第四章 管式反应器
4 管式反应器
4.1在常压及800℃等温下在活塞流反应器中进行下列气相均相反应：
6532664+→+C H CH H C H CH
在反应条件下该反应的速率方程为：
0.5
1.5,/.=T H r C C mol l s
式中C T 及C H 分别为甲苯及氢的浓度，mol/l ，原料处理量为2kmol/h ，其中甲苯与氢的摩尔比等于1。若反应器的直径为50mm ，试计算甲苯最终转化率为95%时的反应器长度。
解：根据题意可知甲苯加氢反应为恒容过程，原料甲苯与氢的摩尔比等于1，即：
00=T H C C ，则有：0(1)==-T H T T C C C X
示中下标T 和H 分别代表甲苯与氢，其中：
533
00330000.5 1.01310 5.6810/8.314101073
2/21/0.27810/--??===???====?T T T T p C kmol m
RT F Q C kmol h kmol s
所以，所需反应器体积为：
00000.5 1.5
0 2.50.95
33
3 1.5 1.50
1.5 1.5(10.95)10.278100.4329 3.0061.5(5.6810)(1) 1.51---==--=?=?=?--?
??
T
T X X T T
r T T T H T T T dX dX V Q C Q C C C C dX m
X 所以，
反应器的长度为：2
3.006
1531.10.05 3.14/4=?m
4.2根据习题3.2所规定的条件和给定数据，改用活塞流反应器生产乙二醇，试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。
解：题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题3.2中已算出： 0275.8/=Q l h 0 1.231/=A C mol l
所以，所需反应器体积：
000
00000(1)()
275.80.95
818.61 5.2 1.23110.95=--=
==-?-?A
X A
r A A A B A A A A A dX V Q C kC X C C X Q X l
kC X
由计算结果可知，活塞流反应器的反应体积小，间歇釜式反应器的反应体积大，这是由于间歇
式反应器有辅助时间造成的。
4.3 1.013×105Pa 及20℃下在反应体积为0.5m 3的活塞流反应器进行一氧化氮氧化反应：
2
24322
22 1.410,/.+→=?NO NO O NO O NO r C C kmol m s
式中的浓度单位为kmol/m 3
。进气组成为10%NO,1%NO 2,9%O 2,80%N 2,若进气流量为0.6m 3
/h （标准状况下），试计算反应器出口的气体组成。
解：由NO 氧化反应计量方程式可知此过程为变容过程，其设计方程为：
2
0400 1.410=??A X r A
A A
B V dX
C Q C C （A ）
示中A,B 分别代表NO 和O 2。由题意可知，若能求得出口转化率，由（2.54）式得：
0001-=
+i
i A A
A
i A A A y y X y y X ννδ
便可求出反应器出口气体组成。已知：
00343020233
0233
1
,0.10,0.09
2
0.6(27320)/2730.644/ 1.788810/0.6
2.67710/22.4
2.677100.1 4.15910/0.644
2.677100.09
3.74310/0.644
------==-===+==?==???==???==?∑i
A
A B A
i A B y y Q m h m s F kmol h C kmol m C kmol m νδν
所以，反应速率为：
22
00042
23
4
3
1(1)()21.410(10.05)(10.05)
(1)(3.743 2.078)101.410(10.05)---=?----?=?-A A B A A A A A A A
A C X C C X r X X X X X
再将有关数据代入（A ）式：
334200.514 4.15910(10.05)1.78910(1)(3.743 2.078)--???-=?--?A X A A
A A X dX X X （
B ）
用数值积分试差求得：99.7%=A X
因此，
22000.1(10.997)
0.032%
10.0510.050.997
1
0.090.10.997
2 4.227%10.050.997
2
0.10.10.997
211.546%10.050.9970.8
84.197%
10.050.997
--=
==--?-??==-?+??==-?==-?A A A A A B NO N y y X y X y y y
另：本题由于惰性气体N 2占80%，故此反应过程可近似按恒容过程处理，也不会有太大的误差。
4.4在内径为76.2mm 的活塞流反应器中将乙烷热裂解以生产乙烯：
26242?+C H C H H
反应压力及温度分别为2.026×105Pa 及815℃。进料含50%(mol)C 2H 6,其余为水蒸汽。进料量等于0.178kg/s 。反应速率方程如下：
-
=A
A dp kp dt
式中p A 为乙烷分压。在815℃时，速率常数11.0-=k s ，平衡常数4
7.4910=?K Pa ，假定
其它副反应可忽略，试求：
（1） （1） 此条件下的平衡转化率；
（2） （2） 乙烷的转化率为平衡转化率的50%时，所需的反应管长。
解：（1）设下标A —乙烷，B —乙烯，H —氢。此条件下的平衡转化率可按平衡式求取：
=
B H
p A p p K p
501505015011
0 1y y y y 5011501y y y 11
1
11 50P
y , 1y y y 100B
0B 000A A
0000000e
A e
A e A e
A A
A A A A A
H
B e
A e A A A A A A A A i i A
A A A
A A
i i i A
A A A A A
i
i i X .X *.X .X *.*X y X X .)X (.X y X .y p X y X X y X p p p +=+--=+-
=
=+-=+-=+==+-=+-=
δννδδδνν
δνν＝－＝， 61
0144971501504
2
2
.X *.P )X )(X .(X .P y P y y p p p K Ae Ae Ae A H B A H B Ae
==-+===
若以1摩尔C 2H 6为基准，反应前后各组分的含量如下：
262422,,?+∑C H C H H H O
反应前 1 0 0 1 2 平衡时 1-X e X e X e 1 2+ X e 因此，平衡时各组分分压为：
111
(1)
,,222-=
==+++e e e B H A e e e P X P X P X p p p X X X
将其代入平衡式有：
254
1(
) 2.02610/7.491022-??=?++e e
e e
X X X X
解此一元二次方程得：0.61=e X
（2） （2） 所需的反应管长：首先把反应速率方程变为
()3/,/.-=A A d p RT kp kmol m s
dt RT
以保证速率方程的单位与物料衡算式相一致。已知：
00.1780.5
0.0037/300.5180.50.50.305
?==?+?==A Af
Ae F kmol s
X X
代入物料衡算式有
00
130.30535
01()20.00378.31410108820.131 2.026101=-+???+==??-?
?Af
X A
r A A A A A A
dX V F X P k X RT
X dX m X
其反应管长：
2
0.13
28.8(0.0762) 3.14/4=
=?L m
4.5于277℃，1.013×105Pa 压力下在活塞流反应器进行气固相催化反应:
2533252()
()()
()+→+C H OH CH COOH CH COOC H H O
A B P Q
催化剂的堆密度为700kg/m 3,在277℃时，B 的转化速率为：
764
4.09610(0.38.88510)(/9.8)
,/.3600(1 1.51510)
---?+?-=
+?Q B P Q A B P p p p p p r kmol kg s
p
式中的分压以Pa 表示，假定气固两相间的传质阻力可忽略不计。加料组成为23%B,46%A,31%Q （均为重量%），加料中不含酯，当X B =35%时，所需的催化剂量是多少？反应体积时多少？乙酸乙酯的产量为2083kg/h 。
解：由反应计量方程式知反应过程为恒容过程，将速率方程变为B 组分转化率的函数，其中：
000000(1),,=-=-==+B B B A A B B
P B B Q Q B B
p p X p p p X p p X p p p X
为求各组分初始分压，须将加料组成的质量百分比化为摩尔百分比，即12.34%B,32.1%A,55.45%Q 。于是有：
50505000.1234 1.013100.3220 1.013100.5545 1.013102083
0.0188/3600880.35=??=??=??=
=??B A Q B p p p F kmol s
将上述有关数据代入设计方程：
反应器
00
=?
