第七章-化学反应工程省公共课一等奖全国赛课获奖课件.pptx

第七章 化学反应工程学 概述概述反应器内物料停留时间分布反应器内物料停留时间分布均相反应器计算均相反应器计算均相反应过程优化和反应器选择均相反应过程优化和反应器选择气固相催化反应器气固相催化反应器第1页1 概述1 1 化学反应工程学化学反应工程学硕士产规模下化学反应过程一门新学科。2 2 研究对象研究对象工业反应器第2页3 3 基本内容基本内容p化学反应宏观动力学，化学反应速度与各参数之间定量关系；p连续流动反应器内物料返混作用与停留时间分布；p化学反应器热稳定性；p反应过程最优化；p研究大规模化学反应生产过程、设备特征基本规律和各种参数间相互关系。第3页4 4 任务任务p化学反应器正确选型与合理设计；p试验室数据有效放大；p反应过程设计和控制最优化；p改进和强化现有技术与设备，降低能耗，提升经济效益。5 5 方法方法数学模型法第4页6 6 化学反应器分类化学反应器分类气液 釜式、塔式液液 釜式、塔式液固 釜式、塔式气固 固定床 流化床固固 回转筒式气液固固定床 流化床均相气相 管式液相 釜式非均相按按物物料料相相态态分分 釜式管式塔式固定床流化床回转筒式喷嘴式等按反应按反应器结构器结构分分按操作按操作方法分方法分间歇连续半连续气液 釜式、塔式液液 釜式、塔式液固 釜式、塔式气固 固定床 流化床固固 回转筒式气液固固定床 流化床均相气相 管式液相 釜式非均相按按物物料料相相态态分分 第5页7 7 基本反应器基本反应器p间歇操作搅拌釜式反应器特点：分批操作；全部物料反应时间相同；反应物浓度是时间函数。p连续操作管式反应器特点：连续进料；T、P、q一定时，反应器内任一截面物料浓度不随时间改变；浓度沿管长改变；物料在反应器内停留时间大致相等。第6页p连续操作搅拌釜式反应器特点：连续进料；T、P、q一定时，反应器内物料浓度不随时间改变；物料在釜内停留时间不一样。第7页p多釜串联反应器特点：连续进料；T、P、q一定时，各反应器内物料浓度不随时间改变；各釜间物料浓度不一样。第8页8 反应器内物料流动模型p全混流模型理想混合流动模型进入反应器物料与反应器内原有物料瞬间混合均匀（不一样停留时间物料微团之间混合叫返混）完全返混；出口浓度等于釜内浓度；物料质点（微团）在反应器内停留时间为0。（连续操作搅拌釜式反应器）第9页p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；物料在反应器内停留时间完全相同。（连续操作管式反应器）第10页p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偏离情况经过轴向扩散（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程度用串联釜数N来表示。N1时为全混流，N时为活塞流。第11页2 2 均相反应器及计算均相反应器及计算1 均相反应动力学第12页特点1因为猛烈搅拌，反应器内物料浓度到达分子尺度上均匀，且反应器内浓度处处相等，因而排除了物质传递对反应影响；2含有足够强传热条件，温度一直相等，无需考虑器内热量传递问题；3物料同时加入并同时停顿反应，全部物料含有相同反应时间。2 2 间歇搅拌反应器间歇搅拌反应器 (Batch Stirred Tank Reactor-BSTR)(Batch Stirred Tank Reactor-BSTR)第13页优点 操作灵活，适合用于小批量、多品种、反应时间较长产品生产-精细化工产品生产缺点 装料、卸料等辅助操作时间长，产品质量不稳定第14页单位时间物料衡算单位时间物料衡算：物料进入量=物料引出量+物料累积量+反应消耗物料量反应消耗物料量=-物料累积量等容过程，液相反应等容过程，液相反应基本方程基本方程：第15页简单一级反应简单一级反应：简单二级反应简单二级反应：A+BR，（cA0=cB0）反应器容积反应器容积：t-辅助时间;-装料系数 第16页反应速率(-rA)=k(-rA)=kCA(-rA)=kCA2普通式第17页例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=0.00231 s-1，反应物A初始浓度为1.24kmol/m3，要求A转化率到达90%，每批操作辅助时间为30min，A日处理量为14m3，装料系数为0.75，试求反应器体积。