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化学反应工程名词解释第二章：1间歇操作-------是指一批物料投入反应器后，经过一定时间的反应再取出的操作方法。
2 连续操作------指反应物料连续地通过反应器的操作方式。
3 半连续操作------指反应器中的物料，有一些是分批地加入或取出，而另一些则是连续流动通过反应器。
5、均相反应-----参予反应的各物质均在同一相内进行的化学反应。
6、化学计量方程-----表示反应物、生成物在化学反应过程中量的变化关系的方程。
7、非基元反应--若一个化学反应，总是经过若干个简单反应步骤，最后才能转化为产物分子8、基元反应-----分子经一次碰撞后，在一次化学行为中就能完成的反应。
9、转化率--关键组分A反应掉的物质的量 -△nA与其初态的物质的量nA0之比，用xA表示。
10、复合反应 ----在同一反应物系中同时进行若干个化学反应,化学反应的数目与独立的计量方程数相同。
13、反应级数-----指动力学方程中浓度项的指（幂）数。
第三章：1、平推流反应器------------在连续流动的反应器内物料允许作径向混合（属于简单混合）但不存在轴向混合（即无返混）。
2、全混流反应器----连续操作的充分搅拌槽型反应器（简称）。
3、反应时间－－在间歇反应器中反应达到一定转化率所需时间（不包括辅助时间）。
4、平均停留时间－－各物料微元从反应器入口至出口所经历的平均时间。
5、停留时间 ------连续流动反应器中流体微元从入口到出口所经历的时间6、返混－－不同停留时间的粒子的混合。
8、空速－－单位时间内投入到反应器中的物料的体积流量与反应器有效容积之比。
11、绝热温升-----系统总物料为1mol时，反应物全部转化后绝热状态下所引起的温度升高。
14、平推流-------同一截面上各微元具有相同的速率，径向剧烈混合；15吸附等温线-----描述一定温度下，气体吸附量与压力之间的关系。
第七章1流态化现象------使微粒固体通过与气体或液体接触而转变成类似流体的操作。
流化床工作原理流化床是一种常见的固体颗粒与气体相互作用的装置，广泛应用于化工、环保、能源等领域。
它具有高效传热、传质、反应等优点，因此备受工程技术人员的关注和重视。
流化床的工作原理是什么呢？接下来，我们将从流化床的定义、工作原理、特点等方面进行详细介绍。
首先，让我们来了解一下什么是流化床。
流化床是指在气体作用下，固体颗粒呈现出流体的性质。
当气体速度足够大时，固体颗粒会被气流撑起，形成类似流体的状态，这种状态称为流化状态。
在流化床中，固体颗粒在气流的作用下可以均匀混合、快速传热、传质和反应，因此具有很多独特的优点。
流化床的工作原理主要包括气体流动、颗粒流动和热传递三个方面。
首先，气体从流化床底部进入，通过喷嘴或气体分布板均匀地向上流动，形成了气固两相流。
在气体的作用下，固体颗粒被撑起，形成了流态床。
其次，固体颗粒在气流的作用下呈现出不同的流动状态，包括床层流动、循环流动等。
最后，流化床中气体和颗粒之间通过传热传质等方式进行热量和物质的交换，实现了反应、干燥、冷却等过程。
流化床具有许多独特的特点，如高传质、传热效率，操作灵活，适用于多种颗粒物料等。
首先，由于固体颗粒呈现出流体状态，因此在流化床中气体与颗粒之间的传热传质效率非常高，能够实现快速均匀的传热传质过程。
其次，流化床的操作灵活，可以根据不同的工艺要求进行调节和控制，适用于多种颗粒物料的处理。
此外，流化床还可以实现多种反应，如催化反应、氧化反应等，具有广泛的应用前景。
总的来说，流化床是一种在化工、环保、能源等领域广泛应用的装置，具有高效传热、传质、反应等优点。
它的工作原理主要包括气体流动、颗粒流动和热传递三个方面，具有高传质、传热效率，操作灵活，适用于多种颗粒物料等特点。
相信随着技术的不断进步和完善，流化床在工程领域中的应用将会更加广泛，为各行各业的发展带来更多的便利和益处。