B
X B B B dX W F r
采用数值积分便可得到所需的催化剂量：
4
1.0110=?W kg 其反应体积为：
4
3
1.011014.5700?===r W
V m ρ
4.6二氟一氯甲烷分解反应为一级反应:
2242()()2()→+CHClF g C F g HCl g
流量为2kmol/h 的纯CHClF 2气体先在预热器预热至700℃，然后在一活塞流反应器中700℃等
温下反应。在预热器中CHClF 2已部分转化，转化率为20%。若反应器入口处反应气体的线速度为20m/s ，当出口处CHClF 2的转化率为40.8%时，出口的气体线速度时多少？反应器的长度是多少？整个系统的压力均为1.013×105Pa ，700℃时的反应速率常数等于0.97s -1。若流量提高一倍，其余条件不变，则反应器长度是多少？
解：反应历程如下图所示：
预热器
温度 T 0 T in T f =T iN 线速度 u 0 u in u f 转化率 X A0=0 X A,in X A,f 该反应为变容过程，其中01,1/2==A A y δ， s /m .*.u ...F F u u .F ..*F ..**X F F .).()X (F F .F .F ..**X F F .).()X (F F C
B A f 't t 'f t Cf Af A A B Bf Af A Af 't '
C 'A A B 'B 'A 'A A A 89212009451094512
2408
240828160408024080408022
1
184140801212
24
0202022
1
61200121220
0000000000====
==∴====-
==-=-==∴===-
==-=-=+→νννν
由（2.50）式知：
00(1)=+A A A Q Q y X δ 00(1)=+A A A u u y X δ
由已知条件，且考虑温度的影响可算出转化率为零时的线速度：
000,0
20
18.18/10.50.20(1)
===+?+in
in in
A A A in u T u m s
T T y X T δ
其出口处气体线速度为：
000
(1)
18.18(10.50.408)21.89/=+=+?=j j A A A T u u y X m s
T δ
由设计方程计算出反应器长度：
,0,/110.5==-+?Af X A
r in A in A in
A in
A L dX V Q C X u kC X
那么需求出以反应器入口为基准的出口转化率X Af 。据X A =F A0-F A /F A0，可求出F A,in =1.6kmol/h,F Af =1.184kmol/h,所以，X Af =(1.6-1.184)/1.6=0.26。因而有：
0.261
20(10.5)ln
0.5(0.4520.13) 6.6310.970
??=+-=-=??-??in A A u L X m k X
这是由于反应器的截面积没有固定，固定的是反应气体的线速度等条件，因此，当流量提高一倍时，而其余条件不变，则反应器的长度并不变，只是其截面积相应增加。
4.7拟设计一等温反应器进行下列液相反应：
12
2,2,+→=→=R A B
S A
A B R r k C C A S r k C
目的产物为R ，且R 与B 极难分离。试问： （1） （1） 在原料配比上有何要求？
（2） （2） 若采用活塞流反应器，应采用什么样的加料方式？ （3） （3） 如用间歇反应器，又应采用什么样的加料方式？
解：对于复合反应，选择的原则主要是使目的产物R 的最终收率或选择性最大，根据动力学特征，其瞬时选择性为：
211
12/=
+A B S k C k C
由此式可知要使S 最大，C A 越小越好，而C B 越大越好，而题意又给出R 与B 极难分离，故又要求C B 不能太大，兼顾二者要求：
（1）原料配比，如果R 与B 极难分离为主要矛盾，则除去第二个反应所消耗的A 量外，应按第一个反应的化学计量比配料，而且使B 组分尽量转化。
（2）若采用PFR ，应采用如图所示的加料方式，即A 组分沿轴向侧线分段进料，而B 则在入口处进料。
（3）如用半间歇反应器，应采取B 一次全部加入，然后慢慢加入A 组分，直到达到要求的转化率为止。
4.8在管式反应器中400℃等温下进行气相均相不可逆吸热反应，该反应的活化能等于39.77kJ/mol 。现拟在反应器大小，原料组成及出口转化率均保持不变的前提下（采用等温操作），增产35%，请你拟定一具体措施（定量说明）。设气体在反应器内呈活塞流。
解：题意要求在反应器大小，原料组成和出口转化率均保持不变，由下式：
000
/()=?
A
X A
r A A dX V Q C kf X
可知，Q 0与反应速率常数成正比，而改变反应温度又只与k 有关，所以，提高反应温度可使其增产。具体值为:
2
397708.314020121397708.314673
10.35// 1.35
1
-
-
?+==
==T Ae Q Q k k Ae
解此式可得：T 2=702.7K 。即把反应温度提高到702.7K 下操作，可增产35%。
4.9根据习题3.8所给定的条件和数据，改用活塞流反应器，试计算苯酚的产量，并比较不同类型反应器的计算结果。 解：用活塞流反应器：
000
011
/ln
(1)1==--?
A
X A r A A A A dX V Q C kC X k X
将已知数据代入得：
00.311
ln
0.0810.989=-Q
解得：3
0.319/min =Q m ，所以苯酚产量为： 0000.319 3.20.989 1.01/min
1.0994/min 94.99/min
==??= =?=A A A A F X Q C X kmol kg kg
由计算可知改用PFR 的苯酚产量远大于全混流反应器的苯酚产量，也大于间歇式反应器的产量。但间歇式反应器若不计辅助时间，其产量与PFR 的产量相同（当然要在相同条件下比较）。
4.10根据习题 3.9所给定的条件和数据，改用活塞流反应器，反应温度和原料组成均保持不变，而空时与习题3.9（1）的反应时间相同，A 的转化率是否可达到95%？R 的收率是多少？
解：对于恒容过程，活塞流反应器所需空时与间歇反应器的反应时间相同，所以A 的转化率是可以达到95%的。R 的收率与间歇反应器时的收率也相同，前已算出收率为11.52%。
4.11根据习题 3.14所给定的条件和数据，改用活塞流反应器，试计算：（1）所需的反应体积；（2）若用两个活塞流反应器串联，总反应体积是多少？
解：（1）用PFR 时所需的反应体积：
0.5
0.50000 1.5 1.50
00.50.53
(1)1(1)0.51.52000(10.95)1 1.470.50.1581----??==--??-???=--=?
???
A
X A A r A A A A Q C dX V Q C X kC X k
m
（2）若用两个PFR 串联，其总反应体积与（1）相同。
4.12在管式反应器中进行气相基元反应：+→A B C ，加入物料A 为气相，B 为液体，产物C 为气体。B 在管的下部，气相为B 所饱和，反应在气相中进行。
已知操作压力为1.013×105Pa ，B 的饱和蒸汽压为2.532×104Pa ，反应温度340℃，反应速率常数为102m 3/mol.min ，计算A 的转化率达50%时，A 的转化速率。如A 的流量为0.1m 3/min ，反应体积是多少？
解：此反应为气相反应，从化学计量方程式看，是变容反应过程，但气相中p B 为常数，故可看成恒容过程。假定为理想气体，其中：
4353500433353
2.53210,100/.min 10/.min (1.0130.2532)10,(1)
2.53210/(8.31410613) 4.9710/0.759810(1)0.0149(1)8.31410613-=?===-?=-=
=???=??-===?-??B A A A A B
B A A A A p Pa k m mol m kmol p Pa p p X p
C kmol m RT
p X C X RT 当X A =50%时，A 的转化速率为：
53310 4.97100.0149(10.5) 3.7/.min -==????-=A A B R kC C kmol m 当
300.1/min =A Q m 时，300.10.2532/0.75980.033/min =?=B Q m
所以，30
000.133/min =+=A B Q Q Q m 此时所需反应体积为：
000
43
3510.1331ln 1.85100.1854.97101010.5--==-==?=??-?
?
A
A
X X A
A r A A
B B
A
Q dX dX V Q C kC C kC X m l
4.13在一活塞流反应器中进行下列反应：
12
??→??→k k A P Q
两反应均为一级，反应温度下，k 1=0.30min -1，k 2=0.10min -1。A 的进料流量为3m 3/h,其中不含P
和Q ，试计算P 的最高收率和总选择性及达到最大收率时所需的反应体积。
解：对一级连串反应可得如下关系是：
21/211
(1)(1)1/??
