《管式反应器》PPT课件.ppt

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1、1,第四章 管式反应器,长度远大于其直径的一类反应器，统称管式反应器。管式反应器可用于均相反应，也可用于多相反应。广泛用于气固相催化反应的固定床反应器，也可看作是管式反应器；所以，这里所说的管式反应器是广义的。管式反应器多数采用连续操作。,2,41 活塞流假设（流动模型）,流体在连续反应器中的流动是一种极其复杂的物理现象，而这种现象又直接影响到反应器内化学反应进行的速率和程度。例如反应器内存在流体的流速分布。流体在管内的径向流速分布是不均匀的，中心处的流速最大，靠壁处最小;如图所示流体呈层流时，其径向流速分布为抛物面状，而呈湍流时则随湍动的程度不同流速分布变得扁平。显然，中心部分的流体在反应器

2、内的留时间短，靠近管璧处的流体停留时间则长。停留时间不同，反应程度自然就不一样。,3,活塞流假设（流动模型）,除了流速分布外，反应器内流体的混合也是一个极其重要因素。因为流体混合的形式和程度直接影响到反应器内各处流体的浓度和温度，而这两者又是决定反应速率的主要因素。正因为这种流动现象错综复杂，互为因果，就有必要对其作出合理的简化，不失真地建立起描述管内流动状况的物理模型，即流动模型。流动模型：流体流过反应器时的流动状况及返混程度。活塞流模型是最基本的一种流动模型。其基本假定是径向流速分布均匀，如图所示：即所有流体粒子均以相同速度从进口向出口运动，就像一个活塞一样有序地向前移动，故称之为活塞流。

3、,4,活塞流假设（Plug(Piston)Flow Reactor 简称PFR）,返混(Back mixing)：在反应器中停留时间不同的流体粒子之间的混合。返混又称逆向混合。所谓逆向混合指的是时间概念上的逆向，既然活塞流假设径向流速分布均匀，那么在同一横截面上所有流体粒子的停留时间必然相同，自然不存在逆向混合。活塞流模型还假设在流体流动的方向上即轴向上不存在流体的返混，就整个反应器而言，如符合活塞流假设，则同一时刻进入反应器的流体粒子必定在另一时刻里同时离开，即所有流体粒子在反应器内的停留时间相同。（间歇反应器也是如此，因此间歇反应器中也不存在返混）活塞流反应器虽然不存在返混，但由于流体的主

4、体流动和发生化学反应的结果，各个横截面上反应物料的浓度和温度则可以是各不相同的。,5,全混流模型假设(连续釜式反应器）,对于连续釜式反应器，假定反应区内反应物料浓度与温度均一，正是另一种流动模型的必然结果，这种流动模型叫做完全混合流模型，简称全混流模型。全混流模型的基本假定是无论径向混合还是轴向混合程度都达到最大。最大的径向混合保证了同一横截面上物系参数如温度、浓度等的均一，而最大的轴向混合，则消除了各个横截面间温度及浓度的差异，从而达到整个反应器内反应物料的浓度均一、温度均一。因此，全混流模型的返混程度最大。,6,活塞流模型与全混流模型的区别,根据活塞流模型与全混流模型的基本假定可明显看出，

5、活塞流和全混流的根本差别是，前者无返混存在，后者的返混程度则达到最大，以致反应物料间不存在浓度差，也不存在温度差。活塞流和全混流都属于理想化了的流动，所以这两种模型又称为理想流动模型。从返混程度看这又属于两种理想状态情况，一是无返混，另一则返混最大。所有真实（实际）反应器 的返混程度均介于二者之间。凡是能用活塞流模型来描述其流动状况的反应器，不论其结构如何，均称之为活塞流反应器；同样，凡是符合全混流假定的反应器则称之为全混流反应器。真实反应器的描述将在第五章研究。,7,42 等温管式反应器设计,管式反应器如图所示，原料以流量Q0从反应器顶部连续加入，而从底部流出。对于定态操作的活塞流反应器，如

