第五章 釜式连续反应器.pptVIP

5.4.1连续釜式反应器的热衡算方程 若忽略反应流体的密度和定压比热随温度的变化，反应器在定常态下操作时无须考虑时间自变量，且以整个反应体积为控制体积时，对反应器作单位时间的热量衡算。其热量衡算式为： 例5.4有一有效容积为0.75m3的搅拌釜反应器，其内设置有换热面积为5.0m2的冷却盘管。现欲利用该反应器来进行A→R的一级不可逆液相反应，其速率常数k＝1.0788×109exp[-5525.9/T](h-1)，反应热qr＝20921J／mol-A，原料液中A的浓度CA0=22 mol/l，但不含R。此原料液的密度ρ＝1050g／l，定压比热CP=2.929(J／g·℃)。要求原料液的进料速率为Fv0=3m3／h，反应器出口的反应液中CA＝0.04mol/l。经实测得器内换热器的总传热系数K=209.2 kJ/[m2·h·℃]。所用的冷却介质的温度为25℃。试求满足上述反应要求所需的反应温度T以及料液的起始温度T0。 5.4.2连续釜式反应器操作的热稳定性分析 工业反应器的设计，不仅要确定反应器的大小尺寸，而且要考虑如何控制温度和确定可操作条件。 对快速、温度敏感性强的、反应热效应大的化学反应，在散热条件不能满足及时传热要求时，很容易出现“飞温”或“温度失控”，这就是热不稳定性现象。这种不稳定现象往往会导致反应器正常运转的破坏，甚至发生事故。因此，设计和操作时都需考虑反应器的热稳性问题。 描绘动力学曲线rA=f(xA)－MN于直角坐标系中 例5.3 用图解法解决例5.2中的两等体积釜串联问题。 解：属图解法的第③种情况，应采用试差法 由已知条件知rA=9.92CA02(1-xA)2，据此描绘出动力学曲线MN；过原点O作直线OP1’交动力学曲线于P1’点(OP1’为第一釜的物料衡算线)； 过P1’作垂线P1’S1’交横轴于S1’点，过S1’作OP1’的平行线S1’P2’交动力学曲线于P2’点，过P2’作横轴的垂线P2’S2’交横轴于S2’点，于图上读得点S2’的横坐标(第二釜的转化率)为0.73≠0.875，表明第一次所作的物料衡算线的斜率偏大，即停留时间过短。按上述方法重新作图，直到第二釜的出口转化率为0.875，如图所示的物料衡算线OP1、S1P2，此时P1点对应的第一釜的转化率为0.725。量取P1点的纵坐标，计算出直线OP1的斜率为0.0066，所以 于是，总反应体积为 5.3.3.4 多釜串联反应器组以总反应体积最小为目标的各釜转化率的最佳分配 问题的提出：由以上的讨论可以看出，对于多釜串联反应器组，当物料处理量、物料的初浓度及终点转化率一定时，反应器的台数、各釜的反应体积和转化率之间存在一定关系，那么，在各釜之间是否存在一个最佳的转化率分配，使得总的反应体积为最小呢？先以两釜串联为例 设两釜串联，等温恒容，一级不可逆反应， rA=kCA0 (1-xA) ，要求终点转化率达到80% 总反应体积为 描绘VRk/FV0~xA1于直角坐标系中，可见总反应体积随着xA1的变化而变化，当xA1=0.55时，VR达到最小 多釜串联时，仍设各釜温度相同，进行一级不可逆反应，则总反应体积VR 为使总反应体积VR最小，将上式分别对xA1、xA2 ··· xAn求导，于是 此式为总反应体积最小应满足的条件。共有n-1个方程(因xAn已确定)，联立求解可算出各釜转化率。将上面的方程变形： 等式两端再同时减1，得 也就是VRi=VR(i+1)，这说明要保证总反应体积最小，应使各釜反应体积相等。但此结论不可无条件推广，对于非一级反应，应采用类似方法另行处理。 式中Ｔ0为物料进口温度，T为反应温度，Ts为换热介质温度， 为温度在T与Ｔ0之间的平均定压热容， n0为物料进口的总摩尔流量， ｑr为摩尔反应热， Ｋ为传热系数，F为传热面积。 因 代入上式可得反应过程的温度与转化率的关系如下： 若在绝热条件下进行反应，上式右端的第二项为零 解：(1)计算所需反应温度T 全混流反应器： 一级不可逆液相反应：rA=kCA 根据阿累尼乌斯方程有 (2)原料液起始温度T0的计算 （原料液的起始温度为297.4K(或24.2℃) 在一种定常态操作时，由于进料、传热剂等操作参数发生偏离扰动，使反应器偏离定常态操条件，但在扰动消除后，反应系统能够尽快地恢复原来的定常态，我们称这种定常态是稳定的定常态。 在一种定常态操作时，由于进料、传热剂等操作参数发生微小的偏离干扰足以使反应器的操作状态大大地偏离原先规定的定常操作，即使扰动消除，系统也不能恢复至原有状态，不具有抗干扰能力，这就叫不稳定的定常态。 以理想混合反应器为例，介绍有关热稳定性的问题。 设一个简单放热反应 其动力学方程为rＡ=kC