第精编版八章化学反应器公开课一等奖优质课大赛微课获奖课件.pptx

第七章 基本反应器7-1 概述概述一一.反应器分类反应器分类1按结构分类按结构分类:釜釜式：间接加热搅拌容器式：间接加热搅拌容器液相反应液相反应管管式：平式直管，传热效果好式：平式直管，传热效果好气相反应气相反应塔塔式：直立圆筒式：直立圆筒气液相反应气液相反应床床式：直立圆筒式：直立圆筒气固相反应气固相反应固定床固定床流化床流化床 第二篇第二篇化学反应工程化学反应工程一、研究内容：工业反应器分类及正确选择，合理设计，有效放一、研究内容：工业反应器分类及正确选择，合理设计，有效放 大，最优化控制及反应器评价。大，最优化控制及反应器评价。二、研究办法：结合微观动力学方程和宏观传递过程两方面规律建二、研究办法：结合微观动力学方程和宏观传递过程两方面规律建立起描述反应器内各参数数学模型（立起描述反应器内各参数数学模型（xAt反反=t停停 VR）对反应器而言，总希望达一定转化率，所需反应器体积最小，对反应器而言，总希望达一定转化率，所需反应器体积最小，或生成目的产物最多，这与反应动力学特性反应器结构特性及操作或生成目的产物最多，这与反应动力学特性反应器结构特性及操作办法相关，普通是从这两方面入手得到设计方程。办法相关，普通是从这两方面入手得到设计方程。第1页第1页2.按按操作办法操作办法分类分类间歇间歇式：加料式：加料反应反应出料，下一循环出料，下一循环连续连续式：加料式：加料反应反应出料同时进行出料同时进行半连续半连续式：一个物料连续，一个物料间歇式：一个物料连续，一个物料间歇均相均相釜、管釜、管非均相非均相塔、床塔、床等温等温反应器，温度改变可忽略反应器，温度改变可忽略变温变温反应器，换热，反应器，换热，T仍明显改变仍明显改变绝热绝热反应器，不换热，反应热由产物带走反应器，不换热，反应热由产物带走3.按按反应物相态反应物相态分类分类4.按按温度改变温度改变分类分类二、反应器内物料二、反应器内物料流动情况流动情况物料物料停留时间停留时间分布分布1.抱负排挤流动模型抱负排挤流动模型活塞流活塞流 停留时间停留时间t完全相同完全相同 反应器内物料流动象气缸中活塞平动同样，齐头并进，在与流反应器内物料流动象气缸中活塞平动同样，齐头并进，在与流动方向垂直截面上各质点动方向垂直截面上各质点 u、p、t 完全相同完全相同VR有效容积有效容积v体积流量体积流量2.抱负混合流动模型抱负混合流动模型 停留时间分布在停留时间分布在0 区间内。区间内。第2页第2页 无论先后进入反应器物料马上充足混合，均布分无论先后进入反应器物料马上充足混合，均布分布，任意时刻出口浓度与反应口内浓度相等。物料布，任意时刻出口浓度与反应口内浓度相等。物料停留时间分布在停留时间分布在0 区间内。区间内。由于停留时间对反应结果产生很大影响，因而由于停留时间对反应结果产生很大影响，因而提出抱负流动模型概念，以抱负流动模型中停留时提出抱负流动模型概念，以抱负流动模型中停留时间分布作为实际反应器参考依据。间分布作为实际反应器参考依据。7-0 动力学基本概念动力学基本概念一、化学反应速率定义式一、化学反应速率定义式对于反应：1 定义定义恒容时：恒容时：第3页第3页注意：注意：V反应反应物物体积体积，V0 起始反应起始反应物物体积体积，Vx转化率为转化率为xA时时反应反应物物体积体积；VR反应反应器器有效有效容积容积；VT 反应反应器器总容积；总容积；v0 反反应物起始应物起始体积流量体积流量2 定义定义以浓度定以浓度定义速率义速率以以mol流量流量定义速率定义速率 dCA=-CA0*dxA对于流动反应体系：对于流动反应体系：速率原始速率原始定义：定义：第4页第4页541-21第5页第5页7-2 间歇操作搅拌釜式反应器间歇操作搅拌釜式反应器间歇釜间歇釜一、间歇釜特点一、间歇釜特点1.