6、果反应器中进行等温反应，那么反应器设计的首要任务之一是根据原料的处理量及组成，计算达到规定的转化率所需的反应体积，然后以此为依据作进一步的设计。第一步是要建立适宜的设计方程，即物料衡算方程（变温反应时，还需热量衡算方程）,8,单一反应,由于管式反应器的物料浓度系随轴向而变，故取微元体积dV作为控制体积(见图)。根据活塞流的假定，对此微元体作任意反应组分i的物料衡算，当过程达到定态时得：化简后有 这就是基于活塞流模型管式反应器的设计方程。这里组分i是任意的，可以是反应物，也可以是反应产物。,9,单一反应,对于单一反应，只要对一个反应组分即关键组分作物料衡算就够了。通常系选择不过量的反应物为关键组

7、分，比如组分A，其物科衡算式为：为了便于计算反应器体积，将反应组分A的摩尔流量与转化速率均转化为XA的函数。FA=FA0(lXA)FA0=Q0CA0，则有,10,单一反应,因为Vr=0时，XA=0;Vr=Vr时，XA=Xaf，积分后得到：由于连续釜式反应器是在等反应速率条件下进行，因此其反应器体积的计算为一个特例：,11,管式反应器与间歇反应器的比较,根据空时的定义Vr/Q0得：对于间歇反应器：两式的右边形式完全一样，但未必可以得出 的结论，只有在均相恒容条件下二者才相等。即管式反应器在等容下反应达到一定的转化率所需的空时与相同温度下间歇釜式反应器达到相同的转化率所需的时间相等，由此沟通了连续

8、反应与间歇反应间的关系。在此情况下，间歇反应所得到的结论亦适用活塞流反应器。,12,管式反应器中反应转化率随反应器位置的变化,由于Vr可以表达为反应器的横截面与轴向位置的乘积，A*Z,则dVr=A*dZ。因此，反应器的衡算方程 变为：恒容反应时：间歇反应器时：对于定态操作的活塞流反应器，反应物系的浓度随轴向距离而变，与时间无关;而对于间歇釜式反应器，反应物系的浓度则随时间而变，与位置无关。这是两者的基本差别。,13,例4.1(将例3.1的间歇反应器改用活塞流反应器),用活塞流反应器进行乙酸和乙醇的酯化反应，每天生产乙酸乙醋12000kg，其化学反应式为CH3COOH十C2H5OH CH3COO

9、C2H5十H2O(A)(B)(R)(S)原料中反应组分的质量比为:A:B:S=l:2:1.35，反应液的密度为1020/m3，并假定在反应过程中不变。反应在1OO下等温操作,其反应速率方程如下的反应器体积为多少?,14,例4.1解,解:由于乙酸与乙醇的反应为液相反应，故可认为是等容均相过程。等容下活塞流反应器的空时与条件相同的间歇反应器反应时间相等。在例31里已求出达到题给要求所需的反应时间为118.8min。改用活塞流反应器连续操作，如要达到同样要求空时也同样应为118.8min。原料处理量为Q0=4.155m3/h,因此，反应体积 Vr=Q 0=4.155(118.8/60)=8.227m

10、3而例31算得间歇反应器所需的反应体积为12.38m3，大于活塞流反应器，其原因是间歇操作还需考虑装料、卸料及清洗等辅助时间的缘故，如不考虑这些，两者的反应体积应相等。从这点看，连续操作要比间歇操作优越(生产效率高）。,15,例4.2,16,例4.2,即：该空时是基于反应器进口条件下的体积流量计算的，由于反应过程中混合器体积不断增大，物料在反应器中的实际平均停留时间要小于该值。相反，如果为体积缩小反应，实际平均停留时间要大于计算值。,17,多个反应（复合反应）,当反应器同时进行数个反应时，一个反应变量的变化已不足以描述整个反应过程，需分别对各关键组分作物料衡算，以获得管式反应器的设计方程组。如

11、果在反应器中存在K个独立反应，就需要确定K个组分来描述反应系统的状态，因此就需要可建立 K个物料衡算方程。同单一反应一样，只要将i组分的摩尔流量与转化速率变化为转化率的函数，就可积分求出反应器体积。实际反应过程中更关心反应的收率与选择性。,18,活塞流反应器中进行平行反应,对于平行反应，已讨论的结果是：温度：E1E2 时，升高温度有利于提高反应选择性；E1E2 时，降低温度有利于提高反应选择性。温度升高对活化能大的反应有利。浓度：当某反应组分在主反应中的浓度级数大于其在副反应中的级数，为提高反应选择性应尽量在高浓度下操作，即选用平推流或间歇反应器；若主反应级数小于副反应级数，应尽量在低浓度下操

