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,反应器的工作原理、工艺计算和选型,6.1反应器基础,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。,反应器使原料转化为产品； 分离循环分离原料产品和副产品组成的混合物； 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 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。,上循

2、环对制药过程设计也适用，但产品精制、烘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。,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。,6.1.1反应器类型 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,(a) 釜式,(b) 管式,(c)板式塔,(d)填料塔,(f) 鼓泡塔,(g) 喷雾塔,(h) 固定床,(i) 流化床,2、反应器按相

3、态分类,反应器,3.按操作方式分类：,间歇式 半间歇式 连续式反应器 4.按操作温度分类 等温和非等温反应器 5.按流动状况分类 理想流动反应器和非理想流动反应器,6.1.2反应器操作方式,1、间歇操作 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,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。 器内反应物和产物的浓度随时间的变化关系如图所示。,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; 对可逆反应随的增加而降至其平衡浓度； 对单一反应AR(产物) ，R的浓度随反应时间的增加

4、而增大； 连串反应AR(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。,釜式反应器,间歇操作常用釜式反应器,可视为恒容过程。气相反应，VR为整个反应器容积；液相反应， VR为液体所占据的空间。 间歇反应器具有装置简单、操作方便、适应性强等优点，在制药工业中有着广泛的应用。,2、连续操作,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。 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。 （1）管式反应器 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),器内各处浓度相同且等于出口浓度，且

5、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,3、半连续操作 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。 器内的物料组成既随时间而变化,又随位置而变化。 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,反应器计算所应用的基本方程式: 反应动力学方程式 物料衡算式 热量衡算式。 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,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

6、，,反应物取“-”,产物取“+”。,等容过程,A为反应物，取负号。,对反应物A,等容过程,反应AR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-nm3(n-1)h-1； n反应级数。,气相反应,如果反应气体可视为理想气体，则kp和k的关系为,用不同组分表示化学反应速度，其值与相应化学计量系数有关,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,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。 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d作为物料衡算的空间基

7、准和时间基准。,所定单元消耗的反应物A的量为,3、热量衡算式,在微元时间d内对微元体积dVR进行热量衡算得,物理变化热可忽略时，热量衡算式变为,注意各项的符号!,在d内，dVR中因反应产生的化学变化热为,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。 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。 物料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,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。,理想混合流型,理想置换流型,1、理想

8、混合反应器,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。 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。 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。 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）,理想置换的特征 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”。 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； 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

9、相同。 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,间歇釜式反应器,连续釜式反应器,管式反应器,6.2釜式反应器的工艺计算,6.2.1.釜式反应器的结构、特点及应用 1、结构 由釜体、上封头、搅拌器等部件而制成。 罐体内壁可内衬耐腐蚀材料。 为控温，常设有夹套，内部也可安装蛇管。,串联反应釜,2、特点及其应用,釜式反应器结构简单、加工方便； 釜内设有搅拌装置,釜外常设传热夹套,传质和传热效率均较高; 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; 间歇过程所有物料具有相同的反应时间； 操作灵活,适应性强,便于

10、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。 缺点：装料、卸料等辅助操作时间长，产品质量不稳定 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,1、反应时间的计算 搅拌良好可视为理想混合反应器(BSTR)，物料衡算有下特点： (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)进行物料衡算。 (2)由于间歇操作，对反应物A,流入量 = 流出量 + 反应量 + 累积量,-A的反应量=A的积累量,上式对等温、非等温、等容和变容过程均适用。,积分得,则,等容过程,上式表明，达到一定xA

11、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。 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。,图解积分示意图,零级反应,等温过程，k为常数,一级反应，等温等容过程,二级反应，等温等容过程,2、反应器总容积的计算,（1）有效容积 实际操作时间=反应时间() + 辅助时间 () 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,装料系数一般为0.40.85。 不起泡、不沸腾的物料，可取0.70.85； 起泡或沸腾的物料，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

12、，用乙酸和丁醇生产醋酸丁酯，反应式为,当丁醇过量时，反应动力学方程式为 式中CA为乙酸浓度，kmolm-3。已知反应速度常数k为1.04m3kmol-1h-1，投料摩尔比为乙酸：丁醇=1：4.97，反应前后物料的密度为750kgm-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，装料系数为0.7，试计算所需反应器的有效容积和总容积。,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

13、反应器的总容积VT,前已求得反应器的有效容积为1.29m3,则反应器的总容积,m3,3、反应器的台数N及单釜容积VTS的确定,(1) 已知VTS，求N 对于给定的处理量，每天需操作的总批数为,式中 Vd每天需处理的物料体积，m3d-1； VRS单台反应器的有效容积,即装料容积,m3。,每天每台反应器可操作的批数为,则完成给定生产任务所需的反应器台数为,生产能力后备系数,一般取值在1.11.15较合适。,(2) 已知N，求VTS,(3) N及VTS均为未知，求N和VTS 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