间歇操作，存在装料、调温、出料、清洗等辅助时间间歇操作，存在装料、调温、出料、清洗等辅助时间t。2.釜内釜内CA,xA,(-rA)t反反改变，但不随位置改变。改变，但不随位置改变。3.各物料微团各物料微团 t停停 都相等。都相等。二、反应时间计算二、反应时间计算1.基本公式基本公式 以整个反应釜在以整个反应釜在dt 内对内对A组分作物料衡算得：组分作物料衡算得：(由于浓度随时间变而不随位置变，故需取时间微元由于浓度随时间变而不随位置变，故需取时间微元)在在dt 内：内：A进入速率进入速率=A流出速率流出速率+A消耗速率消耗速率+A积累速率积累速率第6页第6页2.解析法解析法适合用于已知动力学方程反应体系适合用于已知动力学方程反应体系a.一级反应等温等容反应一级反应等温等容反应 (-rA)=kCA=kCA0(1-xA)VR=V0=VxxA：A转化率转化率-541-15第7页第7页3.图解法求解图解法求解只有只有CA(-rA)或或xA(-rA)数据，无速率方程时数据，无速率方程时141-21第8页第8页2.反应器总容积反应器总容积VT 由于反应体系发泡、沸腾等原因，必须由于反应体系发泡、沸腾等原因，必须VTVR 设：设：VR/VT=装料系数装料系数（0.50.8）注意注意：v0单位与单位与时间单位一致时间单位一致三、间歇反应釜容积计算三、间歇反应釜容积计算1.有效容积有效容积:VR 即使反应釜间歇操作，但原料生产及产品后处即使反应釜间歇操作，但原料生产及产品后处理往往连续，普通在反应釜前增设一原料缓冲池，理往往连续，普通在反应釜前增设一原料缓冲池，反应釜后面增设粗产品缓冲池。设原料体积流量为反应釜后面增设粗产品缓冲池。设原料体积流量为v0 m3/h。则在反应时间内流进缓冲池反应物料为则在反应时间内流进缓冲池反应物料为v0*t反反，在，在装料、出料、清洗等辅助时间内流进缓冲池反应物装料、出料、清洗等辅助时间内流进缓冲池反应物料为料为v0*t，则反应器有效容积为：，则反应器有效容积为：第10页第10页四、原料体积流量四、原料体积流量v0 计算计算05141-23G反应物质量流量反应物质量流量反应物密度反应物密度F反应物摩尔流量反应物摩尔流量FA0A组分起始摩尔流量组分起始摩尔流量第11页第11页例例2：在间歇釜在间歇釜中进行己二酸中进行己二酸A与己二醇等摩尔比酯与己二醇等摩尔比酯化反应，已知：化反应，已知：天天处理2400kgA解：二级反应，解：二级反应，A、B等等 消耗，故消耗，故天天处理天天处理2400kgA,每小时每小时100kg7-3 间歇釜中一级反应与二级反应比较间歇釜中一级反应与二级反应比较一级一级：t反反只与只与xA相关，与相关，与CA0无关，无关，CA0/CA亦可表示转化率。亦可表示转化率。(-rA)=kCACB k=1.97升/kmol min kmol/h541-21第12页第12页二级：二级：t反反既与既与xA相关，又与相关，又与CA0相关。相关。例例2(7-1)解：设解：设t1/t2=1第13页第13页 即：对二级反应，即：对二级反应，xA从从00.9耗时是耗时是xA从从0.90.99耗时十耗时十分之一。可见：分之一。可见：反应级数反应级数越大越大，xA越高越高，反应时间增长反应时间增长越快，因此对高级数反应，应设法使某一廉价原料过量，越快，因此对高级数反应，应设法使某一廉价原料过量，以以反应级数反应级数n，减少反应时间减少反应时间。变为拟一级反应后，转化率达变为拟一级反应后，转化率达99%所耗时间仅为原需时间所耗时间仅为原需时间1/21.5，大大缩短。，大大缩短。