12、作，即选用全混流反应器。,19,活塞流反应器中复合反应选择性与收率的计算,活塞流反应器与间歇反应器的中复合反应选择性与收率的计算基本相同。平行反应：连串反应：,20,拟均相模型(多相催化）,多相催化反应过程中，化学反应系在固体催化剂的表面上发生，流体相中的反应物需向面体催化剂表面上传递，生成的反应产物又需作反方向传递。与化学反应进行的同时必然产生一定的热效应，于是固体催化剂与流体间还存在着热量传递。那么，固体催化剂上反应组分的浓度与流体相将是不同的；固体催化剂的温度也与流体的温度不同。如果两者间的传质和传热的速率很大，则两者的浓度及温度的差异将很小。虽为多相催化反应，若忽略这些差异，则在动力学

13、表征上与均相反应并无两样。所以，根据这种简化假定而建立的模型称为拟均相模型。拟均相模型：忽略相间传递对反应的影响的模型。,21,43 管式与釜式反应器反应体积的比较,在原料处理量及组成、反应温度以及最终转化率均相同的情况下，比较管式与釜式反应器所需的反应体积。例34、例36及例41曾对生产乙酸乙酯时采用不同的反应器所需的反应器体积进行了计算，型式不同的反应器所需的反应体积汇总于下表中。由表中可见，以管式反应器所需的反应体积最小，而单釜为最大。多釜串联则介于两者之间，且串联的釜数越多，所需的反应体积越小。这仅仅是从一个具体问题的计算结果作出的结论，是否有普遍意义?,22,管式与釜式反应器反应体积

14、的比较,单釜与多釜串联的比较在第三章中已作了普遍性的讨论。这里着重在与管式反应器的比较。由活塞流反应器体积计算式与全混流反应器体积计算式的比为：由该式可以看出，影响反应器体积之比的参数有：,23,管式与釜式反应器反应体积的比较,出口转化率；反应速率（正级数反应、负级数反应、自催化反应等）。对于正级数反应，VRP两级串联的VRM单级的VRP;即返混程度的增加使得反应器体积增加；对于负级数反应，则与正级数反应的结果恰好相反；对于自催化反应，则要进行恰当的反应器组合。在这种特殊情况下，最好的办法是采用两个反应器串联，先采用一个釜式反应器进行反应，使其转化率达到XAm，然后再送入一管式反应器继续反应至

15、最终转化率XAf,这种办法所需的反应体积最小。,24,管式与釜式反应器反应体积的比较,因此，不能片面说返混对反应是好或是不好，即活塞流好还是全混流好。这是针对单一反应进行的比较，达到一定的转化率时管式或釜式反应器所需的反应体积孰大孰小的问题。当然也可以说反应体积相同时，哪一种反应器达到的最终转化率大。对于反应器中进行复杂反应时，第三章中曾对连续和间歇操作的釜式反应器作了比较，间歇釜式反应器的性能与等容下的管式反应器相同，所以比较的结果也适用于管式反应器。管式与釜式反应器的比较，主要是看在相同的最终转化率下，哪一个的目的产物最终收率大。,25,活塞流反应器加料方式选择,在选用活塞流反应器时，加料

16、方式也要进行适当选择。需要浓度高时，从入口进入；需要浓度低时，从侧线进入。例4.6自己看,26,44 循环反应器,工业上有些反应过程，如合成氨、合成甲醇以及乙烯水合生产乙醇等，由于化学平衡的限制以至单程转化率不高，为了提高原料的利用率，通常是将反应器流出的物料中的产品分离后再循环至反应器的入口，与新鲜原料一道进入反应器再行反应，这类反应器叫做循环反应器。图为循环反应器的示意图。设该反应器符合活塞流的假定，则该反应器的反应体积可按活塞流反应器体积公式计算，但是需首先解决两个问题，一是反应器的物料处理量，另一是反应器的入口转化率XA0。,27,循环反应器的 物料衡算,物料不循环的反应器原料的处理量