解：一级反应，第18页反应器体积：第19页例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-1 min-1，反应物A处理量为80kmol h-1，CA0=CB0=2.5 kmol m-3，要求A转化率到达80%，每批操作辅助时间为30min，装料系数为0.75，试求反应器体积。解：二级反应，第20页反应器体积：第21页p特点：连续进料；T、P、q一定时，反应器内任一截面物料浓度不随时间改变；浓度沿管长改变；物料质点在反应器内停留时间相等。3 3 平推流反应器平推流反应器-活塞流反应器活塞流反应器(Piston Flow Reactor-(Piston Flow Reactor-PFR)PFR)第22页对单位时间对单位时间dVdV微元体积物料衡算微元体积物料衡算：物料进入量=物料引出量+反应消耗物料量qV0CA0(1-xA)=qV0CA01-(xA+dxA)+(-rA)dVR基本方程基本方程：第23页等温一级反应等温一级反应：等温二级反应等温二级反应：A+BR，（cA0=cB0）第24页反应速率(-rA)=k(-rA)=kCA(-rA)=kCA2普通式第25页例7-3 在管反应器中进行分解反应：AB+C，已知328K时k=0.00231 s-1，反应物A初始浓度为1.24kmol/m3，要求A转化率到达90%，A日处理量为14m3，试求反应器体积。解：一级反应，反应器体积：第26页例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-1 min-1，反应物A处理量为80kmol h-1，CA0=CB0=2.5 kmol m-3，要求A转化率到达80%，试求反应器体积。解：二级反应，反应器体积：第27页p特点：连续进料；T、P、q一定时，反应器内物料浓度不随时间改变；反应器内物料参数处处相等，且等于出口物料参数；物料在釜内停留时间不一样。4 连续操作釜式反应器-全混流反应器(Continuous Stirred Tank Reactor-CSTR)第28页单位时间物料衡算：物料进入量=物料引出量+反应消耗物料量qV0CA0=qV0CA+(-rA)VR基本方程：第29页简单一级反应：简单二级反应：A+BR，（cA0=cB0）第30页反应速率(-rA)=k(-rA)=kcA(-rA)=kcA2普通式第31页例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=0.00231 s-1，反应物A初始浓度为1.24kmol/m3，要求A转化率到达90%，A日处理量为14m3，试求反应器体积。解：一级反应，反应器体积：第32页例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-1 min-1，反应物A处理量为80kmol h-1，CA0=CB0=2.5 kmol m-3，要求A转化率到达80%，试求反应器体积。解：二级反应，反应器体积：第33页特点：连续进料；T、P、q一定时，各反应器内物料浓度不随时间改变；各反应器内物料参数处处相等，且等于出口物料参数；各釜间物料浓度不一样，前一级反应器出口物料浓度为后一级反应器入口浓度。5 多釜串联反应器(multiple mixed flow reactors-MMFR)第34页对第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)第35页基本方程：第36页代数法求VR,i、N、xA,N、cA,N：（各釜有效容积相等等容反应）简单一级反应：第一釜为：第二釜为：第i釜为：第37页转化率：第N釜为：第38页图解法：用已知动力学数据作(-rA）对xA曲线MN；在xA轴上标出要求到达最终转化率；由xA,00自原点出发作斜率为cA,0/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转化率xA1，。第39页例7-7 在二釜串联反应器中进行分解反应：AB+C，已知328K时k=0.00231 s-1，反应物A初始浓度为1.24kmol/m3，要求A转化率到达90%，A日处理量为14m3，试求反应器体积。解：一级反应，反应器体积：第40页对三釜串联反应器：反应器体积：第41页3 3 均相反应过程优化和反应器选择均相反应过程优化和反应器选择1 1 以生产强度为优化目标以生产强度为优化目标生产强度：单位容积反应器生产能力。例：分解反应 AB+C，在328K时k=0.00231 s-1，反应物A初始浓度为1.24kmol/m3，求A转化率到达90%，A日处理量为14m3，反应器容积。