普通使普通使nH2O:nCO=46:1 5:1第14页第14页 可见：对于二级反应，当可见：对于二级反应，当A残余浓度很低时，可增大起始浓度残余浓度很低时，可增大起始浓度CA0以提升产量，而以提升产量，而t 很少。很少。例例4：习题：习题10 醋酸醋酸A+丁醇丁醇B酯酯D+H2O E P16 60 74 116 18 天天产酯天天产酯2400kg解：液相酯化反应解：液相酯化反应定容定容 (A与与B投料比为投料比为1:4.97,mol比比)例例3(7-2)已知：已知：为二级反应为二级反应,求求CA0从从1 和和5 kmol/m3降到降到 CA=0.01kmol/m3t反反。第15页第15页第16页第16页7-4 管式反应器管式反应器平推流反应器平推流反应器活塞流反应器活塞流反应器plug flow reactor（PFR）一一.管式反应器特点：管式反应器特点：将管式反应器中流体流动抱负化成无摩擦力反应器将管式反应器中流体流动抱负化成无摩擦力反应器1.CA,(-rA),xA均随管长均随管长l 改变，但同一截面为定值。改变，但同一截面为定值。2.各物料微团各物料微团 t停停都相等。（设为抱负排挤流动模型）都相等。（设为抱负排挤流动模型）第17页第17页管式反应器基本设计方程管式反应器基本设计方程二二.设计方程设计方程 由于由于CA,(-rA),xA均随管长均随管长 l 改变，故只能改变，故只能在在dVR内对内对A组分进行物料衡算组分进行物料衡算：对于稳定流动反应过程，无积累。：对于稳定流动反应过程，无积累。A进入速率进入速率=A流出速率流出速率+A消耗速率消耗速率tS=VR/v0空间时间空间时间FA=FA0(1-xA)=v0CA0(1-xA)dFA=-v0CA0dx(2)(-rA)*dVR=-dFA=v0CA0dxFA=FA+dFA+(-rA)*dVR(1)141-22第18页第18页 tS=VR/v0空间时间空间时间 变容过程：当变容过程：当 0，分子数增长，分子数增长,使使t停停 tS(VR=10m3,v0=2m3/s,则则tS=5 s,但由于体积膨胀使但由于体积膨胀使 t停停，使物料不到，使物料不到5s就就离开了反应器离开了反应器)；当；当 0，分子数减少，使，分子数减少，使t停停 tS。1.定容反应定容反应过程过程FA=FA0(1-xA)v0=v=vf CA=CA0(1-xA)dCA=-CA0dxA解析法求解解析法求解:对等温一级反应对等温一级反应:AR541-18第19页第19页对二级等温反应：对二级等温反应：2AR+S 例例5：8-5 P 34 例例8-2反应反应图解法求解：图解法求解：141-17以以 xA对对1/(-rA)作图，曲线下作图，曲线下0 xA之间面积即为：之间面积即为：以以CA对对1/(-rA)作图，曲线下作图，曲线下CACA0之间面积即为之间面积即为tS。第20页第20页2.对非定容气相反应对非定容气相反应而而需先找到需先找到(-rA)xA关系，关系，即先找即先找CAxA关系：关系：CA=nA/V 要找要找 nAxA和和 VxA关系关系,而而nA=nA0(1-xA)式中：式中：CA、nA、V是任意是任意时刻时刻(转化率为转化率为xA)时时,A浓度、浓度、摩尔数、反应体系体积。摩尔数、反应体系体积。以以A为关键组分为关键组分,以以xA表示反应转化率表示反应转化率,则反应表示为：则反应表示为：而而VnTxA，先找，先找nTxA对于变容对于变容(气体气体)反应：反应：第21页第21页(nA0*xA反应消耗反应消耗A摩尔数摩尔数)(nTt 时刻体系总时刻体系总mol数数)膨胀因子膨胀因子每转化每转化1molA引起引起反应体系总摩尔数改变量。反应体系总摩尔数改变量。