17、就是反应器的物料处理量，反应器入口处的转化率XA0根据原料的组成即可决定。循环反应器的物料处理量与物料的循环量有关。设循环物料量Qr与新鲜原料量Q0之比为,则Qr=Q0,称 为循环比。因此，反应器物料处理量为：,28,循环反应器的 物料衡算,当循环比趋于0时，则XA0=0，便和非循环活塞流反应器;而当循环比趋于无穷大时，则XA0 趋于XAf,此结果相当于在恒定转化率XAf下操作的釜式反应器。实际上，只要循环比足够大时，臂如说循环比等于25时，即可认为是等浓度操作。大循环比操作的反应器对在实验室中研究化学反应动力学甚为重要，因为这可使动力学数据的处理大为简化，且可使反应器保持较好的等温状态。无梯

18、度反应器便是利用此原理设计的，无梯度反应器分为内循环和外循环反应器。,29,内循环无梯度反应器,30,外循环无梯度反应器,31,45 变温管式反应器,在工业生产中绝大多数的化学反应过程是在变温条件下进行。这一方面由于化学反应过程都伴随着热效应，有些热效应还相当大，即便采用各种换热方式移走热量(放热反应)或者输入热量(吸热反应)，对于工业反应器都难以维持等温。特别是气固相固定床催化反应器，要想达到等温更为困难。另一方面许多反应过程等温操作的效果并不好，而要求有一最佳温度分布。如工业上进行合成氨，合成甲醇之类的可逆放热反应，便属于这种情况。再者，对于一些复杂反应、其主、副反应的活化能大小不同，温度

19、的高低对主、副反应速率的影响也不同。所以，可通过改变温度的方法来改变产物的分布，使目的产物的收率最大。总之，由于上述种种原因，工业反应器极少情况下是等温的，绝大多数都是在变温条件下操作。,32,管式反应器的热量衡算式,设管式反应器内流体的流动符合活塞流假定，且垂直于流动方向的任何截面上温度均匀，仅随轴向位置而变。取微元反应体积dV，为控制体积作热量衡算，即得管式反应器的热量衡算式。由热力学第一定律知，对于等压过程有dH=dq 设反应流体的质量速度为G，管式反应器的直径为dt，则dVr=(/4)dt2dZ。若反应流体在微元反应体积中的温度变化为dT，定态下的焓变为：式中Tr为基准温度。该微元体积

20、与环境交换的热量为：dq=U(Tc一T)dtdZ式中Tc为换热介质的温度。将dH及dq代入热衡算式，整理后得,33,不同形式反应器的比较,管式反应器的轴向温度分布方程与间歇釜式反应器的热量衡算式的形式甚为相似，差别在于自变量的不同，间歇反应器以时间为自变量；定态操作的管式反应器则用轴向距离为自变量;另一个差别是间歇釜式反应器是对全釜物料作衡算，而管式反应器则是针对微元反应体积。,34,复合反应系统的热量衡算,在复杂反应系统，反应放出的热量是各个反应放出的反应热之和。移出系统的热量仍分为两部分，即流体本身带出系统的热量与通过换热装置移出的热量。这与反应器中进行的反应个数无关。因此，只要将单一反应

21、的热量衡算式中的反应热与反应组分反应量的乘积,改为各个反应的反应热与各组分反应量的乘积之和，便得到了反应杂系统的热量衡算式。（书中4.29式）,35,绝热管式反应器,若反应是在绝热条件下进行，则与外界交换的热量为0，因此绝热管式反应器 的热量衡算式可简化为：如果不考虑热容随物料组成及温度而变，当入口处T=T0，XA=0，且Tr=T0，为T0与T之间的反应物系平均比热容，积分上式得：T-T0=XA 此式即称为：绝热操作线，式中成为绝热温升。定义：在绝热条件下，系统中关键组份完全反应时，体系温度的升高值。,36,反应器的热量衡算,从管式反应器的热量衡算结果看，与釜式反应器、间歇式反应器的结果完全一

