搅拌釜式反应器下.pptx

二、搅拌器的选型 依靠搅拌的生产过程可分为几种操作类别，而每种操作类别中又各有其主要的控制因素，在选型前先找出生产过程的操作类别和控制因素，选型就有了依据 1 1低粘度均相液体的混和低粘度均相液体的混和n 如如果果混混和和时时间间没没有有严严格格要要求求，般般的的搅搅拌拌器器皆皆可可采采用用。推推进进式式的的循循环环速速率率大大且且消消耗耗动动力力少少，最最合合司司；桨桨式式的的转转速速低低，消消耗耗功功率率小小，但但混混和和效效果果不不佳佳；涡涡轮轮式式的的剪剪切切作作用用强强，但但对对于于这这种种混混和和过过程程无无大大必必要，而其动力消耗大，显得不合理。要，而其动力消耗大，显得不合理。u2 2分散分散(非均相液体的混和非均相液体的混和)u 涡轮式搅拌器的剪切作用和循环速率大，用于此涡轮式搅拌器的剪切作用和循环速率大，用于此类操作效果最好，特别是平直叶的剪切作用比折叶和弯类操作效果最好，特别是平直叶的剪切作用比折叶和弯叶的大，则更为合适。在分散粘度较大的液体时，可采叶的大，则更为合适。在分散粘度较大的液体时，可采用弯叶涡轮，以节省动力用弯叶涡轮，以节省动力3.3.固体悬浮固体悬浮 低粘度液体内悬浮容易沉降的固体颗粒时，应选低粘度液体内悬浮容易沉降的固体颗粒时，应选用涡轮式搅拌器。其中以开启涡轮为最好，因它没用涡轮式搅拌器。其中以开启涡轮为最好，因它没有中间的圆盘，不致于阻碍桨叶上下的液相混合，有中间的圆盘，不致于阻碍桨叶上下的液相混合，特别是弯叶开启涡轮，桨叶不易磨损，用于固体悬特别是弯叶开启涡轮，桨叶不易磨损，用于固体悬浮更为合适。如固液比重差小，不易沉降时，可用浮更为合适。如固液比重差小，不易沉降时，可用推进式。对固液比在推进式。对固液比在50%50%以上或液体粘度高而固体不以上或液体粘度高而固体不易沉降的，可用桨式或锚式搅拌器。易沉降的，可用桨式或锚式搅拌器。u4 4固体溶解固体溶解u 要求搅拌器兼有剪切作用和循环速率，所要求搅拌器兼有剪切作用和循环速率，所以涡轮式是最合适的。推进式的循环速率大，但以涡轮式是最合适的。推进式的循环速率大，但剪切作用小，用于小容量的溶解过程比较合理。剪切作用小，用于小容量的溶解过程比较合理。n气体吸收 n 此类操作的最适宜型式为各种圆盘涡轮搅拌器，因其剪切作用强，且圆盘下面可存住一些气体，使气体的分散更平稳。推进式和开启涡轮的效果不好，桨式不适用。6 6、传热、传热 传热量小时可采用夹套釜加桨式搅拌器；中传热量小时可采用夹套釜加桨式搅拌器；中等传热量时可用夹套釜加桨式搅拌器并加挡板等传热量时可用夹套釜加桨式搅拌器并加挡板(Re3000)(Re3000)；传热量很大时可用蛇管传热，采用推；传热量很大时可用蛇管传热，采用推进式或涡轮式搅拌器，并加挡板进式或涡轮式搅拌器，并加挡板7高粘度操作 在需冷却的夹套釜的内壁上常易生成一层粘度更高的薄膜，该层膜的传热效率极差，此时应选用与釜内壁相近的锚式或框式搅拌器 8 8结晶结晶 在结晶操作中往往需要控制晶粒的形状和大小，在结晶操作中往往需要控制晶粒的形状和大小，故常要通过试验决定适宜的搅拌器型式和转速。一故常要通过试验决定适宜的搅拌器型式和转速。一般地说，小直径高转速的搅拌器适用于微粒结晶，般地说，小直径高转速的搅拌器适用于微粒结晶，晶体形状不易一致；大直径低转速的搅拌器适用于晶体形状不易一致；大直径低转速的搅拌器适用于颗粒要求较大的定形结晶，此时釜内不宜装挡板。颗粒要求较大的定形结晶，此时釜内不宜装挡板。三、搅拌器的放大 搅拌器的型式选定后，下一步工作就是要确定其尺寸，转速与功率，也就是搅拌器的放大。所用放大准则应能保证在放大后的操作效果不变。对于不同的搅拌过程和搅拌目的，有以下一些放大准则可供选用。