 求出1 rA 在CA 1 rA 坐標圖上畫出高為 1 rA 長為 CA0 CA的長方形 其面積S即為t平均 如圖 VR v0可求VR 3 CA xA隨有效容積變化關(guān)系圖 7 6返混對簡單反應的影響 1 由于返混使反應物的濃度在進釜的瞬間降到與出口濃度相等 并始終在較低的CA rA 下反應 2 由于反應在低的CA下進行 故達相同xA所需t反長 VR大 例6 8 6 xA管式間歇釜串聯(lián)釜N 2全混流反應釜0 81 452 163 177 234m30 93 253 436 7932 55m3可見 全混流反應釜的VR遠大于其他類型的反應器 141 25 241 25 7 7多級串聯(lián)反應器 在間歇釜 管式反應器 全混流反應器中 由于全混流反應器中CA rA xA為定值 溫度 濃度處處一致 操作穩(wěn)定 易于控制并實現(xiàn)自動化 產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定 但反應速度低 在相同xA時所需VR大 投資巨大 為克服此缺點 設法使CA逐步減小 即設法用N個小釜代替一個大釜 則既有溫度 濃度一致 操作穩(wěn)定 產(chǎn)品質(zhì)量均勻的優(yōu)點 又有 rA 較高的優(yōu)點 如圖 間歇釜 管式反應器 全混流反應器 3 xA VR 且VR比xA 快得多 4 xA VR P VR S 且 VR S 比 VR P 快得多 N 1全混流反應器 返混程度最大 分布在0 CA VR曲線變?yōu)镹步階梯 注意xA1 xA2 xAn xAN分別是第一釜 第二釜 第n釜 第N釜的積累轉(zhuǎn)化率 而第n釜內(nèi)的轉(zhuǎn)化率為xAn xAn 1 如圖 N反映反應器的返混程度 實際反應器常用N表示返混程度的大小 N 管式反應器 無返混 常數(shù) 14541 25 二 設計方程由于多級串聯(lián)反應器一般只進行液相反應 視為定容反應 由于各小釜內(nèi)CA rA 不隨時間t和位置變化 故每一個小釜就是一個全混流反應器 所以逐釜應用全混流反應器的設計方程 可求出每一個小釜的容積 則反應器總?cè)莘e可求 全混流反應器的設計方程為 對第一釜有 一 多級串聯(lián)反應器特點各小釜內(nèi)CA rA 既不隨時間而變 又不隨位置而變 存在強烈的返混 t停分布在t1 t2區(qū)間內(nèi) 但CA rA 隨N變化 整個反應器存在一定程度的返混 各物料微團的t停分布在t 1 t 2區(qū)間內(nèi) 式中 CAn 第n釜的出口濃度 是從1 n逐釜降為CAn的 第n釜中的濃度變化量為CAn 1 CAn 而不是CA0 CAn 對第n釜有 對第二釜有 xAn 第n釜的出口轉(zhuǎn)化率 是從1 n釜 逐釜升至xAn的 第n釜中的轉(zhuǎn)化率為xAn xAn 1 而不是xAn xA0 1 解析法 適用于已知動力學方程及N VRi Ti v0的反應體系 1 逐釜計算求xAn 2 已知各釜的 逐釜計算可求得VR1 VR2 VRT 例7 8 7 P39 與例8 5和8 6比較解 液相 定容二級反應 據(jù)上式 而單釜VR 7 234m3 341 24 3 對于一級反應 可得簡式 一釜 二釜 N釜 即 或 例8某一級反應在等溫25 三個等容積小釜中進行 k 9 48h 1 CA0 1kmol m3 XA3 0 95 求各小釜的有效容積 總?cè)莘e以及各釜出口濃度 解 若在全混流反應器中進行 則 求各釜出口濃度 0513331 24 2 圖解法 適用有動力學數(shù)據(jù)而無動力方程或動力學方程太復雜的體系 對第i釜有 第i釜的出口轉(zhuǎn)化率必須同時滿足上兩式 解此方程組 可在xA rA 上繪出兩條線 兩線交點對應的xAi即為方程組的解 1 