1.A起始起始mol分率分率 nT第22页第22页2.(A=0时还原时还原)3.4.5.pA-xA首先求任意时刻首先求任意时刻A摩尔分率摩尔分率ZA：pA=P*ZApB-xArA-xA141-24第23页第23页对于变容一级反应有设计方程：对于变容一级反应有设计方程：对于二级反应：对于二级反应：对于二级反应：对于二级反应：化材3第24页第24页7-5 全混流反应器（理想混合反应器）一、特点：(continuous stirred tank reactor)(CSTR)1、连续操作，进料、反应、出料 同时进行。2、CA,(-rA),xA不随时间而变，亦不随位置而变，为一定值。3、存在着强烈返混在反应器内停留时间不同物料粒子之间参合各物料微团停留时间t停分布在0区间内。混合几何位置不同物料粒子之间参合。间歇釜：有混合、无返混。间歇釜：有混合、无返混。管式反应器：无混合、无返混。管式反应器：无混合、无返混。全混流反应器：有混合、更有返混。全混流反应器：有混合、更有返混。二、设计方程：二、设计方程：在稳定流动、稳定反应过程中，在稳定流动、稳定反应过程中，以整个以整个反应器反应器对对A组分进物料衡算组分进物料衡算：由于无积累：由于无积累：or：均为定值均为定值541-24第25页第25页由于该釜中由于该釜中只进行液相反应只进行液相反应，即为，即为定容反应定容反应：则有：即：v0 CA0 xAf=(-rA)VR1、解析法、解析法 对一级反应：对二级反应：全混流反应器基本设计方程全混流反应器基本设计方程第26页第26页例：例：8-6 P36 解：二级反应：解：二级反应：2、图解法：、图解法：对于 由于由于(-rA)定值定值 随随xA，1/(-rA)不变不变而为水平线。因此，求出而为水平线。因此，求出1/(-rA)，在，在xA1/(-rA)坐标图上画出高为：坐标图上画出高为：1/(-rA)，长，长为为xA长方形，其面积长方形，其面积S即为：即为：或据：或据：求出求出1/(-rA)，在，在CA1/(-rA)坐标图上画出高为：坐标图上画出高为：1/(-rA)，长，长为：为：CA0-CA长方形，其面积长方形，其面积S即为即为 t平均平均。如图：。如图：=VR/v0 可求VR第27页第27页3.CA、xA随有效容积改变关系图随有效容积改变关系图7-6返混对简朴反应影响返混对简朴反应影响1.由于返混使反应物浓度在进釜瞬间降到与出口浓由于返混使反应物浓度在进釜瞬间降到与出口浓 度相等，并度相等，并始终在较低始终在较低CA、(-rA)下反应下反应。2.由于反应在低由于反应在低CA下进行下进行,故故达相同达相同xA所需所需t反反长，长，VR大大。例例6(8-6)：xA 管式管式 间歇釜间歇釜 串联釜串联釜N=2 全混流反应釜全混流反应釜 0.8 1.45 2.163.17 7.234m3 0.9 3.25 3.43 6.79 32.55 m3 可见：全混流反应釜可见：全混流反应釜VR 远不小于其它类型反应器远不小于其它类型反应器。141-25241-25第28页第28页7-7 多级串联反应器多级串联反应器 1-18在间歇釜、管式反应器、全混流反应器中在间歇釜、管式反应器、全混流反应器中 由于全混流反应器中由于全混流反应器中CA,(-rA),xA为定值，温度、浓度处处一致，为定值，温度、浓度处处一致，操作稳定，易于控制并实现自动化，操作稳定，易于控制并实现自动化，产品质量稳定产品质量稳定。但反应速度低，。但反应速度低，在相同在相同xA时所需时所需VR大大，投资巨大，为克服此缺点，投资巨大，为克服此缺点，设法使设法使CA逐步减逐步减小小，即设法，即设法用用用用N N个小釜代替一个大釜个小釜代替一个大釜个小釜代替一个大釜个小釜代替一个大釜，则既有温度、浓度一致，则既有温度、浓度一致,操操作稳定作稳定,产品质量均匀长处产品质量均匀长处,又有又有(-rA)较高长处。