四种反应器形式比较一、固定床反应器（一）概念凡是流体通过不动的固体物料形成的床层面进行反应的设备都称为固定床反应器。
而其中尤以利用气态的反应物料，通过由固体催化剂所构成的床层进行反应的气固相催化反应器在化工生产中应用最为广泛。
例如石油炼制工业中的加氢裂化、歧化、异构化、加氢精制等；无机化学工业中的合成氨、硫酸、天然气转化等；有机化学工业中的乙烯氧化制环氧乙烷、乙烯水合制乙醇、乙苯脱氧制苯乙烯、苯加氢制环己烷等。
（二）特点结构简单、操作稳定、便于控制、易实现大型化和连续化生产等优点，是现代化工和反应中应用很广泛的反应器。
1、优点主要表现在以下几个方面：1）在生产操作中，除床层极薄和气体流速很低的特殊情况外，床层内气体的流动皆可看成是理想置换流动，因此在化学反应速度较快，在完成同样生产能力时，所需要的催化剂用量和反应器体积较小。
2）气体停留时间可以严格控制，温度分布可以调节，因而有利于提高化学反应的转化率和选择性。
3）催化剂不易磨损，可以较长时间连续使用。
4）适宜于高温高压条件下操作。
2、由于固体催化剂在床层中静止不动，相应地产生一些缺点：1）催化剂载体往往导热性不良，气体流速受压降限制又不能太大，导致床层中传热性能较差，也给温度控制带来困难。
对于放热反应，在换热式反应器的入口处，因为反应物浓度较高，反应速度较快，放出的热量往往来不及移走，而使物料温度升高，这又促使反应以更快的速度进行，放出更多的热量，物料温度继续升高，直到反应物浓度降低，反应速度减慢，传热速度超过了反应速度时，温度才逐渐下降。
所以在放热反应时，通常在换热式反应器的轴向存在一个最高的温度点，称为“热点”。
如设计或操作不当，则在强放热反应时，床内热点温度会超过工艺允许的最高温度，甚至失去控制而出现“飞温”。
此时，对反应的选择性、催化剂的活性和寿命、设备的强度等均极不利。
2）不能使用细粒催化剂，否则流体阻力增大，破坏了正常操作，所以催化剂的活性内表面得不到充分利用。
1.固体催化剂不需要活化可直接使用。
【错】2.研究表明，流化床反应器中，不受干扰的单个气泡顶部呈球形，尾部略为内凹。
【对】3.气液相反应系统常用鼓泡反应器和填料反应器。
【对】4.滴流床是有气体和液体同时流过填充的催化剂床，不属于固定床。
【错】5.在板式塔、鼓泡塔、搅拌鼓泡釜中，液相是连续相，而气相是分散相。
【错】6.间歇操作时，物料的浓度和反应速率是随着时间在不断改变的。
【对】7.对于球形催化剂，扩散常数越大，催化剂的有效系数越小。
【错】8.当孔径小于100nm时，扩散过程主要表现为努森扩散。
【对】9.在高温的反应条件下，催化剂上的吸附过程主要是物理吸附。
【错】10.相同转化率时，全混流反应器所需的体积小于平推流反应器。
【错】11.气液相反应是指气相中的组分必须进入到液相中才能进行的反应。
【对】12.在全混流反应器中出口的反应物料具有不同的停留时间。
【对】13.温度改变对化学吸收平衡的影响较物理吸收时更为强烈。
【对】14.滴流床是有气体和液体同时流过填充的催化剂床，不属于固定床。
【错】15.在板式塔、鼓泡塔、搅拌鼓泡釜中，液相是连续相，而气相是分散相。
【错】16.间歇操作时，物料的浓度和反应速率是随着时间在不断改变的。
【对】17.相同转化率时，全混流反应器所需的体积小于平推流反应器。
【错】18.当孔径小于100nm时，扩散过程主要表现为努森扩散。
【对】19.在高温的反应条件下，催化剂上的吸附过程主要是物理吸附。
【错】20.描述非理想流动的多级混合模型中，釜数目一定是正整数。
【错】21.气液相反应是指气相中的组分必须进入到液相中才能进行的反应。
【对】22.研究表明，流化床反应器中，不受干扰的单个气泡顶部呈球形，尾部略为内凹。
【对】23.在固定床中，孔隙率越大床层压力降越大。
【错】24.滴流床是有气体和液体同时流过填充的催化剂床，不属于固定床。
【错】25.在板式塔、鼓泡塔、搅拌鼓泡釜中，液相是连续相，而气相是分散相。
1. 化学反应过程按操作方法分为_______、______、_______操作。
