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第四章管式反应器

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管式反应器原理

管式反应器原理

管式反应器的基本原理管式反应器是一种常见的化学反应器，用于高效地进行化学反应。

它具有许多优点，如高热交换效率、较高的反应速率和较小的体积，因此在工业生产中得到了广泛应用。

本文将详细解释管式反应器的基本原理，包括结构、工作原理以及优缺点。

1. 结构管式反应器由一个或多个管子组成，这些管子通常是圆柱形的，并且可以水平或垂直安装。

管子的直径和长度可以根据反应的要求进行选择。

管子内部通常有一个反应物流动的管道，以及一个或多个加热或冷却的外壳。

管式反应器的结构可以分为两种类型：•单通道管式反应器：只有一个管道，反应物从一端进入，产物从另一端流出。

•多通道管式反应器：有多个平行的管道，反应物可以同时进入不同的管道，产物可以同时从不同的管道流出。

2. 工作原理管式反应器的工作原理基于连续流动的原理。

反应物通过管道进入反应器，经过一定的停留时间后，产生反应并生成产物。

产物随后从反应器流出。

在整个过程中，反应物和产物保持连续流动状态。

管式反应器的工作原理可以分为以下几个步骤：2.1 进料反应物通过管道进入反应器。

为了确保反应物在反应过程中的均匀分布，通常会采取一些措施，如使用分布器或进料管。

2.2 反应反应物在管道中与催化剂或其他反应条件接触，发生化学反应。

反应的速率取决于反应物的浓度、反应温度和反应物与催化剂之间的接触面积等因素。

2.3 冷却或加热在一些反应中，需要对反应物进行冷却或加热，以控制反应的温度。

在管式反应器中，可以通过外壳中的冷却或加热介质对管道进行冷却或加热。

2.4 反应停留时间反应物在管道中停留的时间被称为反应停留时间。

反应停留时间可以通过管道的长度和流速来控制。

较长的管道长度和较低的流速会导致较长的反应停留时间。

2.5 产物收集产物在反应过程中生成，并从管道中流出。

在一些反应中，产物可能需要经过进一步的处理，如冷却、分离或纯化。

3. 优缺点管式反应器相比其他类型的反应器具有许多优点，但也存在一些缺点。

4-管式反应器

4-管式反应器

4.2 等温管式反应器的设计
1. 单一反应 2. 复合反应 3. 拟均相模型
原料以流量Q0从顶部连续加入，在底 部流出。反应器为定态操作，管式反应 Q0
器中，物料浓度随轴向位置而变，因此，
取微元体积dVr为控制体积
4.2 等温管式反应器的设计
Q0 进入量=排出量+反应量+累积量
Fi ( Fi dFi ) (i )dVr 0
4.5 变温管式反应器
1、管式反应器的热量衡算式
4.5 变温管式反应器
设流体在dVr中的温变为dT，取Tr为基准温度，则有：
dH A Hr Tr SdZ GCpt SdT
G为反应流体的质量速度 微元体积与环境交换的热量为
反应热 多个反应？ ij rj H r j j 1
P为目的产物
a、E1<E2, E3>E4, 由低到高的温度序列 b、E1>E2, E3>E4, 保持高温 c、E1<E2, E3<E4, 保持低温 d、E1>E2, E3<E4, 由高到低的温度序列
例4.9
理想反应器的组合
理想反应器的组合
理想反应器的组合
理想反应器的组合
理想反应器的组合
本章小结
4.1 理想流动模型
B 全混流模型
1.基本假定: 径向混合和轴向混合都达到最大 2.特点: 反应物系的所有参数在径向上均一，轴向上也均一，即在 整个反应器内不存在温度和浓度差
根本区别：活塞流 无返混 全混流 返混程度最大
Plug flow reactor (PFR) Mixed flow reactor (MFR) 或 Continuous stirred tank Reactor(CSTR)