如图：较高长处。如图：间歇釜管式反应器全混流反应器3、xA，VR，且，且VR比比xA快得多快得多。4、xA，(VR)P，(VR)S，且，且(VR)S比比(VR)P快得多快得多。第29页第29页N=1 全混流反应器返混程度最大,分布在0-CA-VR曲线变为N步阶梯 注意注意xA1,xA2,xAn,xAN 分别是第一釜，第分别是第一釜，第二釜，第二釜，第n釜，第釜，第N釜积累转化率，而第釜积累转化率，而第n釜内转化率为釜内转化率为xAn-xAn-1。如图：如图：N 反应反应器返混程度，实际反应反应反应器返混程度，实际反应器惯用器惯用N表示返混程度大小。表示返混程度大小。N=管式反应器管式反应器无返混无返混,=常数常数14541-25第30页第30页二、设计方程二、设计方程 由于多级串联反应器普通只进行液相反应，视为定容反由于多级串联反应器普通只进行液相反应，视为定容反应。由于各小釜内应。由于各小釜内CA,(-rA)不随时间不随时间t和位置改变，故每一和位置改变，故每一个小釜就是一个全混流反应器，因此个小釜就是一个全混流反应器，因此逐釜应用全混流反应逐釜应用全混流反应器设计方程器设计方程，可求出每一个小釜容积，则反应器总容积可，可求出每一个小釜容积，则反应器总容积可求。求。全混流反应器设计方程为：全混流反应器设计方程为：对第一釜有：对第一釜有：一、多级串联反应器特点一、多级串联反应器特点 各小釜内各小釜内CA，(-rA)既不随时间而变，又不随位置而变，既不随时间而变，又不随位置而变，存在强烈返混，存在强烈返混，t停停分布在分布在t1t2区间内；但区间内；但CA，(-rA)随随N改改变。整个反应器存在一定程度返混，各物料微团变。整个反应器存在一定程度返混，各物料微团t停停分布在分布在t1t2区间内。区间内。第31页第31页式中：式中：CAn第第n釜出口浓度釜出口浓度,是从是从1n逐釜降为逐釜降为CAn,第第n釜中浓度改变量为釜中浓度改变量为CAn-1-CAn,而不是而不是CA0-CAn。对第对第n釜有：釜有：对第二釜有：对第二釜有：.xAn第第n釜出口转化率釜出口转化率,是从是从1n釜釜,逐釜升至逐釜升至xAn,第第n釜中转化率为釜中转化率为xAn-xAn-1，而不是，而不是xAn-xA0。1.解析法：适合用于已知动力学方程及解析法：适合用于已知动力学方程及N、VRi、Ti、v0反应反应体系体系(1)逐釜计算求逐釜计算求xAn第32页第32页(2)已知各釜已知各釜逐釜逐釜计算计算可求得可求得VR1、VR2、VRT。例例7：8-7(P39)，与例，与例8-5和和8-6比较比较解解:液相（定容二级反应）液相（定容二级反应）据上式：据上式：(而单釜而单釜VR=7.234 m3)341-24第33页第33页(3)对于一级反应，可得简式：对于一级反应，可得简式：一釜一釜:二釜二釜:N釜：釜：即：即：或：或：第34页第34页例例8 某一级反应在等温某一级反应在等温25三个等容积小釜中进行三个等容积小釜中进行,k=9.48h-1，CA0=1kmol/m3，XA3=0.95，求各小釜有效容，求各小釜有效容积、总容积以及各釜出口浓度。积、总容积以及各釜出口浓度。解：第35页第35页若在全混流反应器中进行，则：若在全混流反应器中进行，则：求各釜出口浓度：求各釜出口浓度：0513331-24第36页第36页2.图解法：合用有动力学数据而无动力方程或动力学方程图解法：合用有动力学数据而无动力方程或动力学方程太复杂体系。太复杂体系。