22、样，均反映了绝热反应过程中温度与转化率的关系。所以绝热操作线方程式可适用于各类反应器。虽然绝热操作线方程反映了这三类反应器在绝热条件下操作温度与转化率的关系，但值得注意的是，在本质上仍然是有区别的。用于管式反应器时，它反映了不同的轴向位置上温度与转化率的关系。用于间歇式反应器时则反映不同时间下反应物料的转化率与温度的关系。用于连续釜式反应器无论是否与环境进行热交换，均为等温操作，所以，绝热方程式 反映的是绝热条件下与连续釜式反应器出口转化率相对应的操作温度。,37,反应器的热量衡算,由绝热操作线方程可知：以转化率XA对操作温度T作图可得一直线，如图所示：该直线的斜率为l/。若为放热反应，0，直

23、线的斜角小于90o;吸热反应，0，斜角大于90o。等温反应时，=O，斜角等于90o。由图可见，绝热条件下进行吸热反应时，反应温度随转化率的增加而下降，进行不可逆放热反应时则相反，反应温度随转化率的增加而升高。所以，在绝热管式反应器中进行吸热反应时，一般情况下选择较高的进料温度是有利的。而对于可逆放热反应还需作具体分析。,38,绝热反应器的热量衡算,在绝热反应器中进行放热反应时，存在确定的最佳温度曲线。对于一定的转化率，当反应温度低于最佳温度时，反应速率总是随温度的升高而增加，高于最佳温度时则随温度的升高而降低。按BE线操作，其平均反应速率要大于AD线操作，但是再提高进料温度至Tc，按CF线操作

24、并不见得比BE线好，因为反应后期太接近平衡了，所以存在着一最佳的进料温度，使得所需的反应体积最小。,39,绝热反应器的热量衡算,在一定的出口转化率和原料流量的要求条件下，不同的进口温度时，完成任务所需的反应器体积是不同的。反应体积与进料温度的关系见示意图，图中每条曲线是对一定的最终转化率而作出的。当反应体积一定时，在不同的进口温度时，所达到的最终转化率是不同的，最终转化率越高，则最佳进料温度越低。,40,例47,在内径为122m的绝热管式反应器中进行乙苯催化脱氢反应。进料温度为898K，其余数据和要求同例45。反应速率常数与温度的关系为:k=3.452l0-5exp(一10983/T),kmo

25、l/(skgPa)不同温度下的化学平街常数值可根据下列近似式估算:K=3.961011 exp(一1450/T)，l/Pa反应混合物的平均比热容为2.177kJ/(kgK)，反应热等于1.39l05，J/mol。催化剂床层的堆密度为1440kg/m3。,41,例47,试计算:(1)催化剂用量;(2)反应器的轴向温度及转化率分布。解:例45已将乙苯转化速率变成转化率的函数，结果为:,42,例47,43,例47,进行数值积分，也可按其他数值法求解式(D)。这里用龙格-库塔-吉尔法，用计算机求解的结果列于表4B中。,44,例47结果讨论,由于绝热反应过程的温度与转化率成线性关系，由式(C)便可算出给

26、定转化率下的温度，表4B中为列出的相应的计算结果。根据表4B中的数据，分别以XA对Z及以T对Z作图，如图4B所示。图中的两条曲线即为轴向温度分布曲线及轴向转化率分布曲线。反应初期反应速率甚快，反应气体通过1m高的床层后，转化率即达到42.53%，而反应后期在lm高的床层内乙苯的净转化率只有0.60840.5647=0.0437或 437%，反应速率要比反应前期慢得多。,45,例47结果讨论,反应先快后慢的原因一是反应物浓度减小而反应产物浓度增加；另一则是反应温度降低了，这两者均使反应速率大幅度地下降。由于乙苯脱氢反应为吸热反应，绝热反应必然使反应温度不断降低，从这一点看，绝热反应器是不可取的。

27、但是，反应器的操作条件并不是由一个因素决定的，需要从多方面去考虑，作出合理的决策。,46,例47结果讨论,为了求出转化率达60%所需的催化剂量，需要决定相应的床层高度。但是，表4B没有转化率刚好等于60%的计算结果，根据与60%相接近的数据进行线性内插，不会带来大的误差。于是，转化率达60%时的床层高度为：催化剂用量：Vr=/4l.2222.94=3.437 m3=3.4371440 kg=4949 kg,47,例47结果讨论,由例4.5可知，乙苯脱氢制苯乙烯的反应，在898K等温下操作达到相同的转化率时，例45计算所需的催化剂虽为1725kg，约为绝热操作的1/3。原因很明显，就是因为该反应

