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2. 多段（级）全混流反应器

2. 多段（级）全混流反应器. 多段 CSTR 的计算 — 实际生产中串联釜数常以 3 ～ 4 个为宜 A. 解析法 对于非一级反应没有解析解，需要进行逐釜计算。根据已知条件，可以将逐釜计算过程分成如下两种： a. 每一个单釜的体积 V Ri 已知：此时每个 CSTR 的空时已知， x Ai 或 C Ai 逐一计算，直至求出达到 x Am 所需的釜数 m ； b. 釜数 m 已知：需要先假设空时，再按以上方法逐釜计算，求出第 m 个釜出口的转换率，并与要求的转化率 x Am 对比，如果不一致需重新假设空时，重新进行计算，直至二者吻合为止。 B. 图解法.

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2. 多段（级）全混流反应器

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  1. 2. 多段（级）全混流反应器 多段CSTR的计算 —实际生产中串联釜数常以3～4个为宜 A.解析法 对于非一级反应没有解析解，需要进行逐釜计算。根据已知条件，可以将逐釜计算过程分成如下两种： a.每一个单釜的体积VRi已知：此时每个CSTR的空时已知，xAi或CAi逐一计算，直至求出达到xAm所需的釜数m； b.釜数m已知：需要先假设空时，再按以上方法逐釜计算，求出第m个釜出口的转换率，并与要求的转化率xAm对比，如果不一致需重新假设空时，重新进行计算，直至二者吻合为止。 B. 图解法

  2. 3. 多段全混流反应器的最佳设计 --优化目标函数为 （1）求解最佳出口转化率 （2）求解反应器最佳排列 对于m级反应， ，结论为： • m>1时从小釜至大釜的排列最优； • 0<m<1时从大釜至小釜的排列最优； • m=1时釜体积相等最优（各段转化率可由书P35式3-34求出）； • m=0时rA与CA无关，多釜串联没有必要； • m<0时单釜优于多釜串联（反常动力学）。

  3. 4. CSTR的并联 对于正常动力学，多釜串联有利；对于反常动力学，则使用单釜有利，若使用多釜应采用并联的方式。

  4. 5. CSTR的稳定性 反应器稳定性--指设计的连续反应器能否稳定操作和控 制的特性。 主要影响因素--反应热效应和反应器的移热特性 讨论： （1）进料温度变化—放热线不变，移热线发生平移； 着火点、熄火点 （2）进料流量变化—放热线、移热线均发生变化。 与进料温度变化时情况相似，在某一流量也会出现 着火点或熄火点

  5. 6. 返混及其限制措施 --剧烈搅拌混合作用的结果。 对于CSTR而言，进口物料固然具有高浓度，但一旦进入反应釜内，由于釜内存在剧烈的混合作用，进入釜内的高浓度反应物料立即被迅速分散到反应釜的各个部分，并与那里原先存留在该处的低浓度物料相混合，从而使高浓度完全消失。 （1）CSTR中的返混 问题1：CSTR中反应物高浓度消失的原因？

  6. 问题2：既然CSTR内高浓度的消失是由于搅拌混合所造成，那么为什么在BR中同样存在剧烈搅拌与混合而不会导致高浓度的消失？问题2：既然CSTR内高浓度的消失是由于搅拌混合所造成，那么为什么在BR中同样存在剧烈搅拌与混合而不会导致高浓度的消失？ --混合对象不同。 BR中：同一时刻进入反应器的物料之间的混合，也就是相同浓度、相同性质的物料之间的混合，并不改变原有的物料浓度。 CSTR中：不同时刻进入反应器的物料之间的混合，也就是不同浓度、不同性质物料之间的混合，这种混合常被称之为返混，以区别于前一种混合。 --导致生产能力下降

  7. （2）返混的原因 • 设备中存在不同尺度的环流 • 不均匀的速度分布（管式反应器径向返回） • 各种化工过程中也存在，如精馏塔中的雾沫夹带

  8. （3）限制返混的措施 分隔 --横向分隔：多级CSTR串联 --纵向分隔：流化床设垂直管作为内部构件

  9. 3-3 活塞流反应器（PFR） 管式反应器： • 层流：速度分布不均匀，各部分流体反应时间不同，反应速率和最终转化率也不一样； • 湍流：边界层中仍存在不均匀速度分布，径向、轴向混合导致各部分流体反应时间发生变； 由于速度不同造成的返混： • 径向混合有利于径向浓度和温度均匀分布 • 轴向混合使停留时间发生变化，降低生产能力 • 活塞流：所有流体粒子均以相同速度从进口向出口流动，理想化流动。

  10. 1.数学模型的建立 （1）物理模型（操作特点）： A. 在正常情况下是连续定态操作，在反应器各径向截面 上，物料浓度不随时间变化； B. 反应器内各处浓度未必相等，反应速率随空间位置而变 化； C. 由于径向具有严格均匀的速度分布，故径向不存在浓度 变化，反应速率随空间位置的变化将只限于轴向。 （2）数学模型－书P48

  11. 例1：在BR中进行均相反应 ，已知VBR=2.5m3，TBR=75oC，(-rA)BR=kCACBkmol/(L.s)，kBR=2.78×10-3 L/(mol.s)，CA0=CB0=4mol/L，当xA=0.8时，该BR平均每分钟可处理0.684kmol的反应物A。今若将反应移到一个管内径d=125mm的BFR中进行反应，TBFR=75oC，处理量与所要求转化率与BF中相同，求所需BFR的管长L？

  12. 2. 非等温操作的活塞流反应器 活塞流反应器沿轴向存在反应速率的分布，所以实际操作中等温操作难以实现，多数反应是在绝热或变温条件下进行—引入热量衡算式

  13. 3. 非恒容操作的BFR • 液相反应： 反应前后密度变化不明显—恒容反应系统 • 气相反应： • 温度、压强及反应前后分子数不变—恒容反应系统； • 反应前后分子数发生变化—非恒容反应系统。 • 表征反应前后分子数变化程度的方法有膨胀率法和膨胀因子法

  14. （1）膨胀率法 基于物系体积随转化率呈线性关系，即 的表征分子数变化程度的方法，表示反应在等温等压下 进行，反应混合物的瞬时体积V等于起始体积V0加上由 于化学反应而引起的反应混合物的体积变化。 （2）膨胀因子法 （3）非恒容操作的BFR计算

  15. 例2：乙醛分解反应，反应式为 ，乙醛在t=520oC和p=0.1MPa的大气压下以0.1kg/s流入PFR中进行分解反应。已知反应级数为2，k=0.43m3/（kmol.s）。试求进料乙醛分解35％的反应容积VR、空时 和停留时间t。

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