反应器类型空间时间(s)反应器有效容积(m3)反应器相对容积活塞流反应器996.80.1621三釜串联499.83=1499.40.2431.50二釜串联9362=18720.3031.87连续理想混合3896.10.6313.90间歇搅拌釜996.8（辅助时间30min）0.453第42页反应器类型反应器有效容积(m3)反应器相对容积xA=0.8xA=0.9xA=0.8xA=0.9活塞流反应器3.6811连续理想混合17.871.14.948.9二级反应：第43页讨论相同情况下有效容积关系为（间歇釜辅助时间与反应时间相比很小时：活塞流间歇釜多釜串联1）：（-rA）=kcAn,p转化率影响：正级数，1,转化率增加，减小。p反应级数影响：反应级数增加，减小。第46页2 以产率和选择性为优化目标（复杂反应）转化率：瞬时收率：收率：第47页瞬时选择性：选择性：当原料不循环返回反应器时：收率选择性转化率第48页平行反应过程平行反应过程 a1a2，b1a2，b1b2 时，提升反应物浓度cA，有利于提升反应选择性，活塞流或间歇釜；a1a2，b1b2时，提升cA浓度，降低cB浓度；a1b2 时，提升cB浓度，降低cA浓度。第49页E1E2：升高温度有利于提升反应选择性；E1k2，则提高单程转化率；若k1副反应级数时，选活塞流；反之选全混流。串联反应，以中间产物为目标产物，选活塞流，反之选全混流。第53页4 4 反应器内物料停留时间分布反应器内物料停留时间分布1 分布密度函数与分布函数设进入反应系统物料量为N，停留时间在t-t+dt物料量为dN，dN占进料总量分率为：-停留时间分布密度函数，表示单位时间间隔内物料分率，该分率随时间改变。归一化：第54页停留时间分布函数 F(t)-停留时间为0t物料在进料总量中占分率：第55页2 停留时间分布函数测定脉冲输入法脉冲输入法：示踪剂从系统入口处瞬间注入。同时在系统出口处跟踪检测示踪剂量随时间改变。qV为物料体积流量，示踪剂总量为M0，则有：qV0M00C0(t)t0C0(t)tt=0第56页阶梯输入法阶梯输入法：将定常态流动物料从某一时刻起切换为流量与原定常态流动物料相同含有示踪剂流体。同时在系统出口处跟踪检测示踪剂量随时间改变。第57页3 停留时间分布函数数字特征平均停留时间数学期望平均停留时间数学期望已知反应器有效体积和物料流量时：定常态恒容过程：对离散数据：第58页方差：方差：(物料质点停留时间与平均停留时间偏离程度物料质点停留时间与平均停留时间偏离程度)对离散数据：第59页对比时间:第60页4 几个流动模型停留时间分布函数活塞流模型活塞流模型停留时间分布密度函数：方差：第61页全混流模型全混流模型脉冲输入法：（对t-t+dt时间间隔内反应器内示踪剂量进行衡算）t时示踪剂量t+dt时示踪剂量+dt时间流出示踪剂量 VRC(t)=VR(C(t)+dC(t)+qVC(t)dt 0=VRdC(t)+qVC(t)dt等容反应：第62页停留时间分布函数：停留时间分布密度函数方差：停留时间分布密度函数：第63页多级全混流模型多级全混流模型物料为定常态流动，各级有效容积相等，空间时间相等第一级：第二级，在t-t+dt时间间隔：进入示踪剂量离开示踪剂量第二级内示踪剂改变量qV0C1(t)dt-qV0C2(t)dt=VRdC2(t)令：C2（t）y，t/=x，求解微分方程，得:第N级示踪剂出口浓度：第64页停留时间分布密度函数：第65页扩散模型扩散模型取长度为dl微元，两端面上示踪剂浓度分别为C和物料流速为u，轴向扩散速率借用分子扩散费克定律来表示。微元端面1逆向扩散速率为：微元端面2逆向扩散速率为：第66页化简，得：(L为反应器长度)Dl/uL为返混数，其倒数uL/Dl为贝克来(Pclet)数，用符号Pe表示，量纲为1。上式改写成量纲为1形式：微元内浓度均一，则微元物料衡算关系为：进入示踪剂量流出示踪剂量+微元内示踪剂改变量 第67页当Dl0，或Pe时，上两式可化简为活塞流模型方程：轴向扩散模型实际上是在活塞流模型上迭加轴向返混。当边界和初始条件为：c=0,l0,t=0;c=c0,l0;C=c0,l=-,t0第68页方差：对同一连续操作反应系统，物料在反应器内流动情况可用多级全混流模型表示，也可用轴向扩散模型表示：（返混稍大闭式系统）第69页5 5 气固相催化反应器气固相催化反应器1 气固相催化反应过程p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第70页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速率常数，等温时，ks=k；cAs在催化剂颗粒表面上浓度；Vp固体颗粒体积。