（一)保持搅拌雷诺数nd2/不变(二)保持叶端圆周速度nd不变(三)保持单位体积所消耗的搅拌功率pv不变因为在湍流时，搅拌功率正比于转速的3次方、搅拌器直径的5次方，即P正比n3d5；而釜径又是叶轮直径的一定倍数，这样釜的体积就正比于叶轮直径的3次方，即V正比d3。将上述两式相除，得(p/v)正比n3d2，所以单位体积的搅拌功率与转速的3次方、直径的平方成正比。要保持PV不变，则有：(四)保持传热膜系数相等通用的传热膜系数关联式的形式为：对于采用相同流体和温度的几何相似系统可得：在许多均相搅拌系统的放大中，往往需要通过加热或冷却的方法，使反应保持在适当的温度范围内进行，因而传热速率成为设计的控制因素。此时，采用传热膜系数相等的准则进行放大，可以得到满意的结果。当采用传热膜系数相等作为放大准则时，不仅能使放大后具有与中试时同样的传热状态，而且也不过分改变其它变量(如PV和nd)的大小。例如；当m0.65时，要保持传热膜系数相等，则解 先制造两套与小试设备几何相似的实验设备，容积分别为75L和600L，调节转速以获得同样的生产效果。三套设备得到的实验数据如表23所列。由表24可见，三个实验设备在生产效果相同时nd基本相同。因此，保持叶端圆周速度不变可以作为放大准则，并由此外推出生产设备的直径和转速。因大型设备与小型设备几何相似，所以大型搅拌釜的直径为；第三节搅拌功率一、均相液体的搅拌功率设有一片桨叶通过液体作运动，液体与桨叶的相对速度以平均速度表示，则作用于桨叶上的力:克服此力所需的功率应等于力乘平均速度，即 所以搅拌功率与液体密度的1次方、转速的3次方和搅拌器直径的5次方成正比。功率准数应是搅拌器型式与雷诺数的函数校正系数一般情况下，不论是否设置挡板，不论是在层流、湍流或过渡流区工作，搅拌功率都可以通过其功率曲线计算求得二、非均相液体的搅拌功率以上的讨论限于均相液体的搅拌按均相液体的方法来计算搅拌功率。(一)液液相搅拌 1平均密度2平均粘度当两相液体的粘度都较小时对常用的水有机溶剂(以油表示)系统，当水的体积分率大于40时，当水的体积分率小于40时：(-)气液相搅拌 搅拌釜中通入空气后，由于搅拌器周围的液体密度减小，搅拌需要的功率显著下降，其降低程度与通气量Q(m3min)及循环量v(m3min)有关。所以常用通气准数2通气搅拌功率的关联图有人将Na准数与PgP标绘，得图217。此图只适用于Dd34的直叶圆盘涡轮3通气搅拌功率计算式 4通气搅拌功率的准数方程式。对不同范围的通气量和液体粘度以及大小不同的搅拌器均适用(三)固一液相搅拌 当固体颗粒的量不大时，可近似地看作是均一的悬浮状态。这时可取平均密度和平均粘度来代替原液相的密度和粘度，把它作为均相液体的搅拌来计算。1平均密度 计算式同式(216)，即2、平均粘度应当说明，固液相的搅拌功率与固体颗粒的大小很有关系，当颗粒尺寸在200目以上时，由于粒子与桨叶接触时的阻力变大，这种算法所求得的功率将偏小。三、非牛顿液体的搅拌功率牛顿液体服从牛顿粘性定律，即工业生产中的非牛顿液体，一般遵循Ostwald的幂指数规律，即由式(2-27)可见，当m=1时，K=时，即牛顿液体，当ml时，称为胀塑性液体，固体含量高的悬浮液、糊状物、涂料以及泥浆、淀粉、高分子凝胶等属于胀塑性液体。按照粘度的定义，对非牛顿液体仍可定义为剪应力与剪切率的比值，称此比值为表观粘度，以a表示，于是有对假塑性液体，ml，表观粘度随剪切率的增大而增大计算非牛顿液体的搅拌功率，关键在于确定搅拌釜内被搅拌液体的平均表观粘度和平均剪切率。搅拌釜内的平均剪切率与搅拌器的转速成正比，即 按给定的转速求出搅拌釜内的平均剪切率后，代入式(228)中，即可求出搅拌釜内液体的平均表观粘度，即第四节搅拌釜的传热一、温度对化学反应的影响温度对化学反应的影响是多方面的，下面择要讨论温度对简单反应的反应速度和对复杂反应选择性的影响。