=
---??-k k P A A Y X X k k (A)
若求最高收率，即令：
/0??=P A Y X ，可得到：
21
1
1
1/10.1/0.3
210.1()1(/)
1()0.8076
0.3--=-=-=k k A m X k k
将(X A )m 代入（A ）式得最高收率：
0.1/0.3
max 1()(10.8076)(10.8076)57.84%10.1/0.3??=---=??-P Y
P 的总选择性：
max 0()0.5784
71.62
()0.8076=
==P A m Y S X
达到最大收率时的反应体积为：
()3
000
1031
ln 0.275(1)600.3010.8076===-?-?
A m
X A r A A A dX V Q C m k C X
4.14液相平行反应：
0.3
30.5 1.33,/.min (),/.min
+→=+→=P A B Q A B A B P r C C kmol m a A B Q r C C kmol m
式中a 为化学计量系数。目的产物为P 。
（1） （1） 写出瞬时选择性计算式。
（2） （2） 若1=a ，试求下列情况下的总选择性。
（a ） （a ） 活塞流反应器C A0=C B0=10kmol/m 3,C Af =C Bf =1kmol/m 3； （b ） （b ） 连续釜式反应器，浓度条件同（a ）；
（c ） （c ） 活塞流反应器，反应物A 和B 的加入方式如下图所示。反应物A 从反应器的
一端连续地加入，而B 则从不同位置处分别连续加入，使得器内处处B 的浓度均等于1kmol/m 3,反应器进出口处A 的浓度分别为19和1kmol/m 3。
解：（1）设A 为关键组分，目的产物P 的瞬时选择性为：
0.3
0.30.5 1.30.5
1
()1-===-++A
P P
A B P A A B A B A B r C C S R C C C C C C νναα
(2)若1=a ，求下列情况下的总选择性。
（a ）活塞流反应器,因为C A0=C B0,其化学计量系数相同，所以C A =C B ，则有
0.5
11=
+P A
S C ，因此
100.51011()0.3261011=
-==--+?
?A Af
C A
OP
P A C A Af
A
dC S S dC C C C
(b)连续釜式反应器
0.5
11
0.512====+OP
Pj A S S C
(c)PFR,且B 侧线分段进料，器内B 的浓度均等于1kmol/m 3,则
0.5
1
1-=
+P A
S C
190.5110.7321911-===-+?A
OP
A
dC S C
4.15在活塞流反应器中等温等压（
5.065×104Pa ）下进行气相反应:
635363, 5.92310/.min 2, 1.77710/.min 3, 2.96110/.min ---→=?→=?→=?P A Q A R A A P r p kmol m A Q r p kmol m A R r p kmol m
式中P A 为A 的分压Pa ，原料气含量A10%（mol ），其余为惰性气体。若原料气处理量为1800标准m 3/h ，要求A 的转化率达到90%，计算所需的反应体积及反应产物Q 的收率。
解：此反应为复合反应系统，一般需要多个物料衡算式联立求解，方能解决问题。但这里三个平行反应均为一级，可简化处理。其组分A 的总转化速率为：
551111
(0.5922 1.7770.2961)10 1.5794102323--=++=+?+??=?A P Q R A A
R r r r P P
又为变容过程：
123
0.5922 1.7770.2961
1.57942 1.57943 1.5794=
++??A δδδδ
其中1230,1,2===δδδ，所以有0.6875=A δ
43000(1) 5.065100.1(1) 5.06510(1)110.68750.110.0687518000.1
0.1339/min
22.460
-??-?-===
++?+?=
=?A A A A A A A A A A A p X X X p y X X X F kmol δ
所需反应体积为：
005530
3
210.068751.579410 1.579410 5.06510(1)
0.13391(10.06875)ln 0.068750.90 4.2281010.9---+==????-????=+-?-=?????-????
?
?A
A X X A A A
r A A A A dX X dX V F F p X m
产物Q 的收率：55
1
1.7771020.56261.579410--??=
==?A
Q A Q
Q A
A
r p Y R p νν
4.16在充填钒催化剂的活塞流反应器中进行苯（B ）氧化反应以生产顺丁烯二酸酐（MA ）：
12
32222,,,,??→??→??→k k k B MA CO CO H O B CO CO H O
这三个反应均为一级反应，反应活化能（kJ/mol ）如下：
E 1=70800,E 2=193000,E 3=124800
指前因子（kmol/kg.h.Pa ）分别为
A 1=0.2171,A 2=1.372×108,A 3=470.8
反应系在1.013×105Pa 和704K 等温进行。原料气为苯蒸汽与空气的混合气，其中含苯1.8%（mol ）。现拟生产顺丁烯二酸酐1000kg/h,要求其最终收率为42%。假设（1）可按恒容过程处理；（2）可采用拟均相模型。试计算 （1）苯的最终转化率； （2）原料气需用量； （3）所需的催化剂量。
解：（1）由题意知：
13/()-=+B B dC d k k C τ，解之得：
13()0-+=k k B B C C e τ
或：
13()0
1-+-=
=k k B
B B
C X e C τ
且：
13()12102-+=-=-k k MA
B MA B MA
dC k C k C k C e k C d ττ
解此一阶线性微分方程有：
2
1313
2()1
10132132(1)
(1)-++-????=
=
-=---???
?+-+-????k k k k k k MA MA B B M C k k Y e e X X C k k k k k k τ
已知：
7080048.314704
1193000
8
78.314704
212480078.314704
30.2171 1.21210/..1.37210 6.55910/..470.8 2.58710/..0.42
-
-?-
-?-
-?==?=?=?==?=MA k e
kmol kg h Pa
k e kmol kg h Pa
k e kmol kg h Pa
Y
代入上式化简得到：
0.4466
0.2823(1)(1)??=---??
B B X X
通过试差求出：83.45%=B X
（2）原料气需用量。由收率定义知：00//==MA MA B MA B Y n n F F
01000
24.295/0.4298=
==?MA B MA F F kmol h Y
总原料气为：24.295/0.0181349.75/==t F kmol h
（3）欲使X B 达到83.45%，所需催化剂量由物料衡算式求得：
000
01313065
()()(1)
24.2951
ln 16296.3(1.2120.2587)10 1.013100.01810.8345-==
++-=
=+????-??B
B X X B B B
B B B B F dX dX W F k k p k k p X kg
4.17（1）写出绝热管式反应器反应物料温度与转化率关系的微分方程；
（2）在什么情况下该方程可化为线性代数方程，并写出方程。回答问题（1），（2）时必须说明所使用的符号意义；
（3）计算甲苯氢解反应6532664+→+C H CH H C H CH 的绝热温升。原料气温度为873K ，氢及甲苯的摩尔比为5。反应热△H 298=-49974J/mol 。热容（J/mol K ）数据如下：
H 2:C P =20.786 CH 4: C P =0.04414T+27.87
C 6H 6: C P =0.1067T+103.18 C 6H 5CH 3: C P =0.03535T+124.85
（4）在（3）的条件下，如甲苯最终转化率达到70%，试计算绝热反应器的出口温度。
解：（1）绝热管式反应器反应物料温度T 与转化率X A 的微分方程：
0()-?=
r
A r T A
A pt
w H dT dX M C (A)
式中()
-?r
r T H 为基准温度下的热效应；C pt 为反应物料在基准温度下与反应温度T 之间的热容；w A0为组分A 的初始质量分率；M A 为组分A 的分子量。
（2）如果不考虑热容C pt 随物料组成及温度的变化，即用平均温度及平均组成下的热容
pt C 代
替，则积分(A)式得：
00()-=-A A T T X X λ (B)
式中：T 0为反应入口；X A0为初始转化率：
0()-?=
r
pt
A r T A w H M C λ
此时（A ）式化为线性方程。当X A0=0时，又可写成：
0=+A T T X λ
（3）求绝热温升。已知T 0=873K,X A0=0,A 表示关键组分甲苯，其初始摩尔分率y A0=1/6,为计算方便将(B)式改写成：
00'()-?-=
A r T pt
y H T T C (C)
此时'pt C 是以摩尔数为基准的。选入口T 0为基准温度，需求出反应热873()-?r H ，以转化
1mol 甲苯为计算基准，则有：
298
873873
298298
873
873
()4997420.786(298873)(0.03535124.85)(0.0441427.87)(0.1067103.18)80468.2/-?=+-++++++=??