14、具体情况，确定一组适宜的N和VTS值作为设计值。,4、釜式反应器主要工艺尺寸的确定,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。 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。,讨论 ：理想间歇反应器中整级数单反应的反应结果表达式,k增大(温度升高）减少反应体积减小,5、讨论： （1）间歇反应器中的单反应,2）反应浓度的影响,1） k的影响,零级反应与初浓度CA0正比 一级反应与初浓度CA0无关 二级反应与初浓度CA0反比,3）残余浓度,零

15、级反应残余浓度随直线下降一级反应残余浓度随逐渐下降二级反应残余浓度随慢慢下降,反应后期的速度很小,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,串联反应,平行+串联反应,例题在等温间歇釜式反应器中进行下列液相反应,反应开始时A和B的浓度均为2kmol/m3,目的产物为P，初始浓度为零，试计算反应时间为3h时A的转化率和P的收率。,解：因为,对于液相反应，可视为恒容系统由式（6-20)得,代入CA0=2kmol/m3，=2h得：,CA=2.48210-3kmol/m3,则A的转化率为,仅知道A的转化率还不能确定P的生成量，因为转化的A既可生成P也可生成Q，由速率

16、方程知：,分离变量得：,积分得：,得P的收率,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。,分析不同情况下怎样的温度分布对产物的选择性和收率有利？,如平行反应当主副反应活化能不同时控制怎样温度较好？ 串联反应，目的产物为中间产物，当主副反应活化能不同时怎样控制温度分布？,6、分批式操作的优化分析,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

17、最为有利的问题。可有两种目标来进行优化：,（1）以反应器的平均生产速率YR为最大的优化,也可写成用转化率表示的形式，若有,将式（3）和（4）代入（1）式得：,分母项为产物R的质量，上式对求导并令其等于零即得：,（2）以生产费用最低为目标的优化,若以表示反应操作时的操作费用（元/h）； 0为非生产性操作时的费用（元/h）； F表示固定消费（元），则单位生产量的总费用为,6.2.3.连续釜式反应器的工艺计算,搅拌良好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。 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

18、不齐，形成一个停留时间分布。 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,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。 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,多釜串联操作反应器内的浓度变化,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。 但是，当串联的釜数超过某一极限后，

19、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。 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,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。,自催化反应的反应速度,1、单釜连续操作,反应器内物料的浓度和温度处处相等，且等于反应器流出物料的浓度和温度。,物料衡算具有如下特点： (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。

20、(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。 (3)物料衡算式中的积累量为零。 (4)反应速度可按出口处的浓度和温度计算。,取整个反应器为衡算对象作物料衡算,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,对于一级等容反应，,对于二级等容反应,(与BSTR相同）,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。,解：因为是二级反应，,由例6-1可知：Vh=1.23m3h-1，xAf=0.5，CA0=1.75kmolm-3，k=1.04 m3kmol-1h-1。则,m3

21、,2、多釜串联连续操作,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。 作如下假设： (1)釜间不存在混合。 (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，kmols-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,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

22、应，, ,第N釜,或,第一釜,第二釜,若各釜等温等容,对于零级反应，若各釜等温等容,二级反应，各釜等温等容,由于浓度不能为负值，故弃去负根，则,可导出,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。 对于级反应，为使反应总体积最小； 若1，小釜在前，大釜在后； 若=1，各釜体积相同； 若0(VR)P。 (3)除零级反应外,其它各级反应的a2, 较高反应物浓度对主反应有利,若a1E2, 则在较高T下进行 若E1a2, b1b2, CA, CB 都高,(b)a1b2,a1k1时，应保持较低的单程转化率； 当k1k2 时，应保持较高的转化率，这

23、样收率降低不多，但可大大减轻反应后的分离负荷。,例68生化工程中酶反应AR为自催化反应，反应速率式rA=kcAcR，某温度下k=1.1512m3/(kmol.min)， 采用的原料中含A 0.99kmol/m3，含R 0.01kmol/m3,要求A的最终浓度降到0.01kmol/m3，当原料的进料量为10m3/h时，求： （1）反应速率最大时，A的浓度为多少？ （2）采用CSTR，反应器体积是多大？ （3）采用PFR，反应器体积是多大？ （4）采用PFR和CSTR组合以使反应器体积最小，求组合方式及最小反应器体积。,解：,可知CA=0.5kmol/m3时，速率达最大值。,怎样选择反应器？,CS

