第六章 制药反应设备

1、第六章 制药反应设备6.1.反应器基础6.2.釜式反应器的工艺计算6.3.管式反应器的工艺计算6.4.反应器形式和操作方式选择6.5 .搅拌器6.6.气固相催化反应器6.7.反应器中的混合及对反应的影响6.1反应器基础v 反应是整个生产工艺过程的核心，反应器是反应过程的核心设备。制药工程设计从反应器开始，Smith等人提出设计的洋葱模型。v 反应器使原料转化为产品；v 分离循环分离原料产品和副产品组成的混合物；v 上两步设计决定设计过程的冷、热负荷。故进而作换热网络设计v 过程热量回收不能满足的冷、热负荷决定公用工程用量，因而第四步是公用工程设计。v 上循环对制药过程设计也适用，但产品精制、烘

2、干和包装过程必须满足GMP,故换热网络设计同时，必须设计形成环境净化的空调系统。v 设计遵循洋葱模型，但极少有一次全过程设计即得成功的全过程设计的。多数情况下设计顺序是双向的，因为做出内层设计决策的依据是不完整的，当把较多的细节考虑至设计中时，外层会出现一个比较完整的设计轮廓，此时设计决策可能需要改变，因此必须返回内层，如此反复进行。v 6.1.1反应器类型v 反应器的类型很多，特点不一，可按不同的方式进行分类。1、按结构分类2、反应器按相态分类3.按操作方式分类：v 间歇式v 半间歇式v 连续式反应器 v 4.按操作温度分类v 等温和非等温反应器 v 5.按流动状况分类v 理想流动反应器和非

3、理想流动反应器6.1.2反应器操作方式v 1、间歇操作 v 间歇操作的特点是将原料一次加入反应器，达到规定的反应程度后卸出全部物料。然后进入下一个操作循环。间歇釜式反应器及其浓度变化v 间歇反应过程是非稳态过程，反应器内物料的组成随时间而变化。v 器内反应物和产物的浓度随时间的变化关系如图所示。v 对不可逆反应，随着的增加，反应物A的浓度将由开始时的CA0逐渐降至零;v 对可逆反应随的增加而降至其平衡浓度；v 对单一反应A®R(产物) ，R的浓度随反应时间的增加而增大；v 连串反应A®R(产物)®S，产物R的浓度先随的增加而增大，达一极大值后又随的增加而减小。釜式

4、反应器2、连续操作v 反应原料连续地输入反应器，反应产物也从反应器连续流出。v 连续操作多属于稳态操作，器内任一位置上的反应物浓度、温度、压力、反应速度等参数均不随时间而变化。v （1）管式反应器v 多个化学反应，产物R的浓度变化同间歇反应器。（2）全混流釜式反应器(CSTR)v 器内各处浓度相同且等于出口浓度，且不随时间而变， 连续操作具有生产能力大、产品质量稳定、易实现机械化和自动化等优点，大规模工业生产的反应器多采用连续操作v 3、半连续操作v 原料或产物中有一种或一种以上的为连续输入或输出，而其余的(至少一种)为分批加入或卸出的操作。v 器内的物料组成既随时间而变化,又随位置而变化。v

5、 釜式、管式、塔式以及固定床反应器等都有采用半连续方式操作的。6.1.3反应器计算基本方程式v 反应器计算所应用的基本方程式:v 反应动力学方程式v 物料衡算式v 热量衡算式。v 过程P较大，并影响到rA时，还要用动量衡算式。 1、反应动力学方程式v 对于均相反应反应速度可用单位时间、单位体积的反应物料中某一组分摩尔数的变化量来表示，等容过程v A为反应物，取负号。等容过程反应A®R为n级不可逆反应，则反应动力学方程式为式中k反应速度常数，kmol1-n×m3(n-1)×h-1；n反应级数。气相反应v 如果反应气体可视为理想气体，则kp和k的关系为用不同组分表示化

6、学反应速度，其值与相应化学计量系数有关 v 组分A、B、M、N表示的反应速度与组分的化学计量系数，有下列关系：2、物料衡算式v 对单一化学反应，列出一反应物的物料衡算式，其余反应物和产物的量都可通过化学计量关系来确定。 v 由于反应器内参数随或空间而变，ri也随之变化，故选取微元体积dVR和微元时间dt作为物料衡算的空间基准和时间基准。3、热量衡算式在微元时间dt内对微元体积dVR进行热量衡算得 在dt内，dVR中因反应产生的化学变化热为v 反应器计算即联立求解物料衡算式、热量衡算式和反应动力学方程式。v 等温过程，T不随时间和空间而改变，故仅需联立求解物料衡算式和反应动力学方程式。 v 物料

7、的流动混合状况影响反应器内的C和T分布，考虑流动混合状况（理想反应器，非理想流动反应器）。6.1.4 理想反应器v 理想反应器是指流体的流动处于理想状况的反应器。对于流体混合，有理想混合和理想置换两种极端情况。1、理想混合反应器v 理想混合的特征是物料达到完全混合，浓度、温度和反应速度处处相等。v 生产中，搅拌良好的釜式反应器可近似看成理想混合反应器。 v 连续操作（CSTR）时，反应器内物料的组成和温度既与位置无关，又不随时间而变，且与出口的浓度和温度相同。v 半连续或间歇操作（BSTR）时，反应器内物料的组成、温度等参数仅随时间而变，与位置无关。2、理想置换反应器（PFR）v 理想置换的特