（分批式操作、连续式操作、半间歇式）2. 反应器的型式主要为（釜）式、（管）式、（塔）式、（固定）床和（流化）床。
3. 理想流动模型是指（平推流）模型和（全混流）模型。
5.间歇釜式反应器有效体积不但与（反应时间）有关，还与（非生产时间）有关。
6. 对于平行反应，提高反应物浓度，有利于（级数高）的反应，降低反应物浓度有利于（级数低）的反应。
化工生产中应用于均相反应过程的化学反应器主要有（釜式）反应器和（管式）反应器。
7. 平行反应AP(主)S(副)均为一级不可逆反应，若主E ＞副E ，选择性S p 与_______无关，仅是_______的函数。
（浓度、温度）主-副大于0，是吸热反应！8. 如果平行反应)()(副主S A P A →→均为一级不可逆反应，若主E ＞副E ，提高选择性P S 应_____。
(提高温度)9.理想反应器是指_______、_______。
[理想混合（完全混合）反应器、平推流（活塞流或挤出流）反应器]8.全混流反应器的返混_______。
（最大） 平推流反应器的返混为_______。
（零）9.对于循环操作的平推流反应器，当循环比β→0时为_______反应器，而当β→∞时则相当于_______反应器。
10.反应器物料的停留时间的分布曲线是通过物理示踪法来测定的，根据示踪剂的输入方式不同分为_______、_______、_______。
（脉冲法、阶跃法、周期示踪法）11.平推流管式反应器t t =时，E （t ）=_______。
（∞）12.平推流管式反应器t t ≠时，E （t ）=_______。
（0）13.平推流管式反应器t t ≥时，F （t ）=_______。
（1）14.平推流管式反应器t ＜t 时，F （t ）=_______。
（0）15.平推流管式反应器其E （θ）曲线的方差=2θσ_______。
流化床发展历史
流化床是一种在化工、冶金、能源等行业广泛应用的重要设备。
它的发展历史可以追溯到20世纪初期。
第一个使用流化床的应用是在1921年，当时化学工程师U.C. Dixon开发了一种使用流化床反应的制糖过程。
然而流化床的发展真正被推动是在20世纪50年代，当时技术人员开始对流化床进行更深入的研究。
在1960年代初，美国约翰·戴維森在康涅狄格大学和普林斯顿大学带领的团队开发出了适用于生产石油化工产品的新型流化床工艺。
这就是后来被称为戴維森气流床的技术。
这项技术被广泛应用于生产聚合物、溶剂、高分子粘合剂、塑料、燃料等，将流化床的应用范围进一步扩大。
1970年代，在物理学家理查德·费曼和物理学家罗伯特·列德曼等人的推动下，固体物质中的流体化现象得到了重新关注。
20世纪70年代后期，新型的流化床反应器和干燥器等设备开始流行。
在80年代和90年代，流化床技术已经成为制造石油、化学品和其他工业产品的核心技术之一。
随着技术的不断推动，流化床的应用范围也在不断扩大。
现代流化床技术已经成为不同行业广泛应用的核心，如能源、石油、药物、食品、环保等领域都有涉及。
这一技术不仅提高了生产效率，而且减少了废物的排放，从而有效推动了当今工业的可持续发展。
《化学反应工程》第三版(陈甘堂著)课后习题答案第二章均相反应动力学基础2－4三级气相反应2NO+O22NO2，在30℃及1kgf/cm2下反应，已知反应速率常数2kC=2.65×104L2/(mol2 s)，若以rA=kppApB表示，反应速率常数kp应为何值？解：原速率方程rA=dcA2cB=2.65×104cAdt由气体状态方程有cA=代入式（1）2－5考虑反应A课所以kp=2.65×104×(0.08477×303) 3=1.564后当压力单位为kgf/cm2时，R=0.08477，T=303K。
答p p 2rA=2.65×10 A B =2.65×104(RT) 3pApBRT RTp表示的动力学方程。
解：.因，wwnAp=A，微分得RTVdaw案24网pAp，cB=BRTRT3P，其动力学方程为( rA)=dnAn=kA。