?
r H T dT
T dT T dT J mol
从基准温度T 0
到出口温度反应物料的平均热容为：
2466
'411
666=++pt pH pCH pC H C C C C (D)
式中各组分热容为各组分从基准温度至出口温度的平均热容。其绝热温升：
0873
''()1/680468.2
-??=
=
A r pt
pt
y H C C λ (E)
因为反应出口未知，所以需将(C),(D)及(E)式联立试差求解得：222=K λ （4）在（3）的条件下，当X A =0.7时，绝热反应器的出口温度：
8732220.701028.4=+?=j T K
4.18氨水（A ）与环氧乙烷（B ）反应以生产一乙醇胺(M)，二乙醇胺(D)及三乙醇胺，反应如下：
1
233242222222422222224223()()()+??→+??→+??→k k k NH C H O H NCH CH OH
H NCH CH OH C H O HN CH CH OH HN CH CH OH C H O N CCH CH OH
反应速率方程为：
112233,,===A B M B D B r k C C r k C C r k C C
该反应系在等温下进行，目的产物为一乙醇胺。
（1） （1） 请你提出原料配比的原则，并说明理由。 （2） （2） 选定一种合适的反应器型式和操作方式。 （3） （3） 根据（2）的结果，说明原料加入方式。 （4） （4） 反应时间是否有所限制？为什么？
解：（1）若提出原料配比原则，应分析其动力学特征。这里以B 为关键组分，目的产物M 的瞬间选择性：
2
1
3
2
11
1
1
-
=
++
M
A
D
M
A A
k C
k C
S
k C
k C
k C k C
由此看出C
A
增大时，则S也增大，无疑，相对来说C
B
减少。也就是说配比原则是：允许的条件下，尽量使A过量。
（2）根据（1）的结果，可选活塞流反应器，并使B从侧线分段进料，而A从进口进料，采用连续操作，如图所示：
（3）加料方式如（2）中的图示。
（4）反应时间即停留时间有限制，因为目的产物M为中间产物，存在最佳收率，为达到最大收率，须控制最佳反应时间。
4.19现有反应体积为1m3的活塞流反应器两个，拟用来分解浓度为3.2kmol/m3的过氧化氢异丙苯溶液以生产苯酚和丙酮。该反应为一级不可逆反应，并在86℃等温下进行，此时反应速率常数等于0.08s-1。过氧化氢异丙苯溶液处理量为2.4m3/min。试计算下列各种情况下过氧化氢异丙苯溶液的转化率。
（1）（1）两个反应器串联操作；
（2）（2）两个反应器并联操作，且保持两个反应器的原料处理量相同，即均等于 1.2 m3/min；
（3）（3）两个反应器并联操作，但两者原料处理量之比为1：2，即一个为0.8 m3/min，另一个则为1.6 m3/min；
（4）（4）用一个反应体积为2 m3的活塞流反应器替代；
（5）（5）若将过氧化氢异丙苯的浓度提高到 4 kmol/m3，其余条件保持不变，那么，上列各种情况的计算结果是否改变？相应的苯酚产量是否改变？
（6）（6）比较上列各项的计算结果并讨论之，从中你得到哪些结论？
解：（1）两个反应器串联操作如图示：
总反应体积为：
1
1
12000
00
()()()
=+=+=
---
???
A Af Af
A
X X X
A A A
r r r A A A
X
A A A
dX dX dX
V V V F F F
R R R
将有关数据代入即得：
0.082
2.4/60
1198.17%
-?
-
=-=-=
Af
k
X e e
τ
（2）结果同（1）。
（3）第一个反应器，
3
01
0.8/min
=
Q m，
0.08
0.8/60
1
10.9975
-
=-=
A
X e
而第二个反应器，
3
02
1.6/min
=
Q m，
0.08
1.6/60
2
10.9502
-
=-=
A
X e
两个反应器出口混合后：
12
0.99750.95020.9660
33
=?+?=
A
X
（4）用一个反应体积为2m 3代替，其结果同（1）。
（5）当C A0提高到4kmool/m 3
时，由1-=-Af k X e τ
可知，转化率与C A0无关，所以，上列各种情况计算结果不变，而对苯酚产量：（以摩尔流量表示）
000==A A A A F F X Q C X
说明苯酚产量与C A0成正比，即产量增加。
（6）从上列各种计算结果比较看出：（a ）几个PFR 串联与用一个大的PFR ，只要保持二者的总体积相同，其效果是一样的。（b ）在并联时，只要保持101202//=r r V Q V Q ，其结果也是相同的。但101202//≠r r V Q V Q 时，其总转化率是下降的。（c ）对一级反应最终转化率与C A0无关，但目的产物的产量与C A0成正比关系。
4.20在活塞流反应器中绝热进行丁二烯和乙烯合成环乙烯反应: 4624610+→C H C H C H
该反应为气相反应，反应速率方程为：
73.1610exp(13840/),/.==?-A A B
r kC C k T l mol s
进料为丁二烯与乙烯的等摩尔混合物，温度为440℃。操作压力1.013×105Pa 。该反应的热效应等于-1.256×105kJ/mol 。假定各气体的热容为常数，且C PA =154, C PB =85.6, C PR =249,单位为J/mol.K 。要求丁二烯的转化率达12%，试计算 （1） （1） 空时，平均停留时间及出口温度；
（2） （2） 若改在440℃下等温进行，重复（1）的计算； （3） （3） 440℃下等温反应时所需移走的热量。
解：（1）此反应为绝热变温变容反应，空时：
2
002200000(1)1(1)(/)+===
-??A A X X A A A A r A
A A
B A A y X dX V dX
C Q kC C C k X T T δτ
平均停留时间：
02000000(1)1(1)(/)(1)(/)+===
+-?A X A A A A
r r A A A A A y X dX V V t Q Q y X T T C k X T T δδ
出口温度：0=+A T T X λ，已知：0000.5,,12/11===-=-A A B A y C C δ，并假定选入口
温度440℃为基准温度，题给?r H 为440℃下的热效应。若以1molA 为基准，则： +→∑
A B R
反应前 1 1 0 2 X A 1-X A 1-X A X A 2-X A 所以，当X A =0.12时，
5(10.12)/(20.12)0.4680.12/(20.12)0.064
1540.46885.60.4682290.064128.1/.1.25610/==--==-==?+?+?=-?=?A B R pt r y y y C J mol K H J mol
5
0053300
3()0.5 1.25610521.5
128.1(10.50.12)(1)1.013100.58.54410/8.31410713--???===-?+??===???A r pt A A A A A y H C y X p C kmol m RT λδ
将数据代入并用数值积分得：
20.1230722
0.1230721
(10.5)13840713
8.54410 3.1610exp()(1)()713521.5713521.568.11
(10.5)13840713
8.54410 3.1610exp()(1)()
713521.5713521.567.5273440521.50.---=
??-
-++=-=
??-
-++==++???A A A A A A A
A A A
X dX X X X s
X dX t X X X s
T τ12775.6=K
（2）
在440℃下等温反应
72
0.123202230.1232
03.1610exp(13840/713)0.117
1(10.5)8.544100.117(1)
0.121(10.5)2(0.5)(10.5)ln(1)(0.5)1288.544100.11710
1(10.5)8.544100.117(1)
---=?-=-=??-??-=---+-+=????-??-=??-?A A
A A A A A A A A k X dX X X X X s X X dX t X τ30.121(10.5)10.5ln 1328.544100.117110
440273713-??-=+=????--??=+=?A A A X s X X T K （3） 440℃等温反应，需移走热量，如果忽略由于反应造成的各组分的变化所引起的热容量变化，则若维持等温反应必须移走反应所放出的热量：
71371305400()()()1.256100.12 1.50710/=-?-=-?=??=?r A r r A A
A A q H R dV H F dX F F J h
其中F A6的单位为mol/h
4.21环氧乙烷与水反应生成乙二醇，副产二甘醇：
1
2242222422222()+??→+??→k k C H O H O CH OHCH OH
C H O CH OHCH OH CH CH OH O
这两个反应对各自的反应物均为一级，速率常数比k 2/k 1为2，原料中水与环氧乙烷的摩尔比为
20，且不含产物。
（1） （1） 选择何种型式的反应器好？
（2） （2） 欲使乙二醇的收率最大，转化率为多少？
（3）有人认为采用活塞流反应器好，乙二醇收率高但环氧乙烷转化率低，故建议采用循环反
应器以提高总转化率，你认为这种建议是否可行？如果循环比ψ=25，并使空时与第（2）问的空时相等，则此时总转化率及乙二醇的收率是提高还是降低？
解：（1）为解决问题方便，选H 2O(B)为关键组分，环氧乙烷，乙二醇分别用A 和Q 表示。则乙二醇的瞬时选择性为：
211=-
Q B k C S k C
分析可知欲使S ↑必须使C B ↑，即使H 2O 过量，因而选PFR ，且水从反应器入口进料，而环氧乙烷从侧线分段进料，相对来讲可使C B 更大。
（2）对水，乙二醇，二甘醇（E ）为连串反应，存在最大收率（对乙二醇而言），此反应为液相反应可视为恒容过程，根据速率方程有：
211-=-
Q Q
B
B d
C k C dC k C (A)
因
00(1),=-=B B B Q Q Q
C C X C C Y ，故上式又可写成：
211(1)=-
-Q Q
B B dY k Y dX k X (B)
初始条件X B =0,Y Q =0,解此一阶线性常微分方程有：
21/211
(1)(1)1/??