求xAN 已知k n或xA rA 數(shù)據(jù) 等溫反應 a 作xA rA 動力學曲線MN b 作第一釜操作線 截距為0 是過原點 斜率為 的直線OP1 由交點可求xA1 第二釜操作線截距 可求 斜率 亦可求 對于操作線方程 當 rA2 0時 xA2 xA1 即第二條操作線過 xA1 0 點 故過 xA1 0 和斜率 線平衡 依此類推 可作N條平行操作線 第N條操作線與動力學曲線的交點對應的xA即為xAN 兩操作線斜率可不同 當VR1 VR2時 可作出第二條操作線 由交點 xA2 若各小釜的T和VR不同 則應做N條不同的動力學曲線和N條斜率不同的操作線 據(jù)第n釜的操作線與第n條動力學曲線的交點求 則兩操作 2 求等容各小釜的體積VRi及VRT 已知k n或xA rA 數(shù)據(jù) v0 N xAN 等溫反應 a 作出動力學曲線MNb 作N條操作線 從原點出發(fā) 假設一斜率 作N條同斜率的操作線 使第N條操作線與動力學線交點對應的xA xAN 否則 重新假設斜率重作 直到剛好符合為止 c 據(jù)作操作線的斜率 求 例9 8 8 P40根據(jù)例8 5數(shù)據(jù) 求用四個等容積小釜串聯(lián)時的VRT 解 根據(jù)題給 rA xA關(guān)系式 求得動力學數(shù)據(jù) xA 0 8 令一組xA 求得對應的 rA xA00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 rA 1 891 531 210 930 680 470 30 170 080 020 a 據(jù)表中數(shù)據(jù)作動力學曲線 b 作釜操作線 從原點出發(fā) 假設一斜率作四條操作線使第4條操作線與動力學曲線的交點對應的的xA 0 8 用假定的斜率 從圖上讀得 求VRn VRT 1 58m3 見表8 4 P42作業(yè)P45 11 a 繪出動力學曲線b 作操作線 從原點出發(fā) 作斜率為 3 求釜數(shù)N 已知k n或xA rA 數(shù)據(jù) 及 的操作線 直到某條操作 線與動力學曲線交點對應的xA xAN時 所作操作線的條數(shù) N 7 7濃度對復雜反應的影響 一 濃度對可逆反應的影響優(yōu)化目的 提高xA和 rA 一級可逆 平衡時 rA 0 rA k1CA k2CP k1CA k2 CA0 CA k1CA k2CA0 k2CA CP CA0 CA k1 k2 CA k2CA0 k1 k2 CA CAe k1 k2 CA0 xAe xA 定容反應有惰性氣體時 設CT CA CP CiCi 惰氣 CP CT CA Ci同理可導得 rA k1CA k2 CT CA Ci k1 k2 CA k2 CT Ci A P 等溫可逆反應時可采取措施有 1 據(jù)上式知 CA rA 為提高CA應盡量減少返混 即采用無反混的反應器 2 對有多個反應物的反應體系 如 CO H2OCO2 H2 可提高廉價原料的濃度CH2O 以提高xCO e 則 rA 提高 為提高 rA 可降低xA 而采用循環(huán)流程 在較低轉(zhuǎn)化率時將反應混合物引出反應器 分離出產(chǎn)物后 使反應物返回反應體系打循環(huán) 如合成氨 N2 3H22NH3 二 濃度對平行反應的影響優(yōu)化目的 提高目的產(chǎn)物的選擇率 為提高對目的產(chǎn)物的選擇率 對于不情況應采取不同措施 1 當a1 a2b1 b2時 應 CA和CB 應選管式反應器和間歇釡 一次投料 在低XA下反應 分離產(chǎn)物后反應物打循環(huán) 2 當a1 a2 b1 b2時 應 CA CB 應選用全混流反應器 滴加AB或用稀釋劑或產(chǎn)物稀釋反應物 產(chǎn)物循環(huán) 3 當a1 a2