外扩散过程 反应速率：第71页kg以Vp为基准气相传质系数，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传质速率为：第72页内扩散过程 容积扩散容积扩散：以分子间碰撞为阻力。微孔直径远大于气体分子运动平均自由路径。容积扩散系数与绝对温度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扩散为容积扩散。诺森扩散诺森扩散：以分子与孔壁之间碰撞为阻力。微孔直径小于气体分子运动平均自由路径。诺森扩散系数与微孔半径及绝对温度0.5次方呈正比，与压力无关。多数工业催化剂微孔半径在10-7m以下，为诺森扩散。第73页内表面利用率：N1：等温条件下催化剂颗粒内单位时间实际反应量；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理论反应量。工业催化剂颗粒普通在0.2-0.8之间。值靠近或等于1时，反应为动力学控制，远小于1，为内扩散控制。第74页气固相催化反应宏观动力学模型稳态下，各过程速率相等，宏观反应速率等于任一过程速率。对一级不可逆反应：；解出cA,s,得：第75页：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。第76页2 固定床催化反应器绝热式反应器：第77页对外换热列管换热器非绝热自热式列管反应器第78页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，压强降增加迟缓；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，流速与压强降关系，D点为临界流化速度。第79页散式流态化：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”。第80页流化床反应器第81页4 反应器操作温度最正确化最正确温度和平衡温度 对不可逆简单反应，以提升反应速率为优化目标，而反应速率随温度升高而增大，故在设备、催化剂、反应物和产物性质、生产成本允许情况下，提升反应温度。不存在最正确温度。可逆简单反应必须考虑温度对反应速率和化学平衡影响。以一级反应为例讨论：第82页平衡常数：对吸热反应：Hr为正，dlnK/dT0,K随T升高而增大；对放热反应：Hr为负，dlnK/dT0,K随T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影响，在不一样反应转化率下，应该存在不一样最正确反应温度最正确温度序列。当反应过程处于最正确反应温度，可确保反应在最高反应速率下进行，到达最高转化率。第83页温度恒定时，转化率改变对反应速率影响：CA01molm-3 转化率恒定时，反应温度改变对反应速率影响：一级可逆放热反应最正确温度计算式：第84页平衡温度Te：（平衡时（rA）0）第85页5 反应器热稳定性反应器热稳定性判断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改变关系生热曲线；线2：散热量与温度关系，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，引发温升，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，因为散热速率大，又回到原处稳定热平衡点。第86页化学反应生热曲线化学反应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生热曲线3，4可逆一级反应在搅拌釜中生热曲线对一级可逆放热反应：连续釜反应器内化学反应生成热：反应器去热曲线反应器去热曲线 第87页小结p基本概念 基本反应器及其特点，停留时间分布（分布密度函数、分布函数，平均停留时间，方差），流动模型（全混流，活塞流），转化率，收率，选择性，不一样优化目标下反应器选择，气固相催化反应机理，固体流态化，最正确温度，平衡温度，热稳定性p基本关系 物料衡算关系，间歇釜、管式反应器反应时间基本算式，搅拌釜、多釜串联空间时间基本算式。p基本计算 停留时间分布（分布密度函数、分布函数，平均停留时间，方差）计算，基本反应器计算（时间、容积）。第88页第89页