24、TR,PFR,(3)PFR,(2)CSTR,回顾CSTR和PFR两种图解,(4)CSTR+PFR：最优组合,组合反应器的总体积=0.284m3+0.665m3=0.949m3,6.5.搅拌器,搅拌的作用,2、搅拌的分类,6.5.1.常见搅拌器,搅拌设备的结构,(1) 搅拌装置,(2) 轴封,(3) 搅拌槽,传动装置,搅拌轴,搅拌器,槽体,附件,物料流动方向,搅拌的结果（效果）,1、小直径高转速搅拌器,（1）推进式搅拌器,一般D叶轮 0.20.5 D釜,常用转速为100500rpm，,叶端圆周速度可达515ms-1。,总体循环流动,特点和应用,常用于低粘度(2Pas)液体以及固液比较小的悬浮、溶

25、解等过程。,(2)涡轮式搅拌器,(a)直叶圆盘叶轮,(b)弯叶圆盘叶轮,叶轮直径为釜径的 0.20.5倍, 转速10500rpm, 叶端圆周速度可达 410ms-1。,（c）直叶涡轮,(d)弯叶涡轮,总体循环流动,特点和应用,常用于低粘度和中等粘度(300的搅拌系统，重力的影响不能忽略,K2与搅拌器结构型式有关的常数,搅拌器的K2值见表6-4。,、的值取决于物料的流动状况及搅拌器的型式和尺寸，其值见表6-5,（注意P与n和d的关系）,表64搅拌器的K1、K2值,表6-5 搅拌器的和值（Re300）,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

26、速为150rpm，反应物料的密度为960kgm-3，粘度为0.2Pas。试计算搅拌功率。,解：(1) 计算Re,(2) 计算搅拌功率P 由图6-33中的曲线5查得=1.8；由表6-5查得=1.0，=40.0。则,W,2、搅拌功率的校正,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,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,P校正后的搅拌功率,W或kW; P按6片浆叶由图6-33求出的搅拌功率,W或kW; nb实际浆叶数; m1与浆叶数有关的常数。当nb=2,4

27、,6时,m1=0.8;当nb=8,10,12时,m1=0.7。,(2) 浆叶直径的影响,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,式中 m2与搅拌器型式有关的常数。对推进式或涡轮式搅拌器，m2=0.93；对浆式搅拌器，m2=1.1。,(3) 浆叶宽度的影响,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,式中 m3与搅拌器型式、尺寸及物料流动状况有关的常数。湍流状态下，对径向流叶轮(平浆、开式涡轮)，m3=0.30.4；对六叶圆盘涡轮，当b/d=0.20.5时，m3=0.67。,(4) 液层深度的影响,当液层深度不符

28、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,若液层过高，（HL/D1.25时）要设置多层浆叶。各层浆叶间距离取浆径的1.01.5倍。 当层间距s11.5d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

29、功率随着层间距的增大而线性增大。,P1-单层时的功率，P2-双层时的功率,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,解：(1) 由图6-33中的曲线6计算搅拌功率,由图6-33得,(2) 校正浆叶数量的影响 由式(6-96)得,(3) 校正浆叶直径的影响 由式(6-97)得,W,(4) 校正浆叶宽度的影响 由式(6-98)得,(5) 校正液层深度的影响 由式(

30、6-99)得,搅拌功率为 P=P5=1577.2W1.58kW,W,W,6.5.4.2.非均相液体的搅拌功率,1.液液相搅拌 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。 (1) 平均密度,式中d分散相的密度，kgm-3； c连续相的密度，kgm-3； d分散相的体积分率。,(2) 平均粘度,当两相液体的粘度均较低时,对水有机溶剂体系，当水的体积分率 w小于40%时,当w40%时,2.气液相搅拌,通入气体，液体表观密度，搅拌所需功率显著。 对于涡轮式搅拌器,通气搅拌功率用下式计算,Pg、P分别为通气和不通气时的搅拌功率，W或kW; Q操作状态下的通气量,m3s-1。,例6-10 若在

31、例6-9的反应釜中通入空气，操作状态下的通气量为2m3min-1，求搅拌功率。,解：,kW,3.固液相搅拌,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，按均相液体计算搅拌功率。 (1) 平均密度,式中 s固体颗粒的密度,kgm-3； 液相的密度,kgm-3； 固体颗粒所占的体积分率。,平均粘度 当固体颗粒与液体的体积比1时,当 1时,式中 液相的粘度，Pas； 固-液相的搅拌功率与固体颗粒的大小有很大关系。当颗粒尺寸200目时，粒子与浆叶接触时的阻力将增大，上法所得的搅拌功率将偏小。,6.5.4.3.非牛顿型流体的搅拌功率,非牛顿型液体不服从牛顿粘性定律。搅拌非牛