试推导：在恒容下以总压VdtVδA=3 1=21dnA1dpA=VdtRTdt代入原动力学方程整理得wdpA=kpAdt设初始原料为纯A，yA0=1，总量为n0=nA0。
反应过程中总摩尔数根据膨胀因子定义δA=n n0nA0 nA若侵犯了您的版权利益，敬请来信通知我们！Y http://.cn.co（1）mol/[L s (kgf/cm2) 3]m（1）则nA=nA01(n n0)δA1(P P0)δA（2）恒容下上式可转换为pA=P0所以将式（2）和式（3）代入式（1）整理得2－6在700℃及3kgf/cm2恒压下发生下列反应：C4H10发生变化，试求下列各项的变化速率。
（1）乙烯分压；（2）H2的物质的量，mol；（3）丁烷的摩尔分数。
解：P=3kgf/cm2，（1）课MC4H10=58，（2）w.krC2H4=2( rC4H10)=2×2.4=4.8kgf/(cm2 s)PC4H10=PyC4H101 dpC4H10= P dt2.4-1==0.8 s 3w（3）nC4H10=nyC4H10=n0(1+δC4H10yC4H10,0xC4H10)yC4H10dnH2dtdnH2dt=hdaw后n0=nC4H10,0=δC4H10rC4H10=反应开始时，系统中含C4H*****kg，当反应完成50%时，丁烷分压以2.4kgf/(cm2 s)的速率dyC4H10dt答1rCH=2.4224wdnC4H10dt案116×1000=2000mol582+1 1==21网dyC4H10=n0(1+δC4H10yC4H10,0xC4H10) dt=2000×(1+2×1×0.5)×0.8=3200 mol/s若侵犯了您的版权利益，敬请来信通知我们！Y http://.cno2C2H4+H2，dP=k[(δA+1)P0 P]=k(3P0 P)dtm（3）dpA1dP= dtδAdt2－9反应APS，( r1)=k1cA , ( r2)=k2cp，已知t=0时，cA=cA0 ，cp0=cS0=0, k1/k2=0.2。
5．流化床反应器设计5.1流化现象()床层高度空隙体积床层的空隙率L A t ==ε流态化分为两类： a ）散式流态化 b ）聚式流态化用Froude 数来区分散式和聚式流态化。
2mfrmf puF gd =rmf F <1 散式流态化 rmf F >1聚式流态化通常液固为散式流态化，气固为聚式流态化流化床内的非理想流动现象对气、固流化床，根据固体颗粒大小分为四种类型A ： A 类细颗粒20~100p d m μ= 31400p g kg m ρρ−−<⋅mb mf u u >mb u ：产生气泡的最小气速B ： B 类粗颗粒40~500p d m μ= 31400~4000p g kg m ρρ−−=⋅mb mf u u =C ： C 类过细颗粒20p d m μ< 不易流化D ： D 类过粗颗粒0.5p d mm > 只能进行喷动床操作为了保证比较均匀的流化状态，应使颗粒的大小分布在m μ45附近，因此处在B 区 5.2 起始（临界）流化条件()()1mf mf p g mf p gH ερρΔ=−−① 临界流化速度 mf u 空管中的流体流动22t H up f d ρΔ=固定床231t s d d εε=−s d ：等表面积球的直径 150 1.7511ems g em f R d u R ρμε=+⎛⎞=⎜⎟−⎝⎠()23150 1.75g mf p g emf s mfug R d ρρρε⎛⎞+=−⎜⎟⎜⎟⎝⎠()1s g mfemf mf d u R ρμε=−欲求，需先知mf u mf ε经验式()0.9491.80.887.910mf ppg u duρρ−−=×− SI② 气泡的形成和发展气泡气泡刚刚离开分布板时为球形，上升过程中，压力变化及固体的作用，形状变为帽形，并分为三个区域：⑴气泡 ⑵气泡晕 ⑶尾涡 固体在气泡的三部分区域中的含量分别为：尾涡处压力低，又紧接气泡的下部，固体颗粒集中于此； 气泡的周围形成气泡晕，其内也有一定量的固体颗粒; 气泡内基本无固体颗粒；除气泡周围有固体颗粒之外，还有固体悬浮在气相中，从而构成了气泡相和乳化相.乳化相内，固体均匀分布其中。
