化学反应工程 ppt课件

h)
试求乙酸转化率xA分别为0.5、0.9、0.99所需的反应时间。 已知乙酸与正丁醇的密度分别为960kg/m3和740kg/m3
解： CH 3COOH C4H9OH CH 3COOC 4H9 H2O
对1kmol A而言，投料情况是：
乙酸(A) 1kmol
60kg
60/960=0.0625m3
化学反应工程
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第3章 理想反应器
反应工程研究的内容：
反应
反应器：反应器的设计和开发
反应器开发的任务：
(1)根据化学反应的动力学特征来选择合适的反应器型式
(2)结合动力学和反应器两方面特性来确定操作方式和优 化设计
反应器的结构和尺寸有关
反应器内的传热性能
(3)根据给定的产量对反应器进行设计计算，确定反应器 的几何尺寸
零级反应：残余浓度随t直线下降 一级反应：残余浓度随t逐渐下降 二级反应：残余浓度随t慢慢下降
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【例3－1】以乙酸(A)和正丁醇(B)为原料在间歇反应器 中生产乙酸丁酯，操作温度为100℃，每批进料1kmol 的A和4.96kmol的B，已知反应速率
(rA )V
1.045
c
2 A
k
mol
/(m3
1 kc
1 ln
1 xAf
k 9.52109 exp( 7448.4 ) 0.92(h1) 273 50
t 1 ln 1 1.31h 0.92 1 0.7
则每批操作实际所需要的操作时间为：
t t 0 1.31 0.75 2.06h
反应终了时R的浓度为： CR 2C A0 xA 3.22kmol / m3
t cA0
xAf 0
dxA (rA )V

解:甲苯和氢气的摩尔比1:1,原料处理量为 甲苯和氢气的摩尔比1 2kmol/h FT0 = FH0 = 1kmol/h = 2.78 × 10 -4 kmol / s 故 0.5 1.5 反应任一时刻有 r = 1.5C T C H = 1.5C T
C T = C H = C T0 1 X) (
=0, 当xA0=0,T0为进口温度
T T0 = ∧x )
式3-27关联了绝热反应条件下,每一瞬间的反应 27关联了绝热反应条件下, 关联了绝热反应条件下 温度T与转化率x 之间的关系. 温度T与转化率xA之间的关系.
例:在直径为0.6m,长16m的管式反应器内,以溴化 在直径为0.6m, 16m的管式反应器内, 0.6m 的管式反应器内 四乙胺为催化剂,由环氧丙烷(PO) CO2合成碳酸 四乙胺为催化剂,由环氧丙烷(PO)和CO2合成碳酸 丙烯酯(PC).新鲜的环氧丙烷(PO),CO2进入 ).新鲜的环氧丙烷 ),CO2 丙烯酯(PC).新鲜的环氧丙烷(PO),CO2进入 管式反应器,碳酸丙烯酯(PC)则部分循环, 管式反应器,碳酸丙烯酯(PC)则部分循环,反应压 7MPa,进口温度411K CO2全部溶于PC-PO混合物 411K. 全部溶于PC 混合物, 力7MPa,进口温度411K.CO2全部溶于PC-PO混合物, 过程为均相平推流绝热反应 过程为均相平推流绝热反应
∑ Fi c p i dT K(T - Ta )dF rA ( r H)dVR = 0
1)等温过程 热量衡算方程简化为
K (T Ta )dF = ( r H )rA (dVR )
(3 18)
K (T Ta )dF = ( r H )rA (dVR )
(3 18)
V0C A0 dxA = rA dVR

N2
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理想吸附模型
多个物种的吸附平衡
CO + H2O = CO2 + H2

N2
v = 1/(1+ KCOpCO+ KH2OPH2O+KCO2PCO2+KH2pH2+KN2pN2) CO= KCO pCO /(1+ KCOpCO+ KH2OPH2O+KCO2PCO2+KH2pH2+KN2pN2) H2O= KH2O pH2O /(1+ KCOpCO+ KH2OPH2O+KCO2PCO2+KH2pH2+KN2pN2)
A A A B R B B
若表面反应为速率控制步骤，试推导异丙烯分解的速率 方程
补充作业
2. 在Ag催化剂上进行乙烯氧化反应
2C2 H 4 O2 2C2 H 4O ( A) ( B) ( R)
其反应步骤如下：
(1) A A (2) B2 2 2 B (3) A B R (4) R R

化学吸附

吸附力为共价键力 活化能与化学反应活化能相当 单分子结构
理想模型 （Langmuir 模型）
假设催化剂表面上有很多活性中心，这些活性中心的能 量都相同，并且活性中心在表面上均匀分布，气体吸附 的速率与其气相分压和未被占据的活性中心数成正比， 吸附的气体分子也有脱附的可能，脱附速率与活性中心 的吸附覆盖率成正比。这就是朗格缪尔理想吸附的基本 思想。




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H2= KH2 pH2 /(1+ KCOpCO+ KH2OPH2O+KCO2PCO2)