32、顿型液体时，存在粘度分布。 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。 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,仍采用牛顿型液体搅拌功率的计算方法,但应将雷诺准数 中的改为非牛顿型液体的表观粘度,式中a非牛顿型液体的表观粘度,Pas; K稠度系数,取决于流体的温度和压力; m流变指数,反映与牛顿型流体的差异程度,对于牛顿型流体,m=1; B与搅拌器结构有关的常数。,11,22,注： d-旋转直径； D

33、-釜式反应器内径； 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。,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（适用于放热和吸热反应）,平衡温度线,最佳温

34、度线,x,T,2，多段固定床绝热反应器,（a）间接换热式,平衡温度线,最佳温度线,x,T,（b）原料气冷激式,(c)非原料气冷激式,平衡温度线,最佳温度线,x,T,平衡温度线,二、连续换热式固定床催化反应器,（a）内冷自热式 （b）外冷列管式（c）外部供热管式, 管径：一般为2550mm的管子，但不小于25mm。 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。 传热所用的热载体： 沸水可以用于100300的温度范围。 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。 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。

35、 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：, 传热较好，管内温度较易控制； 返混小、选择性较高； 只要增加管数，便可有把握地进行放大； 对于极强的放热反应，还可用同样粒度的惰性物料来稀释催化剂 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。,三套管并流式冷管催化床温度分布及操作状况,轴向反应器VS径向反应器,VS,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

36、和转化率，在大规模的化工生产中尤为重要。, 固定床中的传热较差； 催化剂的更换必须停产进行。,流态化现象,流化床反应器 fluidized reactor,L,Lf,L,Lf,L0,L,Lmf,流体,流体,流体,流体,流体,流体,固定床,起始流化,膨胀床,鼓泡床,气力输送,节涌,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）,维数,相

37、数,返混,根据相态(拟均相？非均相？），维数（一维？二维？），返混（有返混？无返混？）的不同情况，可以建立八种（ ）不同的数学模型,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,实际反应器：宏观尺度上，与理想反应器具有不同的流动样式；微观尺度上，具有不同的凝聚态。 流动样式与混合状态。 宏观混合与微观混合：流动与传质,6.7.1.连续反应反应器中物料混合状态分析 6.7.2. 停留时间分布的测定及其性质 6.7.3. 非理想流动模型 6.7.4. 混合程度及对反应结果的影响 6.7.5. 非理想流动反应器的计算,6.7.1. 连续反应器中物料混合状态分析,6.7.1.1

38、. 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,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,6.7.1.2 .连续反应过程的考察方法,6.7.2. 停留时间分布的测定及其性质,6.7.2.1. 停留时间分布 停留时间和混合状态是决定物料质点的反应结果的依据。 停留时间 t 作为随机变量 随机变量的数学定义： 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,样本点：流体粒子 随机变量：停留时间 t 停留时间分布函数,一、停留时间分

39、布函数F(t),基本性质： （1） （2）单调，非减函数 （3） （4）左连续 有的书因采用定义不同，则为右连续 （5）无因次,对象：同时进入粒子或同时出口的粒子,二、停留时间分布密度函数E(t),t,t+t,0,t,对照“非均匀材料的密度”,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：,停留时间介于（a, b）之间的粒子分率:,a,b,0,t,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-1,6.7.2.2.停留时间分布的

40、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）易于转变为电信号或光信号以便于采集数据,1.阶跃法(step input),切换,主流体V,C(t),检测器,示踪剂,反应器VR,C0,输入曲线,响应曲线,C(),C0 C(),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),注入

41、,主流体V,C(t),检测器,反应器VR,C0,示踪剂,C0,C(t),t,t=0,输入曲线,响应曲线,C(t),t,0,2.脉冲法,tt+ t 时间段内流出的示踪剂 注入的示踪剂总量 t,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,E(t),t,0,t t+dt,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,E(t),t,0,ti,平均停留时间（mean residence time）,数学期望与空时（等容过程）,1.0

42、,F(t),t,0,二、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,对于活塞流反应器,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。,时标的改变所引起的变化,F():对比时间小于的粒子所占分率 E()d:对比时间介于 d 的粒子所占分率,F(t)与F()、E(t) 与E()之间的关系,其中：=t / tm 下同,“停留时间小于t ”等价于“对比时间小于（=t / tm） “停留时间介于tt+dt ”等价于“对比时间介于 ”,6.7.2.4. 理想流型的停留时间分布,一、平推流 (PFR),单点分布（退化分布）,tm t,E(t),tm t,F(