=
---??-k k Q B B Y X X k k (C)
令0
?=?Q
B
Y X 有：
211/(1/)
1/(12)21
1(
)120.5--=-=-=k k Bm k X k
本题给原料中水与环氧乙烷的摩尔比为20，其转化率是不可能达到这最佳转化率的。但它告诉我们，当C A =0时，为乙二醇的最大收率，即：
000()0
??=-+-=??A A B B B B Q C C C X C X Y (D)
解：
000012=-B B B Q
A A C C X Y C C 又因为：n
B :n A =20:1，所以有0
020
=B A C C
代入可得：
20.05
=-Q B Y X (E) 将（E ）式代入（C ）式化简后可得：
20.050+-=B B X X
解此一元二次方程得：X B =0.048，也就是说欲使乙二醇收率最大，关键组分水的转化率为4.8%。
（3）有人建议采用循环反应器，以提高转化率是不行的，因为增加了返混，降低了反应速率，反而使X B 降低。如Ψ=25时，可视为CSTR,当空时与（2）中的空时相等时，使总转化率下降，且使乙醇收率降低。
4.22有一自催化液相反应→A P ，其速率方程为3
/.min =A A P R kC C kmol m ，反应温度下，3
1/.min,=k m kmol ，302/=A C kmol m 每小时处理1000mol 原料，其中A 占99%
（mol ），其余为P 。要求最终转化率为90%。
（1） （1） 为使所需反应体积最小，采用何种型式反应器好？并算出你所选用的反应体积。 （2） （2） 如果采用循环反应器，请确定最佳循环比及反应体积。 （3） （3） 当循环比ψ=∞时，反应体积为多少？ （4） （4） 当循环比ψ=0时，反应体积为多少？
解：（1）从自催化反应动力学特性可知，速率R A 随C A 的变化存在极大值，令：
00()
()20?-=+-=?A A P A A
R k C C kC C
所以3
0020.02
() 1.01/22∞++===A P A C C C kmol m
或：0()1/1 1.01/20.495∞=-=-=A A A X C C
其最大速率：
300()() 1.01(2.02 1.01) 1.02/.min ∞-==+-=-=A A P A A P A R kC C kC C C C kmol m 故采
用两器串联可使反应体积最小，如图示，以极值处为两器的分界线。
0100030.90200.4953()10.990.495
(1)()602(10.495)(0.0220.495)
0.0082(1)(0.022)22(1)(0.01)
0.90.9910.01ln 0.0096041.0110.495
∞
∞∞∞??=
=
-+?-+? ===
-+?-++==?-?
?Af A A A r A A P A A X A A A r A X A A A A A A F X V kC X C C X m F dX dX V F X X X X X m X
所需最小总体积：3
120.0080.0090.017=+=+=r r r V V V m (2)如采用循环反应器，如图示：
其基本设计式：
1
10020(1)(1)()(1)()=+=+--+?
?Af
Af A A X X A A
r A A X X A A A A dX dX V F F R kC X X ψψβ (A)
式中β=C P0/C A0=0.01，为求最佳循环比，令：
1100()11(1)0
()?=-+=?--?Af A X r A
A A A X X A A A V dX dX F F R R d ψψψ (B) 又因为
11=
+Af
A X X ψψ,所以 12
(1)(1)+-=+Af Af A X X dX d ψψψψ (C)
将式（C ）代入式（B ）整理得：
1
1()11
()()=---?
Af
A X A Af A X X A A A dX X X R R
即：
1
122
0011(1)()(1)()-=-+-+?
Af A X Af A A
X A A A A A A X X dX kC X X kC X X ββ
积分化简后得：
11111ln 11(1)()
-+=
+--+Af Af A A A A A A X X X X X X X X βββ (D)
将
11=
+Af
A X X ψψ代入（D ）式，整理得： ()1(1)(1)(1)ln
(1)()()1(1)??++-++??
=
???????-+++++-??
????
Af Af Af
Af Af Af Af X X X y
X X X X βψψββψββψβψ (E)
将
0.01,0.9==Af X β代入（E ）式化简得：
0.91(10.1)0.909(1)
ln
0.0010.091(0.010.91)(10.1)++=
+++ψψψψψ
试差求得：0.41=ψ，即为最佳循环比。所以，对（A ）式积分得0.41=ψ时的反应体积： 3
022
0(1)0.909(1)0.99 1.41ln 3.210.018(1)(0.010.91)(10.1)602 1.01++?==?=+++??A r A F V m kC ψψβψψ
（3）当循环比=∞ψ时，即为CSTR ，反应体积为
3
20.990.90.04602(10.9)(0.010.9)?=
=?-+r V m
（4）当循环比0=ψ时，即为PFR ，反应体积为
3
022
0.9
0.990.01ln 0.0282(1)(0.01)602(10.01)10+===-+?+-?