(一)温度对反应速度的影响由于速度常数对温度的依赖性，其关系可以由阿累尼乌斯经验式(1-4)来表示活化能E不仅是反应难易程度的衡量，也是反应速度对温度敏感性的标志。根据过渡状态理论，反应物先要被活化到一定状态，然后才能转变成产物。反应物与过渡物之间的能量差即为活化能，而反应物与生成物之间的能量差则为反应热。将式(14)两边取对数，得将lnk对lT作图为一直线，如图219所示对简单反应，反应速度是温度、浓度(或转化率)的函数当温度升到某值后，反应速度变慢(逆反应转趋优势)，每一曲线都出现反应速度最高点。若将各曲线的最高点连接起来，即得最佳反应温度线，如图中虚线所示 如果随着转化率的提高，使反应温度沿这条最佳温度线变化，则所需的反应器容积(或反应时间)为最小。可见，这时就要采用变温操作，随转化率的提高逐渐降低系统的温度。（二）温度对选择性的影响可见，当E1E2时，温度升高，选择率增大；E110000、2*10-3pas的场合。当粘度较大时，可用下式计算：(四)非牛顿液体的传热膜系数 搅拌介质为非牛顿液体时，计算传热膜系数的关键在于确定被搅拌液体的平均表观粘度。前已述及，搅拌釜内的平均剪切率与搅拌器的转速成正比(见式2-29)，按给定的转速求出平均剪切率后，代入式(2-30)中，即可求出搅拌釜内液体的平均表观粘度a。用计算得到的平均表观粘度代入Re和Pr中，即可利用计算牛顿液体的关联式来求出实际介质中的传热膜系数。第五节间歇反应釜的工艺计算一、反应釜的物料衡算 在进行反应釜的物料衡算时，往往需要用到转化率和收率的数据。转化率是针对主要原料而言的，即主要原料在主反应和副反应中反应掉的摩尔数与其加入的摩尔数之比的百分率称为转化率。收率则是针对主产物而言的，主产物实际得量的摩尔数与其理论得量的摩尔数之比的百分率称为收率.二、反应釜容积与个数的确定 由物料衡算求出每天需处理的物料体积后，即可着手计算反应釜的容积与个数。计算时，在反应釜的容积VT和台数n，这两个变量中必须先确定一个。由于台数一般不会很多，通常可以用几个不同的n值来算出相应的vT值，然后再决定采用哪一组，n和VT值比较合适。1给定VT，求n 因为每天需操作的批数为，VdVRVdVT (241)而每天每个反应釜可操作的批数为：所以，生产过程需用的反应釜个数为：上式(243)计算得到的nP值通常不是整数，须圆整成整数n。这样反应釜的生产能力较设计要求提高了，其提高程度称为生产能力的后备系数，以表示，即nnp后备系数通常在1.11.15为合适。三、反应釜直径与高度的计算 一般搅拌反应釜的高度与直径之比 HD=1.2左右(见图227)。釜盖与釜底采用椭圆形封头，如图228所示，图中注明的封头容积(V=0.131D3)不包括直边高度(2550mm)的容积在内。由工艺计算决定了反应器的容积后，即可按下式求得其直径与高度 所求得的圆筒高度及直径须要圆整，并检验装料系数是否合适。确定了反应釜的主要尺寸后，其壁厚、法兰尺寸以及手孔、视镜、工艺接管口等均可按工艺条件由标准中选取。四、设备之间的平衡 在通常情况下，加料出料、清洗等辅助时间是不会太长的。但当前后工序设备之间不平衡时，就会出现前工序操作完了要出料，后工序却不能接受来料，或者，后工序待接受来料，而前工序尚未反应完毕的情况。这时将大大延长辅助操作的时间，关于设备之间的平衡，大致有下列几种情况。1反应釜与反应釜之间的平衡 为了便于生产的组织管理和产品的质量检验，通常要求不同批号的物料不相混，这样就应使各道工序每天操作的批数相同2反应釜与物理过程设备之间的平衡 当反应后需要过滤或离心脱水时，通常每个反应釜配置一台过滤机或离心机比较方便。若过滤需要的时间很短，也可以两个或几个反应釜合用一台过滤机。