对第对第 i 釜有：釜有：第第i釜出口转化率必须同时满足上两式釜出口转化率必须同时满足上两式,解此方程组解此方程组,可在可在xA-(-rA)上绘出两条线上绘出两条线,两线交点相应两线交点相应xAi即为方程组解即为方程组解(1)求求xAN：已知已知k、n或或xA-(-rA)数据数据 (等温反应等温反应)a.作作xA-(-rA)动力学曲线动力学曲线MNb.作第一釜操作线作第一釜操作线(截距为截距为0)是过原点是过原点,斜率为斜率为直线直线OP1,由交点可求由交点可求xA1。第37页第37页第二釜操作线截距第二釜操作线截距可求可求,斜率斜率亦可求亦可求,对于操作线方程对于操作线方程,当当(-rA2)=0时，时，xA2=xA1,即第二条操作线过即第二条操作线过(xA1,0)点。故过点。故过(xA1,0)和斜率和斜率线平衡。依这类推，可线平衡。依这类推，可作作N条平行操作线，第条平行操作线，第N条操作线与动力学条操作线与动力学曲线交点相应曲线交点相应xA即为即为xAN。(两操作线斜率可不同)。当VR1=VR2时，可作出第二条操作线可作出第二条操作线,由交点由交点xA2 若各小釜T和VR不同，则应做N条不同动力学曲线和N条斜率不同操作线，据第n釜操作线与第n条动力学曲线交点求：则两操作则两操作第38页第38页(2)求等容各小釜体积求等容各小釜体积VRi及及VRT：已知：已知k,n或或xA-(-rA)数据数据,v0、N、xAN。(等温反应等温反应)a、作出动力学曲线、作出动力学曲线MNb、作、作N条操作线：从原点出条操作线：从原点出发，假设一斜率，发，假设一斜率，作作N条同条同斜率操作线，使第斜率操作线，使第N条操作条操作线与动力学线交点相应线与动力学线交点相应xAxAN。不然，重新假设斜不然，重新假设斜率重作，直到刚好符合为止。率重作，直到刚好符合为止。c、据作操作线斜率、据作操作线斜率 求第39页第39页例例9：(8-8)P40 依据例依据例8-5数据，求用四个等容积小釜串联时数据，求用四个等容积小釜串联时VRT。解：解：依据题给依据题给(-rA)-xA关系式，求得动力学数据关系式，求得动力学数据 (xA=0.8)令一组令一组xA，求得相应，求得相应(-rA)xA 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1(-rA)1.89 1.53 1.21 0.93 0.68 0.47 0.3 0.17 0.08 0.02 0a、据表中数据作动力学曲线；、据表中数据作动力学曲线；b、作釜操作线：从原点出发，假设一斜率作四条操作线使第、作釜操作线：从原点出发，假设一斜率作四条操作线使第4条操条操作线与动力学曲线交点相应作线与动力学曲线交点相应xA0.8，用假定斜率，用假定斜率(从图上读得从图上读得)求求VRnVRT(1.58m3)。见表。见表8-4：P42 作业作业P45（11）a、绘出动力学曲线、绘出动力学曲线b、作操作线：从原点出发，作斜率为、作操作线：从原点出发，作斜率为(3)、求釜数、求釜数N：已知已知k、n或或xA-(-rA)数据，及数据，及 操作线，直到某条操作线操作线，直到某条操作线与动力学曲线交点相应与动力学曲线交点相应xAxAN时，所作操作线条数时，所作操作线条数=N。第40页第40页7-7浓度对复杂反应影响浓度对复杂反应影响一、浓度对一、浓度对可逆反应可逆反应影响影响 优化目的优化目的提升提升xA和和(-rA)一级可逆：一级可逆：平衡时:(-rA)=0(-rA)=k1CA-k2CP=k1CA-k2(CA0-CA)=k1CA-k2CA0+k2CA (CP=CA0-CA)=(k1+k2)CA-k2CA0=(k1+k2)(CA-CAe)=(k1+k2)CA0(xAe-xA)定容反应定容反应有惰有惰性气体时：设性气体时：设CT=CA+CP+Ci Ci-惰气惰气 CP=CT-CA-Ci 同理可同理可导得：导得：(-rA)=k1CA-k2(CT-CA-Ci)=(k1+k2)CA-k2(CT-Ci)AP第41页第41页等温可逆反应时可采取办法有：1.