Af X A A r A A A A dX X V F m X X X
4.23在常压和2300℃下在管式反应器中进行纯度为90%的甲烷高温热裂解反应：
312
424222
()
()()
??→??→??→+k k k CH C H C H C H A B D
其速率方程为：
112231
2-==-=-A
A
B A B D
B D d
C k C d dC k C k C d dC k C k C d τττ
其速率常数为：
1311812613 4.510exp(45800/),2.610exp(20100/),1.710exp(15100/),---=?-=?-=?-k T s k T s k T s
试问：
（1） （1） 若以C 2H 4为目的产物，忽略第三步反应，C 2H 4的最大收率为多少？ （2） （2） 若考虑第三步反应，C 2H 4的最大收率是否改变？ （3） （3） 用图表示各组分浓度随空时的变化关系。
（4） （4） 若改变甲烷的进料浓度，产物分布曲线是否改变？
（5） （5） 若改变反应温度，产物分布曲线是否改变？若提高反应温度，C 2H 4的收率是增加
还是减少？乙炔的收率是增加还是减少？
解：由化学反应计量关系式可知，本反应是一个复杂的变容过程，计算是较复杂的。但是，实际上该高温裂解反应，为得到中间目的产物，通常X A 只有百分之几，所以为便于计算和讨论，本题可近似看成恒容过程。
（1） （1） 若忽略第三步，C 2H 4的最大收率：
5552215/() 1.0510/(8.3710 1.0510)0.1431max
5
28.3710()()7.970.7431.0510-??-?-?====?k k k B k Y k
（2） （2） 若考虑第三步反应，C 2H 4的最大收率不变，与（1）相同。
（3） （3） 用图表示各组分随空时的变化关系，由动力学数据可导出
121332101012
12
10122
122313
()()
-------==
----=----k A A k k A B k k k k A D C C e C k C e e k k C k k e e e e C k k k k k k ττ
τττττ
因题中未给出原料的其他组分，现假定原料中不含产物，则最终产物C 或H 2的浓度据物料衡算导出，如C(这里假定碳的拟浓度，用C C 表示) 022=---C A A B D C C C C C
或：000
122=---=--A B D
C A B D
A A A C C C Y X Y Y C C C
因此，各组分C i /C A0～τ的关系可据上式做出，其示意图如下：
(4)若改变甲烷的进料浓度，产物相对浓度分布曲线趋势不变，但产物浓度的绝对量是变的。 （5）若改变反应温度，产物分布曲线改变。若提高反应温度，有利于活化能大的反应，所以C 2H 4的收率增加，而乙炔收率减少。
4.24温度为1000K 的纯丙酮蒸汽以8kg/s 的流量流入内径为26mm 的活塞流反应器，在其中裂解为乙烯酮和甲烷：
3324→+CH COCH CH CO CH
该反应为一级反应，反应速率常数与温度的关系为：
ln 34.3434222/=-k T
k 的单位为s -1
。操作压力为162kPa 。反应器用温度为1300K 的恒温热源供热，热源与反应气体间的传热系数等于110W/m 2K ，要求丙酮的转化率达20%。 各反应组分的热容（J/mol.K ）与温度（K ）的关系如下：
623362262
4:26.630.18345.8610:20.040.094530.9510:13.390.07718.7110---=+-?=+-?=+-?p p p CH COH C T T CH CO C T T CH C T T
298K 时的反应热等于80.77kJ/mol 。 （1） （1） 计算所需的反应体积；
（2） （2） 绘制轴向温度分布及轴向丙酮浓度分布图。 解：此反应为非绝热变容变温反应。其中
001000;1300;0.026;58;8000/58137.93/;
======C t A A T K T K d m M F mol s 2298110/..;()80.77/=?=r U W m K s H kJ mol 。现选入口温度T 0为基准温度，需求出：
010001000
1000
298298
298
298
()()?=?++?
?
?
r T r pA pB pC H H C dT C dT C dT
将有关数据代入得0
()81544.4/?=r T H J mol
然后将所需数据代入基本设计方程得微分方程组：
616
A A
0A (1)
3.84710()43.2728.980(2)()()
1-X (3)( 1.59710exp(-34222/T)
1X 0,,X 0
=?-=--+--=?+===）A
A A C t pt t pt A dX R dz dT R T T dz F C F C R z T T
式中01,1,===∑A
A t pt i pi y F C F C
δ，此方程组用数值法求解。这里为方便学生用手算采用改良欧拉法，计算结果列入表中：
丙酮裂解反应器的轴向X A 和C A 及T 的分布
T,K Z,m X A C A ,mol 0.0 0.0 19.485 1000.0 100.0 0.0097 19.296 1003.5 200.0 0.0204 19.088 1006.3 500.0 0.0643 18.232 1018 800.0 0.1122 17.299 1027 1100.0 0.1658 16.254 1032.2 1400.0 0.2205 15.189
达到20%转化率所需反应体积，可按线性内插法确定反应器轴向长度：
14001100
1400(0.22050.1658)1400112.431287.570.22050.1658-=-
-=-=-L m
再求反应
体积：
2
23
3.140.026
1287.570.683344?==?=r t V d L m π
显然，气体流过如此长的管道压力降是不可忽略的。而上述计算是基于等压情况处理的，较准
确的计算应考虑压降的影响，应再加一个动量衡算式，然后再联立求解。不过，实际上如此长的管道是不可取的，应考虑很多根管子并联，即列管式反应器，这里不再多述。 （2）可根据表中数据绘制轴向反应温度及丙酮浓度分布图。（这里从略）
4.25在等温活塞流反应器中进行一级不可逆反应，正逆反应的反应速率常数 k 和 k 与温度的关系如下：
6
9
50009000210exp(), 3.510exp()
=?-=?-k k T T
要求最终转化率为90%，试问在什么温度下操作所需的反应体积最小？
管式反应器
管式反应器 除了上一章的两类理想反应器，管式反应器也是一类理想反应器模型（活塞流模型）。与间歇釜式反应器不同，全混流和活塞流模型用于流动过程。 根据上一章所学的知识，物料在反应器中的停留时间是决定化学反应转化程度和产物分布的一个重要因素。全混流和活塞流模型均是根据特定的停留时间分布规律建立起来的（这部分内容将在下一章中详细阐述），是两种极端的情况，是分析许多问题的出发点，也是各种实际反应器设计的理论基础。本章将涉及到如下的具体内容： 活塞流模型的基本假定 等温管式反应器设计与分析 管式反应器与釜式反应器的性能比较 循环管式反应器的分析计算 管式反应器的变温操作 第一节活塞流假定 流体流动是非常复杂的物理现象，影响到系统的反应速率和转化程度。 一、流动状况对反应过程的影响 1. 流动情况影响 例1. （1）空管中, 图4.1 （a）(b) 内部各部分流体的停留时间不同，因此反应时间也不一样，反应速率和最终转化率也不一样 第二节等温管式反应器的设计
一、单一反应 在管式反应器中进行的单一反应，取如图4.2所示的微元体（高为dZ） 图 4.2 管式反应器示意图 在定态条件下， 由此得到 或 ∴（4-4） ∴（4-5）假设 =常数（=X Af下的值），则 --釜式反应器的设计方程 式（4-5）可以进一步变成：
（间歇釜式的设计的方程为） 注意：二者尽管形式上相同，但一个是反应时间t，一个空时τ（与所选择的进口状态有关）。另外，间歇釜式反应器总是恒容的。如果管式反应器也在恒容下进行，则有τ=t；否则，τ≠t。 对于式（4-4），设反应器的截面积为A，则有dV r=Ad Z，那么 对于恒容过程 C A=C AO（1-X A）则 时间变量转化为位置变量。 例4.1 例4.2 例4.3例4.4例4.5 第三节管式与釜式反应器反应体积的比较 在处理量、组成、T、XAf相同的条件下进行对比。对于二级可逆反应，使用不同形式的理想反应器时所需要的反应体积如表4-1所示，即有 （本章前面和上一章的例题给出的结果） 一般来说，比较按正常动力学和反常动力学两种情况讨论：
微反应器介绍及其研究进展
化工学术讲座课程论文 题目微反应器介绍及其研究进展 学号 姓名 成绩 老师签名 定稿日期：2015 年12 月20 日