管式反应器严选荟萃

管式反应器严选荟萃

教学教资
30
一，管式裂解炉
林德－西拉斯裂解炉 简称LSCC炉。 是林德公司和西拉斯公司在 70年代初合作研制而成的一种炉型。炉子的基 本结构与SRT炉相似。可耐1050℃高温。炉膛中 央吊装构形特殊的反应管（图3.13），一般采 用主要成分为含镍20％、铬25％的HK-40合金钢 作为裂解反应管材料，每组反应管是由12根小 口径管（前8根组成4对平列管，后4根组成两对 平列管）以及4根中口径管（由4根管组成两对 平列管）和一根大口径管组成，管径为6～15cm， 管总长45～60m。裂解产物离开反应管后立即进 入急冷锅炉骤冷。急冷锅炉随裂解炉型而有所 不同。
图3.3 盘管式反应器
教学教资
7
(4)U形管式反应器
U形管式反应器的管内设有多孔挡板或搅拌装置，以 强化传热与传质过程。U形管的直径大，物料停 留时间增长，可应用于反应速率较慢的反应。例 如带多孔挡板的U形管式反应器，被应用于己内 酰胺的聚合反应。带搅拌装置的U形管式反应器 适用于非均液相物料或液固相悬浮物料，如甲苯 的连续硝化、蒽醌的连续磺化等反应。图3.4是 一种内部设有搅拌和电阻加热装置的U形管式反 应器
管式反应器
• 管式反应器的特点 • 管式反应器的分类 • 管式反应器的加热或冷却可采用各种方式 • 管式反应器的结构 • 管式反应器举例
教学教资
1
管式反应器的概念
管式反应器一种呈管状、长径比很大的连续操作 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。通 常，反应物流处于湍流状态时，空管的长径比大 于50；填充段长与粒径之比大于100(气体)或200 （液体），物料的流动可近似地视为平推流.

第四章管式反应器

第四章管式反应器
进口组成 反应热效应 影响 反应器温度分布
4.5.3 非绝热变温管式反应器
通过反应过程中与外界进行热交换 将反应温度 控制在一定范围
换热介质 种类: 烟道气/熔盐/蒸汽/水/冷冻盐水 等
选择依据: 反应温度
列管式管式反应器
若干 反应管并联操作 管间换热
列管直径确定
换热面积 径向温差 压力降
非绝热PFR的数学模型
vij rj
− 4U dt
(T −T C)
各反应热 代数和
Gw A0 MA
⋅ dX A dz
=
−ℜ A
1 μiA
Gw A0 MA
⋅ dYi dz
= ℜi
X A = f1(z) Yi = f2 (z) T = f3(z)
6
4.5.2 绝热管式反应器
GC )Tr
= ℜi,
i = 1,2,L, k
(4.1)
∑ ℜi = ν ij r j , i = 1,2,L, k
初值
Vr = 0, Fi = Fi0 , i = 1,2,L , k
模型的解析
反应变量的选择
(1) Fi 为反应变量
∑ dFi =
dVr
ν ij r j , i = 1,2,L, k
Vr = 0, Fi = Fi0 , i = 1,2,L, k
5
4.5 变温管式反应器
4.5.1 管式反应器的热量衡算
1. 物理模型 定态
活塞流假定
2. 数学模型 控制容积: dVr
PFR 热量衡算式
GC pt
dT dz
= (−ℜ A )(−ΔH r )Tr
−
4U dt
(T
−T C)
等温过程

4.管式反应器

4.管式反应器

管式反应器重点掌握：∙等温管式反应器设计方程的推导与应用。

∙管式和釜式反应器的对比。

∙循环反应器的计算与分析。

∙变温管式反应器的分析与计算，包括：热量衡算方程的建立、绝热温升和非绝热变温管式反应器的计算等。

深入理解：∙活塞流和全混流模型的基本假设与含义，返混的基本概念。

广泛了解：∙拟均相的含义和模型假定。

除了上一章的两类理想反应器，管式反应器也是一类理想反应器模型（活塞流模型）。

与间歇釜式反应器不同，全混流和活塞流模型用于流动过程。

根据上一章所学的知识，物料在反应器中的停留时间是决定化学反应转化程度和产物分布的一个重要因素。

全混流和活塞流模型均是根据特定的停留时间分布规律建立起来的（这部分内容将在下一章中详细阐述），是两种极端的情况，是分析许多问题的出发点，也是各种实际反应器设计的理论基础。