8、征 在与流动方向垂直的截面上，各点的流速和流向完全相同，称为“活塞流”或“平推流”。v 在与流动方向垂直的截面上，流体的浓度和温度处处相等，不随时间而变；v 而沿流动方向，流体的浓度和温度不断改变。所有的流体质点在反应器内的停留时间相同。v 生产中,细长型的管式反应器可近似看成理想置换反应器。3、理想反应器内反应物及产物的浓度变化6.2釜式反应器的工艺计算v 6.2.1.釜式反应器的结构、特点及应用v 1、结构v 由釜体、上封头、搅拌器等部件而制成。v 罐体内壁可内衬耐腐蚀材料。v 为控温，常设有夹套，内部也可安装蛇管。2、特点及其应用v 釜式反应器结构简单、加工方便；v 釜内设有搅拌装置,釜

9、外常设传热夹套,传质和传热效率均较高;v 若搅拌良好, 可近似看成理想混合反应器,釜内浓度、温度均一,化学反应速度处处相等;v 间歇过程所有物料具有相同的反应时间；v 操作灵活,适应性强,便于控制和改变反应条件,尤其适用于小批量、多品种、反应时间较长生产。v 缺点：装料、卸料等辅助操作时间长，产品质量不稳定v 釜式反应器的技术参数已实现标准化，搪玻璃釜式反应器的主要技术参数见附录六。6.2.2间歇釜式反应器的工艺计算v 1、反应时间的计算v 搅拌良好可视为理想混合反应器(BSTR)，物料衡算有下特点：v (1)由于反应器内浓度、温度均一，不随位置而变，故可对整个反应器有效容积(反应体积)进行物

10、料衡算。v (2)由于间歇操作，对反应物A上式对等温、非等温、等容和变容过程均适用。等容过程v 上式表明，达到一定xA所需要的仅与反应物的CA0和化学rA有关，而与物料的处理量无关。v 若能保证放大后的装置在搅拌和传热两方面均与提供试验数据的装置完全相同，就可实现高倍数的放大。零级反应等温过程，k为常数一级反应，等温等容过程v 二级反应，等温等容过程2、反应器总容积的计算v （1）有效容积v 实际操作时间=反应时间() + 辅助时间 ()v 反应体积VR是指反应物料在反应器中所占的体积 （2）总容积VT装料系数j一般为0.40.85。不起泡、不沸腾的物料，j可取0.70.85；起泡或沸腾的物料

11、，j可取0.40.6。装料系数的选择还应考虑搅拌器和换热器的体积。 例61在搅拌良好的间歇釜式反应器中，用乙酸和丁醇生产醋酸丁酯，反应式为v 当丁醇过量时，反应动力学方程式为v 式中CA为乙酸浓度，kmol×m-3。已知反应速度常数k为1.04m3×kmol-1×h-1，投料摩尔比为乙酸：丁醇=1：4.97，反应前后物料的密度为750kg×m-3，乙酸、丁醇及醋酸丁酯的分子量分别为60、74和116。若每天生产3000kg乙酸丁酯(不考虑分离过程损失)，乙酸的转化率为50%，每批辅助操作时间为0.5h，装料系数j为0.7，试计算所需反应器的有效容积和总容

12、积。解：(1) 计算反应时间 因为是二级反应，故(2) 计算所需反应器的有效容积VR每天生产3000kg乙酸丁酯，则每小时乙酸用量为(3) 计算所需反应器的总容积VTv 前已求得反应器的有效容积为1.29m33、反应器的台数N及单釜容积VTS的确定v (1) 已知VTS，求N v 对于给定的处理量，每天需操作的总批数为 每天每台反应器可操作的批数为v 则完成给定生产任务所需的反应器台数为(2) 已知N，求VTSv (3) N及VTS均为未知，求N和VTSv 先假设VTS（或N），然后计算出N或（VTS）值。常先假设几个不同的N值求出相应的反应釜容积VTS，然后再根据工艺要求及厂房等具体情况，确

13、定一组适宜的N和VTS值作为设计值。4、釜式反应器主要工艺尺寸的确定v 由工艺计算求出反应器的单釜容积VTS后，求出反应器直径的计算值,按筒体规格圆整后即得反应器直径的设计值。然后按H=1.2D求出反应器的高度H，并检验装料系数是否合适。v 壁厚可通过强度计算确定，法兰、手孔、视镜等附件可根据工艺条件从相应的标准中选取。5、讨论：（1）间歇反应器中的单反应k增大(温度升高）减少反应体积减小补充：（2）复合反应：必须用两个以上的化学计量式方能确定反应在反应时的变化关系v 例题在等温间歇釜式反应器中进行下列液相反应v 对于液相反应，可视为恒容系统由式（6-20)得v 代入CA0=2kmol/m3，

14、=2h得：v 实际上等温操作是很难实现的，只有当反应物料中反应物浓度很小，反应速率很慢且反应热效应又不大的情况下才接近等温操作。而且大多数情况下（除非热敏性的反应物料）也不必要求等温操作。更多的情况是要求合理的温度序列最有利于反应的进行，或有利于改善反应的产物分布。6、分批式操作的优化分析v 分批式操作的过程中随反应物转化率的提高，反应速率下降，反应效率下降，故存在什么转化率下停止反应最为有利的问题。可有两种目标来进行优化：也可写成用转化率表示的形式，若有v 将式（3）和（4）代入（1）式得：v 分母项为产物R的质量，上式对求导并令其等于零即得：6.2.3.连续釜式反应器的工艺计算v 搅拌良好