微反应器介绍及其研究进展 摘要：近年来，随着微尺度下“三传一反”研究的进展，微尺度流体的性能得到了深入揭示，微反应器技术也被广泛应用于科学研究和工业生产领域。本文系统介绍了微反应器的结构特点、性能优势、研究进展，进而分析了微反应器的发展方向。 关键字：微反应器；微反应技术 1 引言 进入21世纪，化工过程向着更为绿色、安全、高效的方向发展，而新工艺、新设备、新技术的开发对于化工过程的进步是十分重要的。在这样的背景下，微化工系统的出现吸引了研究者和生产者的极大关注。微化工系统并非简单的微小型化工系统，而是指带有微反应或微分离单元的新型化工系统。在微化工系统中，微反应器是重要的核心之一。 “微反应器(microreactor)” 最初是指一种用于催化剂评价和动力学研究的小型管式反应器，其尺寸约为10 mm。随着本来发展用于电路集成的微制造技术逐渐推广应用于各种化学领域，前缀“micro”含义发生变化，专门修饰用微加工技术制造的化学系统。此时的“微反应器”是指用微加工技术制造的一种新型的微型化的化学反应器，但由小型化到微型化并不仅仅是尺寸上的变化，更重要的是它具有一系列新特性，随着微加工技术在化学领域的推广应用而发展并为人所重视。 现在所说的微反应器一般是指通过微加工技术制造的带有微结构的反应设备，微反应器内的流体通道或者分散尺度在微米量级[1]，而微反应器的处理量则依据其应用目的的不同达到从数微升/分钟到数万立方米/年的规模。近年来与微反应器相关的流动、混合、反应等方向的研究工作发展十分迅速，带动了微反应器技术的快速发展。 微反应器内流体的存在状态不同于传统的反应器，其内部流体的流动或分散尺度在1μm到1mm之间，这种流体被称为微流体。微流体相对于常规尺度的流体具有一定的特殊性, 主要体现在流体力学规律的变化、传递过程的强化、固有的安全性以及良好的可控性等。目前，微反应器已经被广泛应用于化学、化工、
4 管式反应器
4管式反应器 4.1在常压及800℃等温下在活塞流反应器中进行下列气相均相反应： 6532664 +→+C H CH H C H CH 在反应条件下该反应的速率方程为： 0.51.5,/.=T H r C C mol l s 式中C T 及C H 分别为甲苯及氢的浓度，mol/l ，原料处理量为2kmol/h ，其中甲苯与氢的摩尔比等于1。若反应器的直径为50mm ，试计算甲苯最终转化率为95%时的反应器长度。 解：根据题意可知甲苯加氢反应为恒容过程，原料甲苯与氢的摩尔比等于1，即： 00=T H C C ，则有：0(1) ==?T H T T C C C X 示中下标T 和H 分别代表甲苯与氢，其中： 53300330000.5 1.01310 5.6810/8.314101073 2/21/0.27810/??××===×××====×T T T T p C kmol m RT F Q C kmol h kmol s 所以，所需反应器体积为： 00000.5 1.500 2.50.95333 1.5 1.501.5 1.5(10.95)10.278100.4329 3.0061.5(5.6810)(1) 1.51 ???==??=×=×=×??∫ ∫∫T T X X T T r T T T H T T T dX dX V Q C Q C C C C dX m X 所以，反应器的长度为：23.0061531.10.05 3.14/4 =×m 4.2根据习题3.2所规定的条件和给定数据，改用活塞流反应器生产乙二醇，试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。 解：题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题3.2中已算出： 0275.8/=Q l h 0 1.231/=A C mol l 所以，所需反应器体积：00000000(1)() 275.80.95818.61 5.2 1.23110.95 =??===?×?∫A X A r A A A B A A A A A dX V Q C kC X C C X Q X l kC X
高效厌氧反应器
高效厌氧反应器(UASB) UASB厌氧反应器，它是20世纪80年代发展起来的技术，目前该技术已成功应用在各行业的污水处理中，具有处理容量高、投资少、占地省、运行稳定等优点，是第三代厌氧反应器的代表工艺之一。 污水由泵提升进入反应器底部，以一定流速自下而上流动，厌氧过程产生的大量沼气起到搅拌作用，使污水与污泥充分混合，有机质被吸附分解；所产沼气经由厌氧反应器上部三相分离器的集气室排出，含有悬浮污泥的污水进入三相分离器的沉降区，沉淀性能良好的污泥经沉降面返回反应器主体部分，含有少量较轻污泥的污水从反应器上部排出。 UASB厌氧反应器有一个很大的特点，就是能使反应器内的污泥颗粒化，且具有良好的沉降性能和很高的产甲烷活性。这使反应器内的污泥浓度更高，泥龄更长，大大提高了COD容积负荷,实现了泥水之间的良好接触。由于采用了高的COD负荷，所以沼气产量高，使污泥处于膨胀流化状态，强化了传质效果，达到了泥水充分接触的目的.
BOD去除率可以达到90％ 性能参数：COD去除率可以达到90％ 应用范围：特别适合COD>20000mg/L的高浓度有机废水重金属去除率99％以上。
UASB反应器原理示意图 UASB反应器工程实景 主要特点：升流式流态——泥水充分混合 三相分离器——充分截留污泥 运行费用低 膜生物反应器(MBR) 膜生物反应器（MBR）是生化反应器和膜分离相结合的高效废水处理系统，用膜分离（通常为超滤）替代了常规生化工艺的二沉池。与传统活性污泥法相比，MBR对有机物的去除率要高得多，因为在传统活性污泥法中，由于受二沉池对污泥沉降特性要求的影响，当生物处理达到一定程度时，要继续提高系统的去除效率很困难，往往需要延长很长的水力停留时间也只能少量提高总的去除效率，而在膜生物反应器中，由于分离效率大大提高，生化反应器内微生物浓度可从常规法的3~5g/L提高到15~30g/L，可以在比传统活性污泥法更短的水力停留时间内达到更好的去除效果，减小了生化反应器体积，提高了生化反应效率，出水无菌体和悬浮物，因此在提高系统处理能力和提高出水水质方面表现出很大的优势。错流式膜分离技术的开发，特别
第四章题解
4-1 在定态操作反应器的进口物料中脉冲注入示踪物料。出口处示踪物浓度随时间变化的情况如下。假设在该过程中物料的密度不发生变化，试求物料的平均停留时间与 ])(2)(4[3109753864210c c c c c c c c c c t dt c i +++++++++?=?∞ ]0)5.20.1025.1(2)0.10.55.125.6(40[3 2 ++++++++= =100 min)/1(100 ) ()(0 ti i c dt c t c t E ==?∞
} )(])()()()([2])()()()([4)({3 10109977553 38866442211_ t E t t E t t E t t E t t E t t E t t E t t E t t E t t E t t t +++++++++?= ]0)03.08.05.0(2)14.05.075.013.0(40[3 2 +++++++++=min 187.6= ?∞ =-=-=0 22 2 2971.8187.625.47)(t dt t E t t σmin 2 4-2 无量纲方差表达式的推导 （1）推导无量纲方差2 22 /t t σσθ=； （2）推导CSTR 的2 2t t =σ。 1. τ θt = 2. τ τ t e t E - =1 )( 证明： 2 22)(i i i i t t t t E t -?=∑∞σ ? ∞ --= 2 21 t dt e t t τ τ 2 2)()()()(ττθθττθ--=?∞ - d t E ()]1)1([0 22 --=?∞ θθθτd E 22θστ= 222/τσσθt =∴ 220 2 2 2)(1 )(- - ∞ -=-=??t dt e t t dt t E t t t ττ σ
HCR高效射流反应器基本原理
HCR高效射流反应器基本原理 一.HCR法(高效射流反应器)基本原理 该工艺的问世是好氧生物处理技术的一个飞跃,它融合了当今的高效射流曝气,物相强化传递.,紊流剪切等技术,并具 有深井曝气和流化污泥床的特点.因此空气转化率高的特点,反应器的容积负荷大,水的停留时间短.污水处理效果好. HCR系统主要包括:集成反应器,两相喷头,气浮池及其配套的管路和水泵等.集成反应器为圆形容器,其外筒两段被封闭,连接着各种管道;内筒两段开口.两相喷头安装在反应器上部的正中央,循环水泵提升高压水流经喷头射入反应器, 由于负压作用吸入大量空气.水流和气流的共同作用又使喷头下方形成高速紊流剪切区,把吸入的空气分散成细小的气泡.富含溶解氧的污水经导流管达到反应器的底部,又向上 反流形成环流,再经剪切取向下射流,如此循环往复运行.于是污水被反复充氧,气泡和微生物菌团被不断剪切细化,并 形成致密细小的絮凝体. HCR法具有处理负荷高,抗冲击负荷,氧利用率高,占地面积小,操作运行灵活等特点.多利用在高浓度的废水生活处理. 二.生物脱氮工艺的基本原理 生物脱氮是利用自然界氮的循环原理,采用人工法予以控制.首先,污水中的有机氮,蛋白氮在好氧条件下转换成氨氮,然
后由硝化菌变成硝酸盐氮,这个阶段称为好氧硝化,随后在 缺氧条件下,由反硝化菌作用,并外加碳源提供能量,使硝酸盐氮变成氮气逸出,这个阶段称为缺氧反硝化.整个脱氮过 程过程就是氮的分解还原反应,反应能量从有机物中获取. 在硝化和反硝化的过程中,影响脱氮效率的因素是温度,溶 解氧,PH值以及反硝化的碳源等.生物脱氮系统中,消化菌增长缓慢,所以要有足够的污泥泥龄.反硝化菌的生长主要在 缺氧条件下进行,并且要有充裕的碳源提供能量,才可促使 反硝化作用顺利进行. 由此可见,生物脱氮系统这中消化和反硝化反应需要具备如下条件: 硝化阶段:足够的溶解氧值在2mg/L以上.合适的温度,最好是20度.不低于10度,足够长的污泥泥龄,合适的PH值条件. 反硝化阶段:硝酸盐的存在,缺氧条件DO值0.2mg/L左右,充足的碳源,合适的PH值. 通过上述原理,可组成缺氧与好氧池,即所谓A/O系统,A/O 系统的设计中要控制的几个主要参数就是足够的污泥泥龄 与进水的碳氮比. 生物脱氮的影响因素:从生物脱氮的原理看出,两者要求的 有些方面是相互制约的.要正常发挥脱氮系统的效率,详细 分析进水水质是十分重要的:(1)COD浓度,(2)TKN/COD比值,(3)水温.