气泡相和乳化相之间有质量和热量的传递。
③ 流化床的操作气速由下式确定()1b mf u u u nf b =++b u ：气泡上升速率；b f ：气泡分率n: 床型系数(n>1) 对二维床 n=1 三维床 n=2 ④ 气泡直径随床高的变化 空床()20000.3760.14b mf b b p b mfd u u u d d h d u ρ=−⎛⎞=+⎜⎟⎜⎟⎝⎠为气泡离开分布板时的原始气泡直径。
0b d ：距分布板的高度h ：夹带气速0u 稳定存在的气泡最大直径max b d 2max10.711t b u d g ⎛⎞=⎜⎟⎝⎠t u ：空床气速具有上述特性的床型又称为鼓泡流化床，其中的乳化相为连续相，气泡相为分散相。
5.3 聚式流态化反应器的模型对散式流态化可以用拟均相模型来分析和建模，而对聚式流态化需要使用同时考虑气泡相和乳化相存在的两相模型。
Interstitial phaseBubble phase两相模型的一般假定：① 气泡相中不含有固体颗粒，故无化学反应② 乳化相中包含全部固体颗粒，化学反应发生在此相中 ③ 乳化相和气泡相间的传递是由气体穿流所致i b u u u =+(1)i b mf b u u u u nf =−=+A ）Davidson 和Harrison 模型（D-H 模型） 模型假定：① 通过乳化相的气体流量为起始流化条件下的流量i mf t Q u A =② 气泡大小均一③ 相间传递包括分子扩散和对流传递④ 乳化相的流动为活塞流或全混流，气泡相为活塞流()bi bi bi Ab Ai bi A bk s q Q C C K C v +=−=Δq ：对流传递项234mf b q u d π=bi Q ：单位气泡体积单位时间内气泡相和乳化相交换的气量 ()b V bi k ：分子扩散的传质系数1112440.975bi b k D d g −=bi s ：气泡的外表面积； bi K ：总括的传质系数1124544.5 5.85mfbi b bu D gK d d =+D ：分子扩散系数i i Ai r k C =气泡相和乳化相皆为活塞流时 乳化相()0Aiibi Ai Ab i Ai dC u K C C k C dl+−+= 上式为包含了相间传递的PFR 模型 气泡相()0Abbbi Ab Ai dC u K C C dl+−= 0l =000Ai A A A Ab A C C C C C C =⎧=⎨=⎩ 212112012111mf mf m H m H A A m Hu m Hu C m e m e C m m uxux −−⎡⎤⎛⎞⎛⎞=−−−⎢⎥⎜⎟⎜⎟−⎝⎠⎝⎠⎣⎦()()()()1221(2)4121m H χκχκκχββ⎡⎤+±+−−⎣⎦=− 1m 取“+”号根；取“-”号根2m 式中bi bK H u χ= 相间传递项H ：床高mfu u uβ−=bu uβ= 气泡分率mf b u u u =+i mfk H uκ=反应项mf H ：起始流化床高而当气泡相为活塞流时，乳化相为全混流时0Ai i dC u dl=乳化相的模型方程变为()bi Ai Ab i Ai K C C k C −=−解得011xAi xA C eC e ββκ−−−=−+ 同理()0xAb Ai A Ai C C C C e −=+−反应器出口浓度()1A Ab Ai C C C ββ=+−则()2011xxA xA e C e C e βββκ−−−−=+−+ κ→∞ 时，则 飞速反应i k →∞0xA A C e C β−= 0β→ 则 mf u u =，无气泡相，属散式流态化011A A C C κ=+ mf ii H k k uκτ==上式即为拟均相全混流的结果 χ可用下式计算相间传递项()()211151022011752100043214mfmfD g A H A u u A εχ⎧⎫⎡⎤⎛⎞⎪⎪⎢⎥⎪⎪⎜⎟⎢⎥=−⎨⎬⎜⎟⎢⎥⎜⎟⎪⎪+−⎝⎠⎢⎥⎪⎪⎣⎦⎩⎭0A 是分布板的特征参数孔数分布板面积=0A()()4335550025441 