28、为吸热反应，并且绝热反应器除了在入口处外，其他地方的操作温度都低于898K，催化剂用量相应要增多是不言而喻的。,48,非绝热变温管式反应器,当化学反应的热效应很大时，无论是放热的还是吸热的，采用绝热操作将会使反应器进出口的反应物料的温差太大。对于放热反应，反应温度沿轴向而升高，这对于不可逆反应来说，问题不大，但由于其他原因反应温度一定要控制在一定范围内时，绝热反应器的应用就会受到限制；如果反应是可逆的，温度升高则平衡转化率降低，应用绝热反应器就不可能得到较高的转化率。在绝热反应器中进行吸热反应时，无论是可逆还是不可逆的，反应温度总是沿轴向而降低；使反应速率越来越慢，若反应是可逆的，还使平衡转化

29、率下降，从而不可能获得高的转化率。,49,非绝热变温管式反应器,在很多种情况下，要在化学反应进行的同时必须与环境进行热交换，使反应过程的温度控制在要求的范围以获得较好的转化率和安全地操作。若为吸热反应则要随着反应进行不断的加热，以维持适当的反应速率。若为放热反应则需要将反应器冷却，特别是那些温度过高会发生爆炸，或者会损坏催化剂或设备的反应，及时是出反应放出的热量非常重要。反应器所用的换热介质根据反应温度的高低而选定。高温换热介质多用燃烧液体或气体燃料产生的烟道气、熔盐和高压蒸汽等，常用的低温换热介质为水和空气。反应原料也可用作换热介质，既冷却了反应器又预热了原料（自热过程）。,50,非绝热变温

30、管式反应器,非绝热变温管式反应器，由于化学反应与传热同时进行，这就需保证有一定的传热面积，通常是采用列管式反应器以达到此目的。即将许多直径较小的管式反应器并联操作，这一方面可以保证所需的传热面积，另一方面则可使各个管式反应器的横截面不致太大，以免径向温差过大。设计多管并联反应器时，一般可以认为各管的情况相同，所以只对一根管作考察即能反映整个反应器工况。设计此类反应器同样是从物料衡算式和热量衡算出发，与绝热反应器不同之处是热量衡算式，需把与外界交换的热量考虑在内。通过改变管径及与换热介质的换热速率，使反应器内维持在所要求的温度水平上。例如苯氧化反应是一强放热反应，但用以冷却反应器的却是温度高达3

31、00多度的熔盐，其目的就是使反应器内外的温度差不致太大，以免传热速率过快而使温度急剧下降。,51,例48,采用144根直径为0.101m的反应管并联操作，以代替例47中直径为1.22m的绝热管式反应器进行乙苯催化脱氢反应。这些反应管外用温度恒定为1100K的烟道气加热，烟道气与反应管内反应气体间的总传热系数为2.85W/(m2K)。其他条件和要求同例4.7。试计算反应器的轴向转化率及温度分布，以及乙苯转化率达60%时所需的催化剂量。,52,例48,解:由题意知此反应器为非绝热变温管式反应器。144根反应管并联，只考察一根反应管即可。因为144根并联反应管的总横截面积正好与例47申直径为1.22

32、m的绝热反应器的横截面积相等，所以两者都是在同一质量速度下操作，且进料组成又相同，因而例47由物料衡算所建立的轴向转化率分布方程式(D)亦适用于本题。差别只在于反应温度T与转化率XA不再成线性关系，可将该式改写成 如下形式：,53,例48,54,例48结果,在相同条件下操作的绝热管式反应器的轴向转化率及温度分布曲线也绘于图4C上(根据例47的计算结果)，即图中以虚线表示的那两条曲线。由图可见：在反应器的任何轴向位置上，非绝热变温操作的转化率均大于绝热操作。,55,例48结果及讨论,换热后反应转化率相应提高的原因是在相同的轴向位置上，前者的温度都高于后者的缘故，理由很明显:换热时环境不断向反应器