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按反应过程进行的条件分类（外部条件）
操作方式 温度条件
间歇反应 半连续反应 连续反应 等温反应 绝热反应 非绝热变温反应
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二、反应速率（均相反应）
1.定义:单位时间单位反应体积中所生成(或消 失)的某组分的摩尔数。 Ci＝ni/V
＝
……(a)
恒容时
式中 ri为体系中i组分的反应速率，ni为i组分 的摩尔数， V为反应体积, Ci 为i组分的浓 度。
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2、按反应器的结构型式分类(除图2-1 各种结构 型式的反应器外)
（1）管式反应器。长径比为40~2000。用于快速的气相 和液相反应，对有压力的反应尤为适用。其体积最小， 单位体积的传热面最大（如高压聚乙烯）。
（2）釜式反应器。长径比为2~3。化工生产中使用最广 泛，占80%~90%。适用于液相、液-液相、气-液相及 液-固相反应。釜式反应器 的适应性及操作弹性都很大 （如 PVC、PP、PE的聚合）。
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（3）塔式反应器。长径比为2~40。 如苯乙烯本体聚合、己内酰胺的缩聚
（4）硫化床反应器 反应器 传热好、温度均匀、易控 制。 (如聚丙烯反应器）
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3、按操作方式分类 （1）间歇反应器（分批式反应器）。采
用釜式反应器。间歇反应是不稳定过程。 操作灵活性和弹性大。
加入，其余物料连续加
入，或者将某种产物连
续取出。
A
C
2、非稳态操作。 t
0
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四、连续流动反应器内流体的两种理想型态（4. 按流 体流动及混合形式分类：）

3、简化模型的要求：
（1）不失真； （2）能满足应用的要求；
（3）能适应当前实验条件，以便进行模型鉴别和参数估值； （4）能适应现有计算机的能力；
4 、基础数学模型
1）化学动力学模型：排除传递过程因素后描述化学反应速
率、物料温度和浓度的数学关系。传统上是物理化学的 研究领域，侧重于研究反应机理；化学反应工程侧 重于 表达三者的数学关系，而直接加以应用。
（3）反应过程的优化：投资少、效率高、生产强度大、产 品质量好。 设计最佳化——反应器体积最小，投资少。 操作最佳化——管理、控制最佳化，最佳操作参数。
（4）反应器的工程放大： 对现成的生产工艺，进行生产规模放大； 新产品研发：小试——中试——扩大试验；
反应过程开发放大方法
• 逐级经验放大法
• 相似放大法
1 、化学工程发展史及化学反应工程学科的形成
• 化学工程学科体系的基本内容：
化学工程共同的现象，可概括为“三传一反”，即动 量传递、热量传递、质量传递及化学反应，其学科形成了 以传递过程及化学反应工程为核心的学科体系（包括化工 热力学、化工单元过程、分离工程、化工系统工程等）
过程工程
• 过程工程（process engineering)的概念是对“化学工程” 概念的拓展。化学工程学在发展过程中不断向科技新领域 渗透拓展，应用对象已经涵盖了所有与物质的物理、化学 加工过程相联系的工业部门，这个部门称为“过程工业” （process industry），包括石油炼制、化学工业、能源 工业、航空、军事、冶金、环保工业、建材、印染、生物 技术、医药、食品、造纸等工业部门。
2 、化学反应器
在这类设备中发生了化学反应，通过化学反应改变了物 料的化学性质。 化工生产过程是由物理过程和化学反应过程组成的。化 工设备分为“物理型”和化学反应器两大类。在化学反应器 中发生化学反应，由原料转换成产物，是化工生产的核心设 备。

二、气泡的速度和大小 1、气泡的速度计算 单个气泡的平均上升速度可取：
u 0 . 711 gd br b
2 ① u u u 0 . 711 gd b 0 mf b 1
1 2
在实际床层中，气泡成群上升，其上升速度有不同的计算公式：
cm gd ② u b s
⑴气泡云与气泡的体积比 C 3 3 3 3 R R C b u 2 u 3 u V R b r f f C 4 C 1 1 C 3 V R u u u u 3 b b r f b r f b R b 4 ⑵气泡晕与气泡的体积比 V V C w Vb 显然： C w


⑶气泡所占床层的体积分率
b
一般认为：大于u0的气体均形成气泡，总的气体流量等于气泡及乳 相中气体流量之和。
u u u 1 0 b b mf b b


L L u u f mf 0 mf 则： b L u u 1 f b mf
四、气泡中的粒子含量 定义： b
有研究者认为：当 u br u t 时，粒子就被气泡带上，并可能从其底部
进入气泡，而使气泡破裂。故当 ubr ut 时为稳定气泡，反之则不稳定。
最大气泡直径应在 u br u t 之时，计算如下：
u 1 t d bmax .711 0 g
但实验表明，气泡的破裂常是由于粒子从气泡顶部侵入所致，故本式 的立论值得商榷。 另一计算式子为：d 0 . 652 A u b max tu 0
u mf u 当 u 时，uf为乳相中的真实气速，气泡内外由于 br f mf
气体环流而形成的气泡云变得明显起来，其相对厚度对圆柱形床，可按 下式计算： 3