15、的连续釜式反应器可视为理想混合反应器(CSTR)。新鲜物料与存留在反应器中的物料瞬间达到完全混合。v 特点：所有空间位置的物料参数都等于出口处的物料性质，物料质点在反应器中的停留时间参差不齐，形成一个停留时间分布。v 连续釜式反应器的操作稳定时，釜内物料的温度和组成不随时间而变化，属于稳态操作过程。反应器内浓度变化情况v 釜式反应器采用单釜连续操作时，釜内CA与出口物料的CAf相同，rA较慢，这是单釜连续操作的缺点。v 采用多釜串联连续操作, 代替一台有效容积为VR的连续釜式反应器。平均rA较单釜的要快，若两者的有效容积相同，多釜串联处理量增加；若处理量相同，则多釜串联总有效容积可以减小多釜串

16、联操作反应器内的浓度变化v 串联的釜数越多，各釜反应物浓度的变化就愈接近于理想管式反应器，当釜数为无穷多时，各釜反应物浓度的变化与管式反应器内的完全相同。v 但是，当串联的釜数超过某一极限后，因釜数增加而引起的设备投资和操作费用的增加，将超过因反应器容积减少而节省的费用。v 多釜串联连续操作时，釜数一般4台。单釜连续操作用于自催化反应v 间歇釜式反应器或管式反应器进行自催化反应时，CA要经历一个由大变小的过程,相应地,rA要经历一个由小变大、再由大变小的过程。采用单釜连续操作,可使釜内的CA始终维持在最大rA所对应的CA值,从而可大大提高反应器的生产能力或减小反应器的容积。v 物料衡算具有如下

17、特点： v (1)反应器内温度均一，为等温反应器。故计算反应器容积时,只需进行物料衡算。v (2)反应器内浓度均一，不随时间而变，故可对反应器的有效容积和任意时间间隔进行物料衡算。v (3)物料衡算式中的积累量为零。 v (4)反应速度可按出口处的浓度和温度计算。反应器内平均停留时间全混流反应器的图解积分(对比右图的BSTR图解积分)对于零级等容反应v 对于一级等容反应，例6-2 用连续操作釜式反应器生产乙酸丁酯，反应条件和产量同例6-1，试计算所需VR。v 解：因为是二级反应，2、多釜串联连续操作v 串联连续操作的各釜仍具有单釜连续操作反应器所具有的特点。v 作如下假设： v (1)釜间不存

18、在混合。 v (2)对于液相反应，因反应和温度改变而引起的密度变化可忽略不计。 Vh=Vh1=Vh2= ××× =VhN 在第i釜中对反应物A进行物料衡算得式中 FAi-1、FAi进入和离开第i釜的反应物A的千摩尔流量，kmol×s-1；VRi第i釜的有效容积，m3。将FAi-1=FA0(1-xAi-1)及FAi=FA0(1-xAi)代入上式整理得 v 在多釜串联连续操作中,利用上两式,并结合反应动力学方程式进行逐釜计算,即可计算出达到规定转化率所需的反应釜数、各釜容积和相应的转化率。对于一级反应， 若各釜等温等容v 对于零级反应，若各釜等温等

19、容二级反应，各釜等温等容v 由于浓度不能为负值，故弃去负根，则v 对于一级反应选择两个体积相同的釜串联，可使总体积最小；若多釜串联，则选择各釜体积相同，可使总体积最小。v 对于级反应，为使反应总体积最小；v 若>1，小釜在前，大釜在后；v 若=1，各釜体积相同；v 若0<<1，大釜在前，小釜在后；v 若=0，反应速度与反应物浓度无关，串联已无必要；v 若<0，单釜操作优于多釜串联，串联已成多此一举。例6-3 用二釜串联连续操作反应器生产乙酸丁酯，第一釜乙酸的转化率为33%，第二釜的转化率为50%，反应条件和产量同例6-1，试计算各反应器所需的VR。v 解：(1) 第一台

20、反应器 因为是二级反应，(2) 第二台反应器 由式(6-49)得v 两釜串联连续操作的反应器的总有效容积为6.2.4.搅拌釜式反应器的传热v 1.搅拌釜式反应器的传热元件夹套类型示意图(2)内构件v 为强化某些大型釜式反应器的传热，其搅拌器内常常通入热载体盘管和直管直管型传热内件的三种变形2、搅拌釜式反应器传热计算 上式仅适用于釜壁为传热面的情况，当传热元件为圆管时，需考虑K是基于那个壁面。几种情况下传热计算1）两侧均为恒温时（2）间歇操作v 1）夹套为恒温，被搅液进出口温度不同时v 被搅液在时间内由初温t1变到终温t2。v 前式推导过程：2）当热载体在夹套进出口温差较大时（3）若传递过程中K