若过滤需要时间较长，可以每个反应釜配两个或更多的过滤机(此时可考虑采用一个较大规格的过滤机)。当反应后需要浓缩或蒸馏时，因为它们的操作时间较长，通常需要设置中间贮罐)、将反应完成液先贮入贮槽中，以避免两个工序之间因操作上不协调而耽误时间。3，反应釜与计量槽、贮槽之间的平衡 通常液体原料都要经过计量后加入反应釜，每个反应釜单独配置专用的计量槽，操作方便，计量槽的容积通常按一批操作需要的原料用量来决定(取0.80.85)。贮槽的容积则可按二天的需用量来决定，当每天的用量较少时，也可按贮备23天的量来计算(取0.8-0.9).第六节连续反应釜的热稳定性连续操作的反应釜必须考虑热稳定性问题。否则，反应器不仅不能正常运转，而且可能发生温度失去控制，甚至冲料、爆炸等危险一、全混釜的热量平衡在连续操作的反应釜内，温度均一且不随时间变化，所以，可以对整个反应釜作单位时间内的热量衡算(图229)左边是反应放热速率，以Qr，表示，右边是反应流体带走的热量与载热体带走的热量之和，简称除热速率，以Qc表示，即QrQc(247)(一)反应放热速率曲线在低温时反应慢，放热速率小；随着温度升高，反应加快，放热速串急剧增大，但随着反应的加快，反应物浓度迅速降低，影响反应速度的进一步提高，因此在高温时放热速率变化很小，反应放热速率曲线的形状如图230所示的S形曲线。对可逆反应，由于逆反应速度随温度增大，在高温时放热速率反而减小，如图230中虚线所示。为了简单起见，下面讨论一级不可逆反应的放热速率曲线。由全混釜的物料衡算式，对一级不可逆反应代入上式因得此即放热速率与反应温度的关系式。(二)除热速率曲线所以，除热速率与反应温度成直线关系，随参数值的不同，直线有不同的斜率与截距。二、稳定操作点当Qr二Qc，即放热速率与除热速率达到平衡时，反应物系能够维持一定的温度，所以Qr=Qc是保持定常操作的条件，它可以用QrT曲线和QcT直线的交点表示.平衡点是否稳定，可以根据放热速率线和除热速率线的斜率来判断：若放热速率线的斜率大于除热速率线的斜率，则为不稳定，反之，则能稳定操作.所以连续操作反应釜要维持稳定操作必须满足：第七节半连续反应釜半连续反应釜操作方式(1)先加入一种反应物，再根据冷却系统能够除去反应热的快慢，逐渐加入(或滴加)另一种反应物，使反应不致太快，避免副反应的发生；(2)在反应过程中连续地取出某种产物，例如，利用产物的挥发性，连续地将其蒸出，使可逆反应向着有利于生成产物的方向进行，以提高转化率一、反应温度的控制将式(252)代入式(251)中，积分后可得当反应为lmolA生成lmolR时，则R的浓度可由下式求得由式（257)可见，反应开始时，t=0，放热速率为零，随着反应的进行，放热速率接近于vCAo(一HA)，但不会超过此值。所以反应放热速率由反应物A的滴加速度决定。滴加得越慢，放热速率越小，藉此可以控制反应温度，避免副产物的生成。二、稳定性与比拟放大半连续反应器从实验室规模(模型)比拟放大到工业规模(实型)，即如何利用实验室所取得的数据，解决工业反应器的计算与设计，迄今已提出了各种比拟放大的方法。依据稳定性原理进行半连续式反应器的比拟放大，是卡法洛夫等人提出来，理论与实践证明：只有在时间与空间方面都趋于稳定的系统，才有可能进行成功的模拟。由上可知，过程是否稳定的判据，可以由一个稳定系数除热线与放热线交点的正切之比来表示，即半连续反应器由模型过渡到原型的总过渡稳定系数应为上述三种过滤稳定系数的乘积。式(263)表明，总过渡稳定系数与线性尺寸的增大成反比，而与传热面积的加大和加料时间的延长成正比。因此，将模型的线性尺寸放大71倍后，可采取安装蛇管以增大换热面，加强搅拌以增大传热系数，或采取延长加料时间的办法(生产能力将降低)，以满足 1的放大条件，这样就保证丁工业反应器的稳定性