第七篇-化学反应工程PPT课件

-,1,第七章化学反应工程学,概述反应器内物料的停留时间分布均相反应器的计算均相反应过程优化和反应器选择气固相催化反应器,-,2,1概述,1化学反应工程学研究生产规模下的化学反应过程的一门新学科。2研究对象工业反应器,-,3,3基本内容化学反应宏观动力学，化学反应速度与各参数之间的定量关系；连续流动反应器内物料的返混作用与停留时间分布；化学反应器的热稳定性；反应过程的最优化；研究大规模化学反应的生产过程、设备特性的基本规律和各种参数间的相互关系。,-,4,4任务化学反应器的正确选型与合理设计；实验室数据的有效放大；反应过程的设计和控制最优化；改进和强化现有的技术与设备，降低能耗，提高经济效益。5方法数学模型法,-,5,6化学反应器的分类,-,6,7基本反应器,间歇操作搅拌釜式反应器特点：分批操作；所有物料的反应时间相同；反应物的浓度是时间的函数。连续操作管式反应器特点：连续进料；T、P、q一定时，反应器内任一截面的物料浓度不随时间变化；浓度沿管长变化；物料在反应器内的停留时间大致相等。,-,7,连续操作搅拌釜式反应器特点：连续进料；T、P、q一定时，反应器内的物料浓度不随时间变化；物料在釜内的停留时间不同。,-,8,多釜串联反应器特点：连续进料；T、P、q一定时，各反应器内的物料浓度不随时间变化；各釜间的物料浓度不同。,-,9,8反应器内物料的流动模型,全混流模型理想混合流动模型进入反应器的物料与反应器内原有的物料瞬间混合均匀（不同停留时间的物料微团之间的混合叫返混）完全返混；出口浓度等于釜内浓度；物料质点（微团）在反应器内的停留时间为0。（连续操作搅拌釜式反应器）,-,10,活塞流模型理想排挤流动模型（平推流）反应器内任一截面上无速度梯度；物料在反应器内的停留时间完全相同。（连续操作管式反应器）,-,11,非理想流动模型介于上两种理想模型之间a.轴向扩散模型活塞流+轴向扩散将对活塞流的偏离情况通过轴向扩散（轴向返混）速率来描述。费克定律：b.多级全混流模型（多釜串联流动模型）把实际流动情况偏离平推流或全混流的程度用串联的釜数N来表示。N1时为全混流，N时为活塞流。,-,12,2均相反应器及计算,1均相反应动力学,-,13,特点由于剧烈搅拌，反应器内物料浓度达到分子尺度上的均匀，且反应器内浓度处处相等，因而排除了物质传递对反应的影响；具有足够强的传热条件，温度始终相等，无需考虑器内的热量传递问题；物料同时加入并同时停止反应，所有物料具有相同的反应时间。,2间歇搅拌反应器(BatchStirredTankReactor-BSTR),-,14,优点操作灵活，适用于小批量、多品种、反应时间较长的产品生产-精细化工产品的生产缺点装料、卸料等辅助操作时间长，产品质量不稳定,-,15,单位时间物料衡算：物料进入量=物料引出量+物料的累积量+反应消耗的物料量反应消耗的物料量=-物料的累积量,等容过程，液相反应,基本方程：,-,16,简单一级反应：,简单二级反应：A+BR，（cA0=cB0）,反应器容积：,t-辅助时间;-装料系数,-,17,一般式,-,18,例7-1,在间歇搅拌釜式反应器中进行分解反应：AB+C，已知328K时k=0.00231s-1，反应物A的初始浓度为1.24kmol/m3，要求A的转化率达到90%，每批操作的辅助时间为30min，A的日处理量为14m3，装料系数为0.75，试求反应器的体积。,解：一级反应，,-,19,反应器体积：,-,20,例7-2,在间歇搅拌釜式反应器中进行某液相反应：A+BR+S，（-rA)=kCACB已知373K时k=0.24m3kmol-1min-1，反应物A的处理量为80kmolh-1，CA0=CB0=2.5kmolm-3，要求A的转化率达到80%，每批操作的辅助时间为30min，装料系数为0.75，试求反应器的体积。,解：二级反应，,-,21,反应器体积：,-,22,特点：连续进料；T、P、q一定时，反应器内任一截面的物料浓度不随时间变化；浓度沿管长变化；物料质点在反应器内的停留时间相等。