21、有明显变化v 把被搅液的整个温度范围分割成许多小区间，假定在各个小区间K是恒定的，然后对的小区间逐一计算。6.3管式反应器的工艺计算v 6.3.1.管式反应器的结构、特点及应用v 6.3.2.管式反应器设计基础方程式 v 6.3.3.液相管式反应器的工艺计算v 6.3.4.气相管式反应器的工艺计算 6.3.1管式反应器的结构、特点及应用v 1、管式反应器结构v 2、管式反应器特点v 结构简单，易于制造和检修，金属管子能用于加压反应。特别适用于热效应较大的反应。为连续操作反应器，生产能力大，易实现自控。v 3、管式反应器的应用v 管式反应器可用于气相、均液相、非均液相、气液相、气固相、固相等反应

22、。6.3.2.管式反应器设计基础方程式 v 特点： 细长型的管式反应器可近似看成理想置换反应器（平推流反应器） 连续定态下，各个截面上的各种参数只是位置的函数，不随时间而变化； 径向速度均匀，径向也不存在浓度分布； 反应物料具有相同的停留时间。稳态操作时，物料衡算具有如下特点v (1)物料组成、温度和反应速度不随时间而变化，故可对任意时间间隔进行物料衡算。v (2)物料组成、温度和反应速度沿流动方向而变，故应取微元管长进行物料衡算。 v (3)物料在反应器中的积累量为零。积分可得6.3.3.液相管式反应器的工艺计算v 1、等温液相管式反应器（等容过程）v (1) 反应器容积的计算v 零级反应一

23、级反应二级反应例6-4 用管式反应器生产乙酸丁酯，反应条件和产量同例6-1，试计算所需反应器的容积。v 解：二级反应，由例6-1可知：Vh1.23m3×h-1，v CA0=1.75 kmol×m-3，k=1.04 m3×kmol-1×h-1，xAf=0.5。 反应器有效容积的比较(2) 管径与管长的计算v 具体步骤如下： v 规定物料在管内流动的雷诺数Re，以保证具有良好的传热和传质条件。v 确定管径d例6-5 在连续管式反应器中，用邻硝基氯苯氨化生产邻硝基苯胺v 式中A¡ª邻硝基氯苯，B¡ª氨水。CA、CB的单位

24、：kmol×m-3；k=1.188m3×kmol-1×h-1。进料量：氨水0.48m3×h-1,浓度35%,rB=881kg×m-3;邻硝基氯苯0.08m3×h-1,浓度99%,rA=1350kg×m-3。A和B的分子量分别为157.6和17,反应物料m为0.15´10-3Pa×s。拟采用f32´8mm的管子,xA=98%,试计算L。解：(1) 计算tC由题知：(2) 计算管长L(3) 校核Re与流动模型相关的重要概念v 年龄v 反应物料质点从进入反应器算起已经停留的时间；是对仍留在反应器中的物

25、料质点而言的。v 寿命v 反应物料质点从进入反应器到离开反应器的时间；是对已经离开反应器的物料质点而言的。v 返混：v 又称逆向返混，不同年龄的质点之间的混合。v 是时间概念上的混合反应器特性分析 流动模型概述 BSTR PFR CSTR1投料 一次加料(起始) 连续加料(入口) 连续加料(入口)2年龄 年龄相同(某时) 年龄相同(某处) 年龄不同3寿命 寿命相同(中止) 寿命相同(出口) 寿命不同(出口)4返混 无返混 无返混 返混极大2、变温液相管式反应器稳态操作时,热量衡算具有下特点：v (1) 物料组成、温度和反应速度均不随时间而变化，故可取任意时间间隔进行热量衡算。v (2) 物料组

26、成、温度和反应速度沿流动方向而变，故应取微元管长进行热量衡算。v (3) 反应器中没有热量的积累。 v 为简化推导过程，还作如下假设：v (1) 反应过程中的物理变化热可忽略不计。v (2) 反应体系中无相变过程发生。对如下微元作热量衡算v 取0 为热量衡算的基准温度Q2的计算式为dVR内绝热管式反应器容积的计算v 过程的焓变仅取决于过程的始态和终态，而与过程的途径无关。v 设计如下途径完成绝热反应过程。反应所放出的热量全部用于物料升温（H0），则绝热过程中T与x成线性关系。例如，变温等容一级反应代入下式积分可求达规定转化率时所需管式反应器VR6.3.4.气相管式反应器的工艺计算v 气相反应，

27、恒T恒P，若n0，应按变容过程处理。 v 膨胀因子为每转化1mol某反应物所引起的反应体系内物质摩尔量的改变量。一变容过程，进料中A的摩尔分率为当转化率为xA时，反应体系中物料的总摩尔流量为 若气体可视为理气，且流动P可以忽略，则Vt为v CA与xA的关系为等容过程，eA=0，得v 对于气相非等容过程，将CA或PA与xA关系式代入反应动力学方程式，再利用式(6-52)，即可求出达到规定xA所需管式反应器的VR。 例6-6在管式反应器中进行2,5-二氢呋喃的气相裂解反应,反应动力学方程式为 rA=kCA。式中CA为2,5-二氢呋喃的浓度，kmol×m-3。已知反应在恒温恒压下进行,反应