本章将涉及到如下的具体内容：活塞流模型的基本假定等温管式反应器设计与分析管式反应器与釜式反应器的性能比较循环管式反应器的分析计算管式反应器的变温操作第一节活塞流假定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. 流动情况影响例1. （1）空管中, 图4.1 （a）(b) 内部各部分流体的停留时间不同，因此反应时间也不一样，反应速率和最终转化率也不一样第二节等温管式反应器的设计一、单一反应在管式反应器中进行的单一反应，取如图4.2所示的微元体（高为dZ）图 4.2 管式反应器示意图在定态条件下，由此得到或∴（4-4）∴（4-5）假设 =常数（=X Af下的值），则--釜式反应器的设计方程式（4-5）可以进一步变成：（间歇釜式的设计的方程为）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）。

另外，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。

对于式（4-4），设反应器的截面积为A，则有dV r=Ad Z，那么对于恒容过程 C A=C AO（1-X A）则时间变量转化为位置变量。

理想管式反应器2011

理想管式反应器2011

二级
(rA )
kC
2 A
二级
二级自 催化反应
(rA ) kC AC B
C A0 CB0 M CB0 C A0
C A0 (rA ) kC AC P
n级
(rA )
kC
n A
设计式
VR FA0
xA k
Байду номын сангаас, FA0
v0C A0
VR V0
VR 1 ln
1
FA0
kC A0
(1 x A )
VR 1
非恒容过程：v v0 空时≠停留时间
11
12
基本方程的图解积分
1
dx xAf
A
CA0 xA0 (rA )
(rA)
CA dCA
CA0 (rA ) 1 (rA)
xAf
CA
CA0
13
等温等容理想管式反应器中简单反应 的结果
反应级数
反应速率式
零级 ( rA ) k
一级
(rA ) kC A
xA
FA0
kC
2 A0
(1 xA
)
VR
1
FA0
kC
2 A0
M
ln 1 M x A (1 M )(1 x A )
VR
1
FA0
kC A0CT 0
ln C A0 ( CT 0 C A ) C A ( CT 0 C A0 )
VR FA0
1
kC
n A0
(n
[(1 1)
xA )1 n
1]
14
4.4 变容过程
液相反应
恒容
气相反应
反应前后分子数不变

第四章管式反应器_反应工程上课简版


4.3 管式与釜式反应器反应体积的比较
图分析比较
(a)1/-RA随xA的增大呈单调上升 (b)1/-RA随xA的增大呈单调上升
(c)1/-RA具有极小值
4.3 管式与釜式反应器反应体积的比较
比较管式与釜式反应器的收率
(a) 选择性随转化率的增加而减小 (b) 选择性随转化率的增加而增大
习题
4.7 拟设计一等温反应器进行下列液相反应：
A B R, rR k1C AC B
2 2 A S , rS k2C A
目的产物为R，且R与B极难分离。试问： （1）目的产物瞬时选择性表达式？ （2）在原料配比上有何要求？ （3）若采用活塞流反应器，应采用什么样的加料方式？ （4）如用半间歇反应器，应采用什么样的加料方式？
4.4 循环反应器
Vr (1 )Q0c A0 X Af
1
X Af
dX A ( A )
0, XA0 0
, X A0 X Af
当ψ ≥25时，即可认为反应器达到了 全混状态。
4.5 变温管式反应器
活塞流反应器的热量衡算
活塞流反应器的热量衡算示意图 控制体：反应体积为dVr的微元段，微元段长度为dZ， 转化率的变化为dxA、温度变化为dT。
管式反应器的热量衡算
------管式反应器轴向温度分布方程
dT GwA0 (H r )Tr dX A U Gcpt 4 (TC T ) dZ MA dZ dt
------管式反应器中反应温度与转化率的关系
绝热管式反应器
wA0 (H r )Tr dT dX A M Ac pt
Q0C A0 X Af
A
多釜串联全混流反应器体积：