,3平推流反应器-活塞流反应器(PistonFlowReactor-PFR),-,23,对单位时间dV微元体积的物料衡算：物料进入量=物料引出量+反应消耗的物料量qV0CA0(1-xA)=qV0CA01-(xA+dxA)+(-rA)dVR基本方程：,-,24,等温一级反应：,等温二级反应：A+BR，（cA0=cB0）,-,25,一般式,-,26,例7-3,在管反应器中进行分解反应：AB+C，已知328K时k=0.00231s-1，反应物A的初始浓度为1.24kmol/m3，要求A的转化率达到90%，A的日处理量为14m3，试求反应器的体积。,解：一级反应，,反应器体积：,-,27,例7-4,在管反应器中进行某液相反应：A+BR+S，（-rA)=kCACB已知373K时k=0.24m3kmol-1min-1，反应物A的处理量为80kmolh-1，CA0=CB0=2.5kmolm-3，要求A的转化率达到80%，试求反应器的体积。,解：二级反应，,反应器体积：,-,28,特点：连续进料；T、P、q一定时，反应器内的物料浓度不随时间变化；反应器内物料的参数处处相等，且等于出口物料的参数；物料在釜内的停留时间不同。,4连续操作釜式反应器-全混流反应器(ContinuousStirredTankReactor-CSTR),-,29,单位时间物料衡算：物料进入量=物料引出量+反应消耗的物料量qV0CA0=qV0CA+(-rA)VR,基本方程：,-,30,简单一级反应：,简单二级反应：A+BR，（cA0=cB0）,-,31,一般式,-,32,例7-5,在连续操作釜式反应器中进行分解反应：AB+C，已知328K时k=0.00231s-1，反应物A的初始浓度为1.24kmol/m3，要求A的转化率达到90%，A的日处理量为14m3，试求反应器的体积。,解：一级反应，,反应器体积：,-,33,例7-6,在连续操作釜式反应器中进行某液相反应：A+BR+S，（-rA)=kCACB已知373K时k=0.24m3kmol-1min-1，反应物A的处理量为80kmolh-1，CA0=CB0=2.5kmolm-3，要求A的转化率达到80%，试求反应器的体积。,解：二级反应，,反应器体积：,-,34,特点：连续进料；T、P、q一定时，各反应器内的物料浓度不随时间变化；各反应器内物料的参数处处相等，且等于出口物料的参数；各釜间的物料浓度不同，前一级反应器出口的物料浓度为后一级反应器的入口浓度。,5多釜串联反应器(multiplemixedflowreactors-MMFR),-,35,对第i釜进行物料衡算（单位时间）：物料进入量=物料引出量+反应消耗的物料量qV,0CA,i-1=qV,0CA,i+(-rA,i)VR,iqV,0CA,0(1-xA,i-1)=qV,0CA,0(1-xA,i)+(-rA,i)VR,iVR,i/qV,0=CA,0(xA,i-xA,i-1)/(-rA),-,36,基本方程：,-,37,代数法求VR,i、N、xA,N、cA,N：,（各釜有效容积相等的等容反应）,简单一级反应：,第一釜为：第二釜为：第i釜为：,-,38,转化率：,第N釜为：,-,39,图解法：,用已知动力学数据作(-rA）对xA的曲线MN；在xA轴上标出要求达到的最终转化率；由xA,00自原点出发作斜率为cA,0/的直线与曲线MN相交于R1，由R1引垂线于xA轴相交于O1，对应于O1的转化率xA1，。,-,40,例7-7,在二釜串联反应器中进行分解反应：AB+C，已知328K时k=0.00231s-1，反应物A的初始浓度为1.24kmol/m3，要求A的转化率达到90%，A的日处理量为14m3，试求反应器的体积。,解：一级反应，,反应器体积：,-,41,对三釜串联反应器：,反应器体积：,-,42,3均相反应过程优化和反应器选择,1以生产强度为优化目标生产强度：单位容积反应器的生产能力。例：分解反应AB+C，在328K时k=0.00231s-1，反应物A的初始浓度为1.24kmol/m3，求A的转化率达到90%，A的日处理量为14m3，反应器的容积。,-,43,二级反应：,-,44,讨论,相同情况下有效容积的关系为（间歇釜的辅助时间与反应时间相比很小时：活塞流间歇釜a2，b1b2时，提高cB浓度，降低cA浓度。