28、动力学常数k=3h-1,eA=1;2,5-二氢呋喃的进料体积流量为0.3m3×h-1,其中含2,5-二氢呋喃80%(体积比),其余为惰性气体。若要求2,5-二氢呋喃的转化率为75%,试计算所需反应器的容积。v 解：6.4反应器型式和操作方式选择v 反应器型式和操作方式选择应结合反应特点，从生产能力、反应选择性等方面，对不同型式的反应器进行认真的分析和比较，以确定适宜的反应器型式和操作方式。6.4.1.简单反应v 简单反应可用一个反应方程式和一个反应动力学方程式来描述的那些反应。v 反应器性能的比较可归结为生产能力的比较。或获得相同的产物量，所需反应器容积的比较。v 1、间歇釜式反应器

29、与管式反应器v 两种反应器容积的定量比较，可用容积效率来描述2、间歇釜式反应器与连续釜式反应器v 一级反应 当h=1时,两种反应器所需的有效容积相同，´应满足下列关系例6-7 某一级反应的反应速度常数k为40h-1，规定的转化率xAf为95%，试分别按以下条件比较采用间歇釜式反应器和单釜连续操作反应器所需有效容积的大小。(1) 忽略间歇釜式反应器的辅助操作时间；(2) 每批辅助操作时间为0.4h；(3) 每批辅助操作时间为1h。v 解:(1)由k=40h-1,xAf=0.95,t'=0得 (3) 由k=40h-1,xAf=0.95,t¢=1h得v 3、连续釜式反应器

30、与管式反应器v 零级反应一级反应v 二级反应图6-17 连续釜式反应器与管式反应器的hv (1)零级反应的h=1,且与xA无关。v (2) xA一定时,n越高,h就越小,即(VR)C>>(VR)P。v (3)除零级反应外,其它各级反应的h<1,且当反应级数一定时,xA越高,h就越小,即(VR)C比(VR)P大得越多。4、多釜串联反应器与管式反应器v 一级反应，N个等温等容釜串联，单釜中停留时间(1) 对于零级反应，单台连续釜式反应器所需VR与管式反应器的相同。但釜式反应器存在装料系数，故实际容积有所增大。间歇釜式反应器既存在装料系数，又存在辅助操作时间，故所需的容积较大。(2

31、) n越高或xA越高，单台连续釜式反应器所需VR越大，此时宜采用管式反应器。(3) 对H很大的反应，从利于传热看，宜采用管式反应器。若要控温方便，宜采用间歇釜式反应器或多釜串联反应器。(4) 采用多釜串联反应器时，随釜数的增加而增大，但增大的速度渐趋缓慢。因此,串联的釜数一般4。(5) 对于r较慢，且要求xA较高的液相反应，宜采用间歇釜式反应器。(6) 对于r较快的气相或液相反应，宜采用管式反应器。(7) 对于n较低，且要求xA不高的液相反应以及自催化反应，宜采用单台连续釜式反应器。6.4.2.复杂反应v 复杂反应要用多个化学反应方程式和多个反应动力学方程式来描述。v 复杂反应的产物中，既有目

32、标产物，又有副产物。在选择反应器型式和操作方法时，首要考虑的是反应选择性。6.4.2.1.平行反应（一）仅一个反应物的平行反应1. 浓度效应 平行反应，提高反应物浓度有利于级数较高的反应，降低反应物浓度有利于级数较低的反应。 增大返混与降低浓度等效，减小返混与提高浓度等效。2. 温度效应v 3.选择或开发高选择性催化剂 （二）两个反应物的平行反应T对影响同前，区别在于浓度的影响间歇操作时反应物浓度与加料方式连续操作时反应物浓度与加料方式v (a) a1>a2, b1>b2,v CA, CB 都高(c) a1>a2, b1<b2，CA高, CB低适宜的反应器型式和操作方式

33、(ci)6.4.2.2.连串反应一级反应R为主产物时3. 流动类型的影响v R为目标产物，则应设法使CA高、CR低，以增大b值，提高R的收率，此时宜采用管式反应器、间歇釜式反应器或多釜串联反应器。v 当 k2>>k1时，应保持较低的单程转化率；v 当k1>>k2 时，应保持较高的转化率，这样收率降低不多，但可大大减轻反应后的分离负荷。v 解：(2)CSTR6.5.搅拌器v 搅拌的作用2、搅拌的分类6.5.1.常见搅拌器v 搅拌设备的结构物料流动方向v 搅拌的结果（效果）1、小直径高转速搅拌器v （1）推进式搅拌器特点和应用v 常用于低粘度(<2Pa×s)

34、液体以及固液比较小的悬浮、溶解等过程。(2)涡轮式搅拌器v 叶轮直径为釜径的 0.20.5倍,v 转速10500rpm,v 叶端圆周速度可达 410m×s-1。特点和应用常用于低粘度和中等粘度(<50Pa×s)的液体搅拌2、大直径低转速搅拌器(1)桨式搅拌器v 旋转直径为釜径的 0.350.8倍v 常用转速为1100rpmv 叶端圆周速度为15m×s-1特点和应用v 桨式搅拌器的径向搅拌范围大，可用于较高粘度液体的搅拌。(2)锚式和框式搅拌器v 旋转直径可达釜径的 0.90.98倍，v 转速n=1100rpmv 叶端圆周速度15 m×s-1特点和应

