管式反应器-相关计算.pptxVIP

第六章 管式反应器;6.1 .1 管式反应器的特点、型式和应用;图6-1水平管式反应器;图6-2几种立式管式反应器;图6-3盘管式反应器 ;管式反应器的加热或冷却方式 ;6.1.2 物料在管式反应器中的流动（理想置换假设）;理想置换假设的内容是①假定径向流速分布均匀，即所有的质点以相同的速率从入口流向出口，就像活塞运动一样，所以理想置换所对应的流型又称为活塞流；②轴向上的同截面上浓度、温度分布均匀 ;6.2 等温管式反应器的计算;于是;设在理想置换管式反应器中进行等温恒容n级不可逆反应，rA=kCAn。设A的浓度为CA时，A的摩尔流量为nA，则结合转化率的定义，有 CA=nA/FV0=(nA0(1-xA))/FV0=CA0(1-xA);对于连续操作的反应系统，定义反应体积VR与物料体积流量FV之比接触时间，亦称为停留时间，用τ表示： 在操作条件下，进入反应器的物料通过反应体积所需的时间，称为空时，用τ表示 : 空时的倒数为空速，其意义是单位反应体积单位时间内所处理的物料量，因次为[时间]-1，用SV表示 ;对于恒容过程 ;6.2.2 管径与管长的确定;(2)先规定流体流速u，据此确定管径d，再计算管长L，再检验Re是否104;(4)对于传热型的管式反应器，可根据热量衡算得出的传热面积A，确定管径d和管长L，再检验Re是否104;例6.1 化学反应A+2B→C+D在管式反应器中实现，rA=1.98×10-2CACBkmol/(m3·min)。已知A、B的进料流量分别为0.08m3/h和0.48m3/h；混合后A、B的初浓度分别为1.2kmol/m3和15.5kmol/m3；密度分别为1350.0kg/m3和881.0kg/m3；混合物粘度为1.5×10-2Pa·s。要求使A的转化率达到0.98，求反应体积，并从Φ24×6,Φ35×9, Φ43×10三种管材中选择一种。;解：反应物的体积流量FV0=FVA+FVB=0.56m3 密度ρ=(FVAρA+FVB ρB)/(FVA+FVB)=948.0kg/m3 反应器任意位置，CA=CA0(1-xA) CB=CB0-2CA0xA，所以 rA=kCACB=CA0(1-xA)(CB0-2CA0xA);代入已知数据得VR=0.134m3;6.2.3 等温变容管式反应器;例如下列气相反应，设停留时间为τ，反应物A的转化率为xA，于是;n = nA0(1-xA)+nB0-bnA0xA/a+snA0xA/a+rnA0xA/a = nA0+nB0+nA0xA((s+r-b)/a-1);定义τ=τ时，反应物A在气相中的摩尔分率为yA ;此时A组份的浓度为CA，所以;于是，对于n级不可逆反应rA=kCAn，其速率方程可表???为;于是，对于n级不可逆反应rA=kCAn，其速率方程 又可表达为;例6.2 在理想置换管式反应器中进行等温二级不可逆反应A+B→R，已知气体物料的起始流量为360.0m3/h，A和B的初浓度均为0.8kmol/m3，其余的惰性气体的浓度为2.4kmol/m3，速率常数为8.0m3/(kmol·min)。要使A的转化率达到0.90，求停留时间和反应体积。;于是;6.3 变温管式反应器;为方便模型化，可将反应温度和关键组份的转化率表达为反应器轴向位置的函数。;(2) 热平衡方程;因此，稳态操作下，热平衡方程为;间壁传热量;与物料平衡方程联立;假设在反应器中物料温度从T0变化到T，忽略反应过程中物系总摩尔数的变化，上式左端可积分为;所以;于是;上式与间歇反应器、全混流反应器在绝热情况推导出的公式完全一样，所以绝热方程适用于各类反应器。以xA 对温度T作图可得一条直线，如下图，直线的斜率等于1/λ。 若放热反应， λ＞0，直线斜角＜90 ° 若吸热反应， λ＜0，直线斜角＞90° 若等温反应， λ＝0，直线斜角＝90°;虽然绝热方程反映了三类反应器在绝热条件下操作温度与转化率的关系，但本质上还是有区别的：;绝热反应器的求解要用下面三个式子联立：;例6.4 一级反应，rA=kCA，已知A的初浓度为1.0kmol/m3，速率常数为1.0/min。要求转化率达到90.0%，分别采用单釜连续、两等体积釜连续和管式反应器实现，反应时间分别是多少。;②两等体积釜连续时;问题的提出：由以上例题可以看出，对于一定的化学反应，当物料处理量、物料的初浓度及终点转化率一定时，完成反应所需要的反应时间按多釜连续、单釜连续、管式连续反应器的次序递减。;不同形式的反应器主要从两个方面进行比较： 第一，生产能力，即单