CSTR
5.6.3 轴向扩散模型
1 Pe
2 2
初始条件 边界条件
0, 1, 0 1
0
,0
1
Pe
0
1
0
5.6.3 轴向扩散模型
F ( ) 1 ePe / 2
8wn
n 1
sin
wn
exp Pe2
(Pe2 4wn 4Pe 4wn2
)
/(4Pe)
• 5.8 流动反应器中流体的混合
混合早晚的影响小结
反应类型
反应
一级反应 非一级反应
混合早晚的影响 无 有
通常微观混合混合程度对转化率的影响不大， 对慢反应可以不于考虑，对快反应则必须考虑。
5.8 流动反应器中流体的混合
反应动力学
反应器设计中 须考虑
反应器的流动模型
RTD
反应物的混合尺度+混合早晚
5.8 流动反应器中流体的混合
3) 混合早晚对化学反应的影响
cA0
PFR
c A1
cA2
CSTR
cA0
c
' A1
CSTR
PFR
c
' A2
5.8 流动反应器中流体的混合
混合早晚
E(t)
tp
0.5t
t
t
0, (t p )
E(t)
1
s
t p
e s
, (t
p
)
?
CA2 C'A2
见例题5.10
rA
kC
A
(CA1 CA2 ) / 2
cA1
cA2
微观流体Biblioteka 宏观流体r' A

单位时间内
单位时间内
单位时间内
环境传给反 反应所放出 反应器内热
应器的热量
的热量
量的累积量
UA(Tm-T) (-△Hr)(-rA)V
d (Cv TV )
dt
UA(Tm-T) + (-△Hr)(-rA)V =
d (Cv TV )
dt
符号说明：
U----总括传热系数（KJ/m2.h.℃）；
1 物料衡算 2 热量衡算 3 反应容积的计算 4 间歇反应器的最优操作时间
2021年3月18日星期四
间歇式完全混合反应器
2021年3月18日星期四
特点： 反应器内各处温度始终相等，无需考虑反应器内的热
量传递问题 所有物料具有相同的反应时间
优点： 操作灵活，易于适应不同操作条件与不同产品品种，
适用于小批量， 多品种，反应时间较长的产品生产 缺点：
2021年3月18日星期四
பைடு நூலகம்A VR
d VRcA
dt
VRcA nA nA0 1 xA
d VRcA
dt
nA0
dxA dt
rAVR
rA
nA0 VR
dxA dt
积分得：
t nA0
xA dxA 0 VR rA
cA0
xA 0
dxA rA
cA dcA
r cA0
A
——间歇完全混合反应器的设计方程
料，卸料及清洗等辅助操作时间为1h，反应在100℃
下等温操作，其反应速率方程如下：
2021年3月18日星期四
rA k1 cAcB cRcS K
100℃时：
k1 4.76104 l /mol min

床层宏观反应动力学
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第十五页，编辑于星期五：十四点 二分。
涓流床三相反应器
1、气、液并流向下通过固定床的流 体力学 (1)气，液稳定流动区——当气速较低 时，液体在颗粒表面形成滞流液膜， 气相为连续相， “涓流状”。气速增 加称为“喷射流”；
(2)过渡流动区——继续提高气体流速，床 层上部是喷射流，下部出现脉冲现象。
缺点——大型涓流床反应器低液速操作的液流径向分布不均匀， 局部过热，催化剂迅速失活。催化剂颗粒不能太小，而大颗粒催 化剂存在明显的内扩散影响；轴向温升，可能飞温。
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第六页，编辑于星期五：十四点 二分。
悬浮床气—液—固反应器
①机械搅拌悬浮式； ②淤浆床鼓泡反应器，以气体鼓泡搅拌； ③不带搅拌的气、液两相流体并流向上，而颗粒不带出床外 的三相流化床反应器； ④三相携带床反应器，不带搅拌的气、液两相流体并流向上， 而颗粒随液体带出床外的三相输送床反应器；
(3)二个反应相，第三个是惰性相：液相为惰性相的气—固催化 反应，液相作为传热介质，如一氧化碳催化加氢生成烃类、醇类、 醛类、酮类和酸类的混合物；气体为惰性相的液—固反应，气体 起搅拌作用，例如硫酸分解硫铁矿槽式反应釜内用空气搅拌。
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第二页，编辑于星期五：十四点 二分。
第三页，编辑于星期五：十四点 二分。
安静鼓泡区、湍流鼓泡区、栓塞流区。 上述流区间的过渡条件与液体特性、气体分布器的设计、 颗粒特性及床层尺寸等因素有关。
例如，对于高粘性的流体在很低的表观气速下可形成栓塞流。气
体分布器如采用微孔平均直径低于150um的素烧陶瓷板，当表 观气速达0.05一0.08m/s时，仍为安静鼓泡区，当多孔板孔径超 过1mm时，气泡分散区仅存在于很低的表观气速。