35、用锚式和框式搅拌器常用于中、高粘度液体的搅拌（3）螺带式搅拌器v 目的：提高轴向混合效果v 旋转直径为釜径的0.90.98倍，v 常用转速为0.550rpm，v 叶端圆周速度<2 m×s-1特点和应用Ø 一般在层流状态下操作v 液体将沿着螺旋面上升或下降 形成轴向循环流动，6.5.2.提高搅拌效果的措施1.打旋现象及其消除(1)装设挡板 v 目的：破坏釜内的圆周运动v 作用：v 对轴向和径向流动无影响v 釜内液面的下凹现象基本消失ü 提高了混合效果挡板安装方式与液体粘度有关：<7Pa×s，挡板垂直纵向装于釜内壁上；710Pa×s，挡

36、板离开釜壁；>10 Pa×s，挡板离开釜壁并与壁面倾斜。v (2)搅拌器偏心安装v 目的：破坏循环回路的对称性2.导流筒v 既提高了循环流量和混合效果，又有助于消除短路与流动死区。6.5.3.搅拌器选型v 1、低粘度均相液体的混合v 推进式的循环流量较大且动力消耗较少，是最适用的。v 浆式的结构比较简单，在小容量液体混合中有着广泛的应用，但当液体容量较大时，其循环流量不足。 2、高粘度液体的混合v L在0.11Pa×s时，采用锚式搅拌器。v L在110Pa×s时，采用框式搅拌器。v L在2500Pa×s时，可采用螺带式搅拌器。v 需冷却的

37、夹套釜,选用大直径低转速搅拌器,如锚式或框式搅拌器。v 反应过程中物料的L会发生显著变化,且反应对搅拌强度又很敏感，可考虑采用变速装置或分釜操作。3、分散v 非均相液体的分散过程，宜用涡轮式搅拌器，平直叶更为合适。v 当液体的粘度较大时，为减少动力消耗，宜采用弯叶涡轮。 4、固体悬浮v 在低粘度液体中悬浮易沉降的固体颗粒时，开启涡轮最合适，尤其是弯叶开启涡轮，浆叶不易磨损，则更为合适。v 推进式当固液密度差较大或固液比超过50%时不适用。v 浆式或锚式的转速较低，仅适用于固液比较大(>50%)或沉降速度较小的固体悬浮。 5、固体溶解v 涡轮式最为合适。v 推进式用于小

38、容量的固体溶解过程比较合理。v 浆式一般用于易悬浮固体的溶解操作。v 6、气体吸收v 圆盘涡轮式搅拌器最为适宜。v 推进式和浆式一般不适用于气体吸收操作。7、结晶v 小直径高转速搅拌器，如涡轮式，适用于微粒结晶，但晶体形状不易一致；v 而大直径低转速搅拌器，如浆式，适用于大颗粒定形结晶，但釜内不宜设置挡板。 8、传热v 传热量较小的夹套釜可采用浆式搅拌器;v 中等传热量的夹套釜亦可采用浆式搅拌器,但釜内应设置挡板;v 传热量很大时,釜内可用蛇管传热,采用推进式或涡轮式搅拌器,并在釜内设置挡板。 搅拌器选型搅拌器选型6.5.4.搅拌功率v 6.5.4.1.均相液体的搅拌功率v

39、 1.功率曲线和搅拌功率的计算 v 搅拌功率取决于釜内物料的流型和湍动程度，它是叶轮形状、大小、转速、位置以及液体性质、反应釜尺寸与内部构件的函数。均相液体的功率准数关联式式中NP功率准数;Fr弗劳德数,流体惯性力与重力之比,是反映重力对搅拌功率影响的准数;K系统的总形状系数,反映系统几何构型对搅拌功率的影响;P功率消耗,W;n叶轮转速,r.s-1或 r.min-1；d叶轮直径,m;r液体密度,kg×m-3;m液体粘度,Pa×s; 各种搅拌器的F或NP与Re的关系，标绘在双对数坐标纸上，即得功率曲线。P116图6-33v 对于不打旋(搅拌时液面仍处于水平状态）的搅拌系统，重

40、力的影响可以忽略，b=0，不计弗劳德数的影响，则图6-33 搅拌器的功率曲线 1-三叶推进式,s=d,无挡板；2-三叶推进式,s=d,全挡板；3-三叶推进式,s=2d,无挡板； 4-三叶推进式，s=2d，全挡板；5-六叶直叶圆盘涡轮，无挡板；6-六叶直叶圆盘涡轮，全挡板；7-六叶弯叶圆盘涡轮，全挡板；8-双叶平浆，全挡板 全挡板：N=4，W=0.1D；各曲线：d/D»1/3，b/d=1/4；HL/D=1 s-浆叶螺距,N-挡板数,W-挡板宽度,D-釜内径,d-叶轮直径,b-浆叶宽度,HL-液层深度v 从物理意义上讲，全挡板条件时搅拌器的功率最大，若挡板的安装已满足全挡板的条件，则再增

41、加挡板数或宽度，都不会使搅拌器的功率增大。例如：取6块挡板，那么宽度W=D/10时即满足全挡板条件。实际由于搅拌器内除安装挡板外，还有影响流体流动的其他构件，如出料管、温度计套管等，故常常安装4块W=D/10 挡板即认为是全挡板的条件。给定的搅拌系统功率求定（1）由功率曲线查出或NP计算求所需的P。（2）还可按流动状况对功率曲线进行回归，得到计算搅拌功率的经验关联式。1）层流区(Re<10) 搅拌功率的经验式 完全湍流区(Re>104) 有挡板时的搅拌功率经验式无挡板且Re>300的搅拌系统，重力的影响不能忽略表64搅拌器的K1、K2值表6-5 搅拌器的a和b值（Re>