,-,50,E1E2：升高温度有利于提高反应选择性；E1k2，则提高单程转化率；若k10,t=0;c=c0,l0;C=c0,l=-,t0,-,69,方差：,对同一连续操作的反应系统，物料在反应器内的流动状况可用多级全混流模型表示，也可用轴向扩散模型表示：,（返混稍大的闭式系统）,-,70,5气固相催化反应器,1气固相催化反应过程机理反应物从气流主体向催化剂外表面扩散外扩散反应物从催化剂外表面向催化剂内表面扩散内扩散反应物在催化剂表面被吸附吸附过程反应物在催化剂表面进行反应表面反应过程生成物由催化剂内表面脱附脱附过程反应物从催化剂内表面向催化剂外表面扩散内扩散反应物从催化剂外表面向气流主体扩散外扩散,-,71,2）外扩散过程反应速率：,ks和k颗粒表面温度和气流主体温度下的速率常数，等温时，ks=k；cAs在催化剂颗粒表面上的浓度；Vp固体颗粒体积。,外扩散过程,反应速率：,-,72,kg以Vp为基准的气相传质系数，ms-1；kg=kg/RT；Se颗粒比表面积，m2m-3；-催化剂颗粒的形状系数，圆球为1，圆柱体为0.91，不规则颗粒为0.90；cA,g，cA,S气流主体、催化剂颗粒表面浓度，molm-3；pA,g，pA,S气流主体、催化剂颗粒表面分压，Pa。,反应物A由气相主体向颗粒表面扩散的传质速率为：,-,73,内扩散过程,容积扩散：以分子间的碰撞为阻力。微孔直径远大于气体分子运动的平均自由路径。容积扩散系数与绝对温度的1.75次方呈正比，与压力呈反比。压力大于1107Pa或常压下微孔半径大于10-7m的扩散为容积扩散。诺森扩散：以分子与孔壁之间的碰撞为阻力。微孔直径小于气体分子运动的平均自由路径。诺森扩散系数与微孔半径及绝对温度的0.5次方呈正比，与压力无关。多数工业催化剂的微孔半径在10-7m以下，为诺森扩散。,-,74,内表面利用率：,N1：等温条件下催化剂颗粒内单位时间的实际反应量；N2：按颗粒外表面上反应组分浓度及催化剂颗粒内表面计算的理论反应量。工业催化剂颗粒的一般在0.2-0.8之间。值接近或等于1时，反应为动力学控制，远小于1，为内扩散控制。,-,75,气固相催化反应宏观动力学模型,稳态下，各过程的速率相等，宏观反应速率等于任一过程的速率。,对一级不可逆反应：,；,解出cA,s,得：,-,76,：表示外扩散阻力；,：表示内扩散阻力。,：外扩散控制；,：1，内扩散控制；=1，动力学控制。,-,77,2固定床催化反应器,绝热式反应器：,-,78,对外换热列管换热器非绝热自热式列管反应器,-,79,3固体流态化和流化床反应器,AB段：床层固定，流速增，压强降增；BC段：床层松动，压强降增加缓慢；CE段：孔隙率增加较快，压强降减小；EF段：流态化，压强降不变；FH段：流速大于颗粒沉降速度，颗粒被带出，压强降下降；ED段：形成流态化后降低流速，流速与压强降的关系，D点为临界流化速度。,-,80,散式流态化：液固系统，颗粒在床层处于均匀分布状态。聚式流态化：气固系统，又称“鼓泡流化床”或“沸腾床”。,-,81,流化床反应器,-,82,4反应器操作温度最佳化,最佳温度和平衡温度对不可逆简单反应，以提高反应速率为优化目标，而反应速率随温度的升高而增大，故在设备、催化剂、反应物和产物的性质、生产成本允许的情况下，提高反应温度。不存在最佳温度。可逆简单反应必须考虑温度对反应速率和化学平衡的影响。以一级反应为例讨论：,-,83,平衡常数：,对吸热反应：Hr为正，dlnK/dT0,K随T的升高而增大；对放热反应：Hr为负，dlnK/dT0,K随T的升高而减小，对可逆放热反应，综合考虑温度对反应速率和平衡常数的影响，在不同的反应转化率下，应该存在不同的最佳反应温度最佳温度序列。当反应过程处于最佳反应温度，可保证反应在最高的反应速率下进行，达到最高转化率。,-,84,温度恒定时，转化率的变化对反应速率的影响：CA01molm-3,转化率恒定时，反应温度的变化对反应速率的影响：,一级可逆放热反应最佳温度计算式：,-,85,平衡温度Te：（平衡时（rA）0）,-,86,5反应器的热稳定性,反应器热稳定性判断,线1：固定床催化反应生成热Q随温度T的变化关系生热曲线；线2：散热量与温度的关系，散热与温差成正比，是直线去热曲线；两曲线相交于A，B，C三点（热平衡点）。,A点：生热曲线效率大于散热曲线，反应温度稍偏高，引起温升，直到C点为止不稳定热平衡点；B、C点：生热曲线效率小于去热曲线，温度波动使生成热增加，由于散热速率大，又回到原处稳定热平衡点。,-,87,化学反应的生热曲线,一级不逆放热反应：,1，2不可逆一级反应在搅拌釜中的生