管式-反应器ppt课件


二、管式反应器的结构
反应器的结构可以是单管， 也可以是多管并联；可以是空 管，也可以是在管内填充颗粒 状催化剂的填充管。
它包括直管、弯 管、密封环、法兰及 紧固件、温度补偿器、 传热夹套及联络管和 机架等几部分。
三、特点
• 1、由于反应物的分子在反应器内停留时间 相等，所以在反应器内任何一点上的反应 物浓度和化学反应速度都不随时间而变化， 只随管长变化。
• 2、根据是否存在填充剂可分为空管 和填充管。
• 3、根据管式反应器的连接方式可以 分为串联管式反应器和并联管式反应 器。
• 4、根据反应器放置方式可分为横管 式反应器和竖管式反应器
五、应用
1、多管串联结构的管式反 应器，一般用于气相反应和 气液相反应。例如烃类裂解 反应和乙烯液相氧化制乙醛 反应。
管式裂解炉
用于烃类裂解制乙烯及其相关产品 的一种生产设备，为目前世界上大型 石油化工厂所普遍采用。
目前国际上应用较广的管式裂解炉 有短停留时间炉、超选择性炉、林德西拉斯炉、超短停留时间炉。
大型石油化工厂管式裂解炉
乙烯裂解炉加料控制过程
2、 多管并联结构的管式反应器， 一般用于气固相反应。例如气相氮 和氢混合物在多管并联装有固相铁 催化剂中合成氨，气相氯化氢和乙 炔在多管并联装有固相催化剂中反 应制氯乙烯。
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理想管式反应器
人们设想了一种理想流动，即 假设在反应器内具有严格均匀的 速度分布，且轴向没有任何混合。 这是一种不存在的理想化流动。 管式反应器当管长远大于管径时， 比较接近这种理想流动，通常称 为理想管式反应器。
传热方式

第四章-管式反应器

4 管式反应器4.1在常压与800℃等温下在活塞流反应器中进行以下气相均相反应：6532664+→+C H CH H C H CH在反应条件下该反应的速率方程为：0.51.5,/.=T H r C C mol l s式中C T 与C H 分别为甲苯与氢的浓度，mol/l ，原料处理量为2kmol/h ，其中甲苯与氢的摩尔比等于1。

若反应器的直径为50mm ，试计算甲苯最终转化率为95%时的反应器长度。

解：根据题意可知甲苯加氢反应为恒容过程，原料甲苯与氢的摩尔比等于1，即：00=T H C C ，则有：0(1)==-T H T T C C C X示中下标T 和H 分别代表甲苯与氢，其中：53300330000.5 1.01310 5.6810/8.3141010732/21/0.27810/--⨯⨯===⨯⨯⨯====⨯T T T T p C kmol mRT F Q C kmol h kmol s所以，所需反应器体积为：00000.5 1.50 2.50.95333 1.5 1.51.5 1.5(10.95)10.278100.4329 3.0061.5(5.6810)(1) 1.51---==--=⨯=⨯=⨯--⎰⎰⎰TT X X T Tr T T T H T T T dX dX V Q C Q C C C C dX m X 所以，反应器的长度为：23.0061531.10.05 3.14/4=⨯m4.2根据习题3.2所规定的条件和给定数据，改用活塞流反应器生产乙二醇，试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。

解：题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题3.2中已算出：0275.8/=Q l h 0 1.231/=A C mol l所以，所需反应器体积：00000000(1)()275.80.95818.61 5.2 1.23110.95=--===-⨯-⎰AX Ar A A A B A A A A A dX V Q C kC X C C X Q X lkC X由计算结果可知，活塞流反应器的反应体积小，间歇釜式反应器的反应体积大，这是由于间歇式反应器有辅助时间造成的。