42、300）例6-8 某釜式反应器的内径为1.5m，装有六叶直叶圆盘涡轮式搅拌器，搅拌器的直径为0.5m，转速为150rpm，反应物料的密度为960kg×m-3，粘度为0.2Pa×s。试计算搅拌功率。v 解：(1) 计算Re 2、搅拌功率的校正v 实际生产中，搅拌器的型式、尺寸与功率曲线的测定条件不会完全一致。因此按功率曲线计算出搅拌功率，需加以校正,估算出实际装置的搅拌功率。(1) 浆叶数量的影响v 对圆盘涡轮式搅拌器，先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式校正(2) 浆叶直径的影响v 当浆叶直径不符合d/D=1/3时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式校正(3)

43、浆叶宽度的影响v 当浆叶宽度不符合b/d=1/4时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式进行校正(4) 液层深度的影响v 当液层深度不符合HL/D=1时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式进行校正(5) 浆叶层数及层间距的影响v 若液层过高，（HL/D>1.25时）要设置多层浆叶。各层浆叶间距离取浆径的1.01.5倍。v 当层间距s1>1.5d时,双层直叶的功率约为单层直叶的2倍,直叶和折叶组合的功率约为单层直叶的1.5倍,而双层折叶的功率与单层直叶的功率基本相当。图6-34 开启涡轮的层间距对功率的影响 1-双层直叶;2-直叶与折叶;3-双层折叶 P1-单层直叶的功

44、率,P2-双层涡轮的功率 图6-35 推进式的层间距对功率的影响对于推进式搅拌器，在层流区，双层推进式的功率约为单层时的2倍；而在湍流区,双层推进式的功率随着层间距的增大而线性增大。 例6-9某釜式反应器的内径为1.5m ，装有单层8叶圆盘涡轮式搅拌器，搅拌器的直径为0.4 m，转速为150r.min-1，叶片宽度约为叶轮直径的0.2倍。釜内装有挡板，并符合全挡板条件。装液深度为2m，物料密度为1000Kkg.m-3，粘度为0.004Pa.s。试计算搅拌功率v 解：(1) 由图6-33中的曲线6计算搅拌功率 (2) 校正浆叶数量的影响 由式(6-96)得v (3) 校正浆叶直径的影响 由式(6

45、-97)得(4) 校正浆叶宽度的影响 由式(6-98)得v (5) 校正液层深度的影响 由式(6-99)得6.5.4.2.非均相液体的搅拌功率1.液液相搅拌v 先计算出平均密度和平均粘度，再按均相液体计算搅拌功率。 v (1) 平均密度(2) 平均粘度v 当两相液体的粘度均较低时2.气液相搅拌v 通入气体，液体表观密度，搅拌所需功率显著。 v 对于涡轮式搅拌器,通气搅拌功率用下式计算例6-10 若在例6-9的反应釜中通入空气，操作状态下的通气量为2m3×min-1，求搅拌功率。v 解：3.固液相搅拌v 当固体颗粒的量不大时，可近似看成均一的悬浮状态。计算出平均密度和平均粘度，按均相液

46、体计算搅拌功率。v (1) 平均密度 平均粘度当固体颗粒与液体的体积比f'£1时 当f' >1时 6.5.4.3.非牛顿型流体的搅拌功率v 非牛顿型液体不服从牛顿粘性定律。搅拌非牛顿型液体时，存在粘度分布。v 搅拌非牛顿型液体时,浆叶附近的液体粘度最小,离浆叶愈远,液体的粘度愈大，至釜壁附近处液体的粘度达到最大。对传热是十分不利的。v 采用锚式、框式、螺带式等大直径低转速搅拌器，可以刮薄附着在釜内壁上的物料层，减薄层流边界层的厚度，从而使传热膜系数显著提高非牛顿型液体的搅拌功率的计算v 仍采用牛顿型液体搅拌功率的计算方法,但应将雷诺准数 中的m改为非牛顿型液体的

47、表观粘度v 注： v d-旋转直径；v D-釜式反应器内径； v s-螺带螺距。例6-11 在20oC时用双螺带式搅拌器搅拌聚乙烯醇水溶液(质量浓度为30%)，已知釜内物料流动为层流，釜内径为D=1.5m，搅拌器直径为d=1.42m，搅拌器高度为h=1.5m，转速为10rpm，试计算搅拌器的功率。v 解：由表6-6查得聚乙烯醇水溶液的K为440，m为0.75，由表6-7查得双螺带式搅拌器的B为30。由式(6-108)得 釜内物料流动为层流，则由式(6-93)和表6-4得搅拌器的搅拌功率为6.6.气固相催化反应器6.6.1气固相催化反应器的基本类型一、绝热式固定床催化反应器1，单段绝热式（适用于

48、放热和吸热反应）二、连续换热式固定床催化反应器v 管径：一般为2550mm的管子，但不小于25mm。v 催化剂粒径：应小于管径的8倍，通常固定床用的粒径约为26mm，不小于1.5mm。v 传热所用的热载体：l 沸水可以用于100300的温度范围。l 联苯与联苯醚的混合物以及以烷基萘为主的石油馏分能用于200350的范围。l 无机熔盐(硝酸钾，硝酸钠及亚硝酸钠的混合物)可用于300400的情况。l 对于600700左右的高温反应，只能用烟道气作为热载体。列管式反应器优点：v 传热较好，管内温度较易控制；v 返混小、选择性较高；v 只要增加管数，便可有把握地进行放大；v 对于极强的放热反应，还可用