33、提供热量，而绝热则无热量提供。正是这个缘故，绝热操作的吸热反应器轴向温度分布曲线是单调下降的。非绝热变温操作时，反应温度是先下降，达一极小值后又开始上升。这是由于反应前期反应速率快，环境向反应器提供的热量小于反应消耗的热量，因而温度降低，反应后期反应速率慢消耗热量少，而环境向反应器提供的热量多，以致反应物料温度持续上升。但要注意，轴向温度分布曲线的极小点不是任何情况下都存在的。纵使和环境有热交换，只要供热速率永远大于反应耗热速率，则轴向温度是单调上升的，反之则单调下降。,56,例48结果及讨论,达到60%转化率时所需的催化剂量，可按例47所用的方法，即线性内插法来确定床高后即可求定。根据表4G

34、的数据可求得床高为:因之催化剂用量为:Vr=144(/4)(0.1016)21.865=2.177m3=2.1771440kg=3135kg与例46的结果相比较可知，非绝热变温操作的催化剂用量较绝热操作少，这是可以意料的，因为外界供热使反应温度普遍地高于绝热操作，比较图4C中的曲线C与D也就清楚了。只要两者的进料组成和温度以及质量速度相同，这一结论普遍成立，除非该反应的速率与温度的关系反常。,57,4.6 管式反应器的最佳温度序列,温度对于化学反应是一个最敏感的因素。因此正确选择操作温度是管式反应器设计的一个十分重要的内容。对于单一反应，通常是根据生产强度最大来确定操作温度，所谓生产强度是指单

35、位时间单位反应体积的产品产量。而对于复合反应往往还以目的产物的收率最大为目标。,58,单一反应,对于等温管式反应器，要考察在什么温度下操作，生产强度最大。对于不可逆反应和可逆吸热反应，温度越高，反应速率越快，显然，温度越高，反应器的生产强度也越大。因此，高温操作有利。实际上能够采用多高的操作温度，还受到反应器的构成材料、能源、催化剂的耐热性能等方面的限制，需要结合这些因素来考虑。至于可逆放热反应，就不是操作温度越高，反应器的生产强度越大了。设反应A P为一级可逆放热反应，其速率方程为：,59,可逆放热反应的最佳温度,反应速率常数k1和化学平衡常数K均为温度的函数。对于一定的物料处理量Q0及一定

36、的最终转化率XAf，当温度升高时，反应速率常数k1增加而反应平衡常数K减小，上式右边的对数值增大，但该对数前面的因子值则减小。因此，两者的乘积，即所需的反应体积Vr随着反应温度的升高可能增大，也可能减小。从而可知必存在一最佳操作温度，此时H需反应体积最小。或着说当反应体积及处理物料虽一定时，达到的最终转化率最大。,60,可逆放热反应的最佳温度,从另一角度来分析这个问题。即在反应初期及中期，提高反应温度可以加快反应速率，然而可逆放热反应的后期，温度越高，越接近于平衡，则反应的净速率越小。因此存在最佳操作温度，使反应过程以最大的平均反应速率进行。如果反应的速率方程以及反应速率常数和化学平衡常数与温

37、度的关系已知，则不难求出Vr与T的关系式，令dVr/dT=O，即可求出最佳操作温度。那么，对于非等温过程，温度的确定就比较困难了。,61,不可逆反应与可逆吸热反应的温度序列,实际上大多数管式反应器均属变温操作，这就需要确定最佳操作温度序列，即反应器的最佳轴向温度分布。对于不可逆反应和可逆吸热反应，其最佳操作温度序列应遵循先低后高这一原则。也就是说管式反应器的反应温度从进口到出口逐渐升高，这是因为反应过程中由于反应物浓度逐渐降低而导致反应速率下降，如果保持反应过程的温度逐渐上升，则可补偿由于浓度降低而引起的反应速率减小，这样可使过程的平均反应速率最大，自然就能获得较大的生产强度。另一方面，从可逆

38、吸热反应的情况看，只有保持反应器出口的温度较高，才有可能获得较大的平衡转化率，否则最终转化率将受到化学平衡的约束而不能提高。,62,可逆放热反应的温度序列,在管式反应器中进行的是可逆放热反应时，其最佳操作温度序列则是由高温到低温，与不可逆反应和可逆吸热反应的情况正好相反。可逆放热反应存在最佳温度，此温度随着转化率的增加而降低。按此关系来控制管式反应器的反应温度，将可保证其生产强度最大。因为反应器内每一点都以最大的反应速率进行，总的结果也必然最大。当然，要完全按最佳温度曲线操作，实行起来会困难不少，但应力图接近。,63,绝热管式反应器对于反应的适应性,绝热管式反应器由于其自身的特点反应温度总是单