43、t),1.0,二、全混流,负指数分布：,年龄为s的粒子与年龄为0的粒子，二者在反应器里再停留t时间的概率相等。 设全混流的RTD分布函数为F(t),数学上能够指出，唯一能满足上述条件的函数类型为指数函数,t,t,阶跃法推导CSTR的RTD,对示踪剂作物料衡算,易解得：,脉冲法推导CSTR的RTD,对示踪剂作物料衡算,易解得：,0,停留时间恰好等于某个值的粒子数为零。 停留时间越短的粒子，其数量越多。 停留时间小于平均停留时间的粒子分率为F(tm)=1e-1 =0.632,t,t,tm,0.632,0.632,0.368,tm,1.0,全混流模型RTD的特点：,1/ tm,用对比时间表示,6.7

44、.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,原料中反应组分的质量比为A:B:S=1:2:1.35，反应液的密度为1020kg

45、/m3，并假定在反应过程中不变。反应在100下等温操作，其反应速率方程为,已知100时，k=4.7610-4L/（molmin），平衡常数K=2.92。试计算乙酸转化35 % 时所需的反应体积。,乙醇和水的起始浓度为,由于原料液中乙酸:乙醇:水=1:2:1.35，乙酸为1kg时，总原料为1+2+1.35=4.35kg 求单位时间需加入反应器的原料液量,首先计算出每小时乙酸需用量为,计算原料液的起始组成,将题给的速率方程变换成转化率的函数。因为,代入速率方程，整理后得,式中,作业,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。 2. 在间歇釜中以硫

46、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/(kmolS) ，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),3. 在等温操作的间歇釜中进行一级液相反应，13min后反应物转化掉70%。今若将此反应移到平推流或全混流反应器中进行，为达到同样的转化率，所需的停留时间各为多少？ 4. 醋酐的水解，当水大量过量时为一级反应，40时，k=0.0

47、38min-1，如进料浓度为2mol/L，进料量为1000L/min，用3个等温等容串联釜，要求转化率为99%，求反应器的容积为多大？,5. 已知用硫酸作催化剂时，过氧化氢异丙苯的分解反应符合一级反应的规律，且当硫酸浓度为0.03mol/L、反应温度为86时，其反应速度常数k为8.010-2s-1，若原料中过氧化氢异丙苯的浓度是3.2kmol/m3，要求每小时处理的过氧化氢异丙苯10m3，分解率为99.8%，求(1)采用间歇釜需要的有效容积；(2)采用平推流反应器需要的容积；(3)采用全混釜需要的有效容积；(4)采用2个等容积全混釜串联需要的有效容积；(5)采用4个等容积全混釜串联需要的有效容

48、积。,6、在搅拌良好的间歇釜式反应器中，用乙酸和丁醇生产乙酸丁酯，反应方程式为 当丁醇过量时，反应动力学方程式为 式中CA为乙酸浓度，单位kmolm-3。已知反应速度常数k为1.04m3kmol-1h-1，乙酸的初始浓度为1.5 kmolm-3，每小时处理的物料体积为1.5m3h-1，乙酸的最终转化率为50%。试分别计算下列3种情况所需反应器的总有效体积。(1) 采用间歇釜式反应器，辅助操作时间为1h；(2) 采用单台连续釜式反应器；(3) 采用管式反应器。,浓H2SO4,7.用硫酸为催化剂，把CHP（过氧化氢异丙苯）分解成苯酚和丙酮的反应是一级反应，今在一间歇反应釜中进行反应，当反应经历30

49、s时取样分析CHP的转化率为90%，欲使转化率达到99%，还需要多少时间? 8.在等温操作的间歇釜式反应器中进行一级液相反应，由测试知：反应物转化掉70%所需的反应时间为13min。试计算：(1) 该反应在理想管式反应器中进行时，达到相同转化率所需的反应时间；(2) 该反应在单台理想连续釜式反应器中进行时，达到相同转化率所需的反应时间。,1、根据反应器内流体混合状况的不同，理想反应器有( )种理想极限。 A、滞流和过渡流两 B、过渡流和湍流两 C、层流、过渡流和湍流三 D、理想混合和理想置换两 2、在管式反应器中进行气相等温等压反应，已知反应方程式可表示为：A(g)+2B(g)=C(g)+D(g)，则反应时间与空间时间C之间的关系为( )。 A、C B、=C C、C B. =C C. C D. 不能确定 14.