据上式知：CA，(-rA)，为提升CA 应尽也许降低返混，即采取无反混反应器。2.对有多个反应物反应体系对有多个反应物反应体系,如如:CO+H2O CO2+H2可提升廉价原料浓度可提升廉价原料浓度CH2O，以提升，以提升xCO(e),则则(-rA)提升。为提升。为提升提升(-rA)，可减少，可减少xA，而采用循环流程，在较低转化率时，而采用循环流程，在较低转化率时将反应混合物引出反应器。分离出产物后，使反应物返回将反应混合物引出反应器。分离出产物后，使反应物返回反应体系打循环，如合成氨：反应体系打循环，如合成氨：N2+3H2 2NH3二、浓度对平行反应影响二、浓度对平行反应影响 优化目的优化目的提升提升目的产物目的产物选择率选择率第42页第42页为提升对目标产物选择率，对于不情况应采取不同办法：1.当a1 a2 b1b2时，应CA和CB：应选管式反应器和间歇釡，一次投料，在低XA下反应，分离产物后反应物打循环。2.当a1 a2，b1b2时，应CA、CB：应选取全混流反应器，滴加AB或用稀释剂或产物稀释反应物（产物循环）。3.当a1 a2，b1b2时，应CA，CB：应选取管式间歇釜或多级串联釜，B：一次投料，A：滴加或分多股多处加入。5.当a1=a2 b1=b2时，与CA、CB无关，应设法k1/k2，如改变温度或加入Cat等。第43页第43页三、浓度对连串影响三、浓度对连串影响 优化目的优化目的提升目的产物选择率提升目的产物选择率连串反应大多数为一级反应：即即P k1/k2 P CA/CP 而而CA/CP与与反反相关。如图相关。如图8-18第44页第44页为提升对目标产物选择率,对于不情况采取不同办法：1.P CA 不应该采取全混流反应器。2.反应存在t最正确，当k1k2时，t 最正确较大，可在较高xA下反应；当k1k2时，t最正确较小，应在较低xA下反应,分离产物后反应物循环;k1k2时,t 最正确介于前二者之间。3.达到t最正确时，应快速终止反应，如骤然降温，突变PH值，忽然稀释反应物，破坏催化剂等。四、反应器选择和操作条件确实定 工业反应器普通为流动反应器，而流动引发返混、传热、传质改变都会影响化学反应，这种影响大小又取决于反应本身特点。第45页第45页 化学反应器选择是一个极为困难问题，普通说来，化学反应器选择是一个极为困难问题，普通说来，反应物和催化剂相态、反应特点反应物和催化剂相态、反应特点(定、变容反应，简朴、定、变容反应，简朴、复杂反应复杂反应,以及优化目的等）、以及优化目的等）、所要达到反应要求，为实所要达到反应要求，为实现此要求所需采用办法，以及为实现工艺条件需要满足传现此要求所需采用办法，以及为实现工艺条件需要满足传热速率和传质速率等，这些原因都也许对反应器选择有决热速率和传质速率等，这些原因都也许对反应器选择有决定作用定作用。同时，。同时，生产规模、产物性质、安全、经济等原因生产规模、产物性质、安全、经济等原因也不容忽略也不容忽略。因此在许多情况下，。因此在许多情况下，反应器都需要专门设计反应器都需要专门设计。选择时须综合考虑以上各种原因，拟定反应器类型和选择时须综合考虑以上各种原因，拟定反应器类型和操作办法（操作办法（XA高下、投料方式，是否循环、是否分段反应、高下、投料方式，是否循环、是否分段反应、是否流化是否流化等）等）作业：作业：P45（9，10，13）0513331-25第46页第46页