第四章管式反应器

14
例4.2
15
例4.2
即：
该空时是基于反应器进口条件下的体积流量计算的，由于反应
过程中混合器体积不断增大，物料在反应器中的实际平均停留 时间要小于该值。 相反，如果为体积缩小反应，实际平均停留时间要大于计算值。
16
多个反应 （复合反应）
当反应器同时进行数个反应时，一个反应变量的变化
17
dVi
i , i 1,2, K
活塞流反应器中进行平行反应
对于平行反应，已讨论的结果是： 温度： E1>E2 时，升高温度有利于提高反应选择性； E1<E2 时，降低温度有利于提高反应选择性。 温度升高对活化能大的反应有利。 浓度： 当某反应组分在主反应中的浓度级数大于其在副反应
C Af

C A0
sdC
A
C A0 C Af
k1 (CPf ) max C A0 k 2
k2 k 2 k1
Ymax
(CPf ) max C A0
k1 k 2
k2 k 2 k1
19
拟均相模型(多相催化）
多相催化反应过程中，化学反应系在固体催化剂的表面上发生，
20
4· 3 管式与釜式反应器反应体积的比较
在原料处理量及组成、反应温度以及最终转化率均相同的情况
下，比较管式与釜式反应器所需的反应体积。 例 3· 4、例3· 6及例4· 1曾对生产乙酸乙酯时采用不同的反应器所 需的反应器体积进行了计算，型式不同的反应器所需的反应体 积汇总于下表中。
由表中可见，以管式反应器所需的反应体积最小，而单釜为最
4
全混流模型假设(连续釜式反应器）
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4.4在内径为76.2ｍm的活塞流反应器中将乙烷热裂解以生产乙烯:
反应压力及温度分别为2.０26×10５Pa及８15℃。进料含50％（mｏｌ）Ｃ2H６,其余为水蒸汽。进料量等于0．178kg／s。反应速率方程如下：
式中pＡ为乙烷分压。在8１5℃时，速率常数 ,平衡常数 ,假定其它副反应可忽略，试求:
式中的分压以Pa表示，假定气固两相间的传质阻力可忽略不计。加料组成为２３%Ｂ,46%A,３１％Q（均为重量％），加料中不含酯,当XＢ＝３５%时，所需的催化剂量是多少？反应体积时多少?乙酸乙酯的产量为２0８3kg/h。
解：由反应计量方程式知反应过程为恒容过程,将速率方程变为B组分转化率的函数，其中:
为求各组分初始分压,须将加料组成的质量百分比化为摩尔百分比，即12．34％B,３2.１％A,５5.4５%Q。于是有:
所以,所需反应器体积:
由计算结果可知,活塞流反应器的反应体积小，间歇釜式反应器的反应体积大,这是由于间歇式反应器有辅助时间造成的。
4.3 1.0１3×1０5Pa及20℃下在反应体积为0.５m3的活塞流反应器进行一氧化氮氧化反应：
式中的浓度单位为kｍｏl/ｍ3。进气组成为１0%NＯ,1%NO2,９%Ｏ２，80%Ｎ2,若进气流量为0.6m3/h（标准状况下),试计算反应器出口的气体组成。
解：根据题意可知甲苯加氢反应为恒容过程,原料甲苯与氢的摩尔比等于1,即：
,则有：
示中下标T和Ｈ分别代表甲苯与氢,其中：
所以，所需反应器体积为:
所以,反应器的长度为:
４.２根据习题3．2所规定的条件和给定数据，改用活塞流反应器生产乙二醇，试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。
解:题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题3．2中已算出:
将上述有关数据代入设计方程：
采用数值积分便可得到所需的催化剂量：
其反应体积为:
4.6二氟一氯甲烷分解反应为一级反应:
流量为２kmol/h的纯CHClＦ2气体先在预热器预热至700℃,然后在一活塞流反应器中700℃等温下反应。在预热器中ＣＨClF2已部分转化，转化率为２0%。若反应器入口处反应气体的线速度为２０m/s,当出口处CHＣlF２的转化率为４0.8%时，出口的气体线速度时多少?反应器的长度是多少？整个系统的压力均为1.013×105Pａ,70０℃时的反应速率常数等于0．97s-1。若流量提高一倍,其余条件不变,则反应器长度是多少？
这是由于反应器的截面积没有固定，固定的是反应气体的线速度等条件,因此，当流量提高一倍时，而其余条件不变，则反应器的长度并不变，只是其截面积相应增加。
4.7拟设计一等温反应器进行下列液相反应:
目的产物为R，且Ｒ与B极难分离。试问：
（1）（１)在原料配比上有何要求？
（2）（2)若采用活塞流反应器,应采用什么样的加料方式？
（1）（1）此条件下的平衡转化率;
（2）（2）乙烷的转化率为平衡转化率的50％时，所需的反应管长。
解：(1)设下标A—乙烷，Ｂ—乙烯,H—氢。此条件下的平衡转化率可按平衡式求取:
若以１摩尔C2H6为基准,反应前后各组分的含量如下：
反应前 １ 0 0 1 2
平衡时 1-XeXeＸe1 ２+ Xe
因此，平衡时各组分分压为:
解:反应历程如下图所示:
ﻩ预热器ﻩ
温度 Ｔ0TｉnTf=TｉＮ
线速度 u０ｕinuf
转化率 ＸＡ0=0 XA,iｎXA,ｆ
该反应为变容过程，其中 ，
由（2.50）式知:
由已知条件，且考虑温度的影响可算出转化率为零时的线速度：
其出口处气体线速度为：
由设计方程计算出反应器长度:
那么需求出以反应器入口为基准的出口转化率XAf。据XA=FA0-FA/FA0,可求出FＡ，in＝１．6ｋｍol/h，FAf=1.18４kmol/h,所以,XＡf=(１.6－1.１８4)／1.6=０.26。因而有：
（3）(3)如用间歇反应器，又应采用什么样的加料方式？
解：对于复合反应,选择的原则主要是使目的产物R的最终收率或选择性最大，根据动力学特征，其瞬时选择性为:
由此式可知要使S能太大，兼顾二者要求：
(1）原料配比,如果Ｒ与Ｂ极难分离为主要矛盾，则除去第二个反应所消耗的A量外,应按第一个反应的化学计量比配料，而且使B组分尽量转化。
(2)若采用PＦR,应采用如图所示的加料方式，即A组分沿轴向侧线分段进料,而Ｂ则在入口处进料。
(3）如用半间歇反应器,应采取Ｂ一次全部加入，然后慢慢加入Ａ组分，直到达到要求的转化率为止。
4.8在管式反应器中４00℃等温下进行气相均相不可逆吸热反应，该反应的活化能等于3９．7７ｋJ/mｏl。现拟在反应器大小,原料组成及出口转化率均保持不变的前提下(采用等温操作),增产35%，请你拟定一具体措施（定量说明）。设气体在反应器内呈活塞流。
解:由NＯ氧化反应计量方程式可知此过程为变容过程,其设计方程为：
(Ａ)
示中A,B分别代表NO和O2。由题意可知，若能求得出口转化率，由（2．5４)式得:
便可求出反应器出口气体组成。已知：
所以,反应速率为：
再将有关数据代入(A）式:
（B)
用数值积分试差求得：
因此，
另:本题由于惰性气体N2占80%,故此反应过程可近似按恒容过程处理，也不会有太大的误差。
将其代入平衡式有:
解此一元二次方程得:
（2）（2)所需的反应管长:首先把反应速率方程变为
以保证速率方程的单位与物料衡算式相一致。已知：
代入物料衡算式有
其反应管长：
4．5于２７７℃,１.0１3×１05Ｐa压力下在活塞流反应器进行气固相催化反应:
催化剂的堆密度为７００ｋg/m3,在277℃时，B的转化速率为:
第四章-管式反应器
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４ 管式反应器
4.1在常压及８00℃等温下在活塞流反应器中进行下列气相均相反应：
在反应条件下该反应的速率方程为：
式中CT及CＨ分别为甲苯及氢的浓度,ｍoｌ/ｌ，原料处理量为2kmｏl/h,其中甲苯与氢的摩尔比等于１。若反应器的直径为50mm,试计算甲苯最终转化率为95%时的反应器长度。