2.0mf mfmf mf mfmf u u A A H H H H H H gH ⎧⎫⎡⎤−⎛⎞⎛⎞⎪⎪⎢⎥=++−⎜⎟⎜⎟⎨⎬⎢⎥⎜⎟⎜⎟⎪⎪⎝⎠⎝⎠⎢⎥⎣⎦⎩⎭b ） kunii-Levenspiel 模型（K-L 模型）模型假定： ① 流化床中有气泡相，气泡晕相和乳化相Ab Ac Ai C C C →→定态下()()()bc Ab Ac ci Ac Ai bi Ab Ai k C C k C C k C C −=−=−② 通过乳化相的气体量等于起始流化状态下的气体量 ③ 气泡尺寸不变和D-H 模型不同的是增加了一个气泡晕相，及考虑气泡相中的化学反应 气泡以活塞流通过床层 气泡相()Ab b b r Ab bc Ab Ac f Ab dc u k c K c c k c dlν−=+−=气泡晕相()()bc Ab Ac c r Ac ci Ac Ai K c c k c K c c ν−=+−进入 反应 流出 乳化相()ci Ac Ai i r Ai K c c k c ν−=mfb bu u f u −=气泡分率B.C. 00Ab A l c c ==解方程求 Ab c ，Ac c ，Ai c1111f r b r r bc c ci i k k k k K K ννν⎛⎞⎜⎟⎜⎟⎜⎟=+⎜⎟++⎜⎟+⎜⎟⎝⎠0.001~0.01b ν≈1124454.55.85mf bc b bu D g K d d ⎛⎞⎛⎞⎜⎟=+⎜⎟⎜⎟⎝⎠⎜⎟⎝⎠1236.78mf b ci b Du K d ε⎛⎞=⎜⎟⎝⎠()120.71b b mf u gd u u =+−(1)(1)s mf b f f ε=−−mfb bu u f u −=1mf ε−：乳化相中的固体分率，此时尚未出现气泡。
1b f −：乳化相的分率()()床层总体积固体催化剂的分率=−−b mf f 11ε()()12310.711mf mf w c mf mf b p mf u V V g d ενεε⎡⎤⎢⎥⎢⎥=−+⎢⎥−−⎢⎥⎣⎦ 1i c b ννν++=1i c νν+≈由c ν可求出i ν，再将结果代入f k 的计算式，即可得到f kw bV V ：为尾涡体积与气泡体积之比 11~43w b V V = 计算出f k 之后，由Ab b f Ab dC u k C dl −= 0l = 0Ab A C C =当反应器为鼓泡流化床时，产物均由气泡带出，反应器出口处气泡浓度及为反应器出口浓度。
0exp f A A b k H C C u ⎛⎞=−⎜⎟⎝⎠而对实际的流化床，需根据各相浓度的加和，求出反应器的出口浓度。
A i Ai b Ab c Ac C C C C ννν=++C ）shell 模型该模型用于HCl 氧化2的流化床反应器设计，是在逐级放大的情况下得到的，其理论基础是Van Deemter （1967）提出的两相模到型。
Cl 假定： 气泡为活塞流运动气体穿流过密相区的量可以忽略。
气体在密相区的混合是以涡流扩散的方式进行。
气泡相 ()0Ab a Ab Ai dC N C C d ζ+−= PFR 乳化相 ()2210Ai a Ab Ai r Ai E d C N C C N C N d ζ−−+=其中 l H ζ= g a k H N u= 相间传质的无因次数群，表示相间传质单元数。
g k ：传质系数；u ：气速；H ：床高E iuHN f E = 乳化相的混合单元数i f ：床层中乳化相的分率 E ：混合系数r kHN u = 反应单元数 k ：密相区的有效反应单元数在Ф1.5m 的流化床中进行示踪得到：g N 和E N 分别为0.3和0.6；同样由停留时间分布得到，传质单元高度：0.250.251.06 2.51.8 3.5a H D H ⎛⎞⎛⎞=−−⎜⎟⎜⎟⎝⎠⎝⎠a aHN H =shell 模型和H-D 及K-L 模型相比，考虑了稀相区和密相区的存在，更符合实际，稀相区在流化床中是气固分离段。
实际上，流化床设计时，还应考虑分布器及其附近区域的反应和流动状态。