39、调地改变。对于放热反应，反应温度单调上升，吸热反应则单调下降。显然，除不可逆放热反应外，这与上述的最佳操作温度序列的要求相反，就这一点而言，绝热管式反应器对这些类型的反应是不合适的。但要注意，反应器的型式及操作条件需要通过多方案计算和评比之后方能确定，而不能根据个别的不足而全盘否定。另一方面，绝热管式反应器的反应温度序列随着进入反应器的物料温度而改变，因此,正确选定进口温度是获得适宜的反应温度条件的关键。,64,复合反应系统温度的确定,单一反应最佳温度序列的讨论，是以生产强度最大为出发点。对于复合反应，除考虑生产强度以外还可以目的产物收率最大作为目标。目标函数不同，最佳温度对策往往也不同。平行

40、反应：设P为目的产物，且第一个反应（主反应）的活化能E1小于第二个反应的活化能E2。,65,平行反应系统温度的确定,如从生产强度最大的观点看，应先低温后高温。（不可逆反应）原因是低温有利于P的生成，反应前期采用低温可以生成更多的P，后期由于反应物浓度下降而导致反应速率降低，采用高温则可以抵偿而不致反应速率太慢。当然副产物Q的量相应也增加了。这是使单位时间单位反应体积目的产物P的产量最大所采用的对策。但从P的收率最大来考虑，则应使整个反应过程在较低的温度下进行，以减少Q的生成。这样必然使所需的反应体积增大，生产强度下降，但总选择性提高。这两种出发点到底哪一种可取，视原料、目的产物及副产物的价格高

41、低以及反应器的造价而定，归根到底是取决于经济因素。,66,连串反应系统温度的确定,一级不可逆连串反应设P为目的产物，在间歇反应器中进行时，则存在最佳反应时间，可使P的收率最大。这一结论同样适用于活塞流反应器，控制空时使之与最佳反应时间相等便能达到同样的目的。对于等温反应，从收率最大的观点出发，不存在最佳操作温度问题，若P为目的产物，E1E2时则反应温度越高越好。但是，若为非等温操作，E1E2时应采取先高后低呈下降型的操作温度序列，先高温是为了加快第一个反应，促使P的生成，待P累积到一定的量后，降低温度以减小副产物Q的生成。,67,复杂反应系统温度的确定,若系统中进行反应：设P为目的产物，且E2

42、E1E3。就第l与第2个反应而言，高温有利于P的生成;但对第1与第3个反应而言，则低温有利，因为温度高有利于P转化成副产物X。所以，温度不宜太高也不宜太低，应来个折中方能使P的收率最大，这就是最佳温度。,68,复杂反应系统温度的确定,这是一个著名的化学反应工程优化问题：设P为目的产物，且E1E4。为了获得更多的P，必须生成更多的Q。由于E1E4,低温只有利于Q转化为副产品Y而不利于转化为P；所以低温操作并达不到提高P的收率的目的。高温操作只能便反应物转化为更多的副产物X，却不利于Q的生成，自然也就不可能获得更多的P。,69,复杂反应系统温度的确定,由以上分析结论可知，采用等温操作无论选定什么温

43、度、P的收率都不会高。在管式反应器中只有保持由低到高的温度序列，才能获得较高的目的产物收率。这样做是先创造多生成Q的条件，然后提高温度使Q更多地向P转化。若各反应的活化能相对大小改变，最佳操作温度序列也相应改变。仿照上面的方法进行分析，不难得出下列结论:若E1E2及E3E4，整个反应过程应保持高温;而E1E2及E3E4时，采用由高到低的温度序列。,70,管式反应器温度序列的确定,以上对管式反应器的最佳温度序列作了定性的讨论，但仅仅是针对一些相对来说比较简单的情况。定量处理则需要应用适当的优化方法。一些较复杂的反应过程连作定性的分析也很困难，往往要通过复杂的计算后才能知道其最佳温度序列。作业：4.1;4.2;4.4;4.7;4.8;4.13 4.18,