49、同样粒度的惰性物料来稀释催化剂v 适用 原料成本高，副产物价值低以及分离不是十分容易的情况。轴向反应器VS径向反应器固定床反应器优缺点 固定床中催化剂不易磨损； 床层内流体的流动接近于平推流，与返混式的反应器相比，可用较少量的催化剂和较小的反应器容积来获得较大的生产能力。 由于停留时间可以严格控制，温度分布可以适当调节，因此特别有利于达到高的选择性和转化率，在大规模的化工生产中尤为重要。 流化床反应器6.6. 2.催化反应器的数学模型1，非均相拟均相2，一维模型二维模型3，理想流动非理想流动拟均相适用情况：1，化学动力学控制2，活性较正系数（无宏观动力学资料）一维二维：轴向浓度差、温度差；轴径

50、向浓度差、温度差理想流动：不考虑返混（PFR）；非理想流动：考虑返混（扩散）表51催化反应器数学模型分类6.7.反应器中的混合及对反应的影响6.7.1.连续反应器中物料混合状态分析6.7.1.1.混合现象的分类按混合对象：同龄混合返混按混合尺度：宏观混合vs微观混合宏观流体 微观流体 6.7.1.2 .连续反应过程的考察方法v 不同的凝聚态，宜采用不同的考察方法一、以反应器为对象的考察方法二、以反应物料为对象的考察方法6.7.2.停留时间分布的测定及其性质v 6.7.2.1.停留时间分布v 停留时间和混合状态是决定物料质点的反应结果的依据。v 停留时间 t 作为随机变量v 随机变量的数学定义：

51、定义在概率空间上的函数样本空间：样本点的全体样本点：随机试验的所有的可能性。随机变量的概率分布一、停留时间分布函数F(t)二、停留时间分布密度函数E(t)停留时间介于（a, b）之间的粒子分率停留时间介于（a,b）之间的粒子分率:特别地，停停留时间小于t的粒子分率：停留时间分布密度函数E(t)的基本性质（1）归一化（normalizing）性质（2）F(t)、E(t)的关系（3）有因次,因次为time-16.7.2.2.停留时间分布的实验测定应答技术示踪剂：光学的、电学的、化学的、放射性的（1）尽可能与主流体物理性质一致（2）易于检测，浓度很低时也能检测。（3）不发生相转移或被吸附（4）易于转

52、变为电信号或光信号以便于采集数据1.阶跃法(step input)t 时刻同时离开反应器的粒子中，有的是示踪剂，有的是主流体。其中，停留时间小于t 的粒子是示踪剂，而停留时间大于t 的粒子则是主流体。出口物料中停留时间小于t 的粒子数量出口物料的粒子总量=进口粒子总量即2.脉冲法(pulse input)2.脉冲法F(t):停留时间时间小于t 的粒子所占分率E(t)dt: 停留时间介于t td t的粒子所占分率6.7.2.3.停留时间分布的数字特征一、数学期望平均停留时间: tmVR/V0 (反应体积无变化）数学期望：对原点的一次矩，RTD密度曲线重心的横坐标平均停留时间（mean resid

53、ence time）二、方差又称离散度，用来度量随机变量与其均值的偏离程度。二阶中心矩离散度的图示三、对比时间无因次对比时间：不受时间单位制对量值的影响。F(t)与F()、E(t) 与E()之间的关系6.7.2.4.理想流型的停留时间分布一、平推流 (PFR)二、全混流阶跃法推导CSTR的RTD脉冲法推导CSTR的RTDv 停留时间恰好等于某个值的粒子数为零。v 停留时间越短的粒子，其数量越多。v 停留时间小于平均停留时间的粒子分率为F(tm)=1e-1 =0.632用对比时间表示6.7.3.非理想流动模型6.7.3.1数学模型方法（1）简化（2）等效性等同性（3）模型参数6.7.3.2.轴向

54、混合模型PFR+ axial dispersion 模型参数：Ez轴向混合弥散系数（扩散系数）适用于返混不大的系统，如管式，塔式反应器。如下图，设“活塞”线速度为u，反应器管长为L，直径为DR，体积为VR在反应器的距进口l 处可取微元，并可对示踪剂作物料衡算。最后可解出C( l, t ) 例6-12用全混流反应器进行乙酸和乙醇的酯化反应，每天生产乙酸乙酯12000kg，其化学反应式为作业v 1. 试证明间歇釜中进行一级反应，转化率达99.9%所需的反应时间是转化率为50%时的10倍。v 2. 在间歇釜中以硫酸作催化剂使己二酸与己二醇以等摩尔比在70 下进行缩聚反应，动力学方程式为rA=kCA2 k=0.25L/(kmol×S) ，CA0=0.004kmol/L。求己二酸的转化率为0.5、0.6、0.8及0.9时所需的反应时间分别为多少？若每天处理己二酸10m3，转化率为80%，每批操作的辅助时间为1小时，装料系数为0.75，求反应器的容积为多少？( 1.17)(1.29)v 3. 在等温操作的间歇釜中进行一级液相反应，13min后反应物转化