管式反应器课程设计
化学化工学院 化工专业课程设计 设计题目：管式反应器设计 化工系
化工专业课程设计——设计文档质量评分表（100分） 评委签名: 日期：
目录 绪论 .........................................................错误!未定义书签。1设计内容与方法介绍..........................................错误!未定义书签。 反应器设计概述............................................错误!未定义书签。 设计内容..................................................错误!未定义书签。 生产方法介绍..............................................错误!未定义书签。 反应器类型特点............................................错误!未定义书签。 反应器选择及操作条件说明..................................错误!未定义书签。2工艺计算....................................................错误!未定义书签。 主要物性数据..............................................错误!未定义书签。 计算，确定管长，主副反应收率.............................错误!未定义书签。 管数计算..................................................错误!未定义书签。3压降计算公式................................................错误!未定义书签。4催化剂用量计算..............................................错误!未定义书签。5换热面积计算................................................错误!未定义书签。6反应器外径计算..............................................错误!未定义书签。7壁厚计算....................................................错误!未定义书签。 8 筒体封头计算................................................错误!未定义书签。9管板厚度计算................................................错误!未定义书签。10设计结果汇总...............................................错误!未定义书签。11设计小结...................................................错误!未定义书签。
提升管反应器
提升管反应器的作用 图1 提升管反应器结构示意图 提升管反应器的基本结构形式如图1所示。提升管反应器的直径由进料量确定。工业上一般采用的线速是人口处为4-7m/s ，出口处为12-18m/s。随着反应深度的增大，油气体积流量增大，因此有的提升管反应器由不同直径的两段（上粗下细）组成二提升管反应器的高度由反应所需时间确定，工业设计时多采用2-4s的反应时间。近年来由于进人反应器的再生催化剂温度多已提高到650-720℃，提升管下段进料油与再生催化剂接触处的混合温度较高，当以生产汽油、柴油为上要目标时，反应只需2s左右的时间就已基本完成，过长的反应时间使二次裂化反应增多，反而使口的产物的收率下降。为了优化反应深度，有的装置采用终止反应技术，即在提升管的中上部某个适当位置注人冷却介质以降低终中部的反应温度，从而抑制二次反应。有的还在注人反应终止剂的问时相应地提高或控制混合段的温度，称为混合温度控制技术（MTC）。此项技术的关键是如何确定注人冷却介质的适宜位置、种类和数量。国内有些炼油厂采用了注人终止剂技术，但是仅是凭经验来确定有关的参数，可靠性差。中国石油大学提出的提升管反应器流动—反应模型可以对提升管内的反应过程进行三维模拟，初步解决了科学确定上述有关参数的问题。图2是在某催化裂化装置的提升管的适当位置注入反应终止剂前后提升管沿高的温度及反应产二物产率变化情况
的模拟计算结果。由此可见，注人终止剂后，汽油和柴油的产率都有所提高。注人终止剂的效果与原工况及注人的条件有关。 提升管反应过程 图2 提升管注人终止剂的效果的模拟计算结果 提升管上端出口处设有气—固快速分离构件，其目的是使催化剂与油气快速分离以抑制反应的继续进行。快速分离构件有多种形式，比较简单的有半圆帽形、T字形的构件，为了提高分离效率，近年来较多地采用初级旋风分离器。实际上油气在沉降器及油气转移管线中仍有一段停留时间，从提升管出日到分馏塔约为10-20s。，而且温度也较高一般为450-510℃。在此条件下还会有相当程度的二次反应发生，而且主要是热裂化反应，造成于气和焦炭产率增大。对重油催化裂化，此现象更为严重，有时甚至在沉降器、油气管线及分馏塔底的器壁上结成焦块。因此，缩短油气在高温下的停留时间是很有必要的。适当减小沉降器的稀相空间体积、缩短初级旋风分离器的升气管出口与沉降器顶的旋风分离器入口之间的距离是减少二次反应的有效措施之一。据报道，采取此措施可以使油气在沉降器内的停留时间缩短至3s，热裂化反应明显减少。 提升管下部进料段的油剂接触状况对重油催化裂化的反应有重要影响。对重油进料，要求迅速汽化、有尽可能高的汽化率，而且一与催化剂的接触均匀。原料油雾化粒径小可增人传热面积，而.只由于原料油分散程度高，油雾与催化剂的接触机会较均等，从而提高了汽化速率。实验及计算结果表明，雾滴初始粒径越小则进料段内的汽化速率越高，两者之间呈指数关系。实验结果还表明，对重油催化裂化，提高进料段的汽化率能改善产品产率分布。因此，选用喷雾粒径小，而且粒径分布范围较窄的高效雾化喷嘴对重油催化裂化是很重要的。模拟计算结果表明，当雾滴平均粒径从 60μm减小至50μm时，对重油催化裂化的反应结果仍有明.显的效果。除了液雾的粒径分布外，影响油雾与催化剂的接触状况的因素还有喷嘴的个
理想管式循环反应器
理想管式循环反应器 一、循环反应器简介 循环反应器是一种把出口产物的一部分循环至反应器入口再进行反应的反应器。最常见的循环反应器是管式循环反应器。其基本的结构如图1所示。 图1 管式循环反应器基本结构图 循环反应器中一个最重要的概念就是循环比——循环流量与出口流量之比。随着旬环比的增加，平推流反应器内的轴向浓度梯度降低，这种循环操作的平推流反应器越来越接近全混流反应器。 这类反应器广泛地用于自催化反应、生化反应和某些自热反应。不同类型的循环反应器有不同的目的。对于反应热很大的反应，采用循环反应器可以进行器外换热，更好地控制床层温度；对于自催化反应，循环部分产品可以加快反应速率；对于反应转化率高时二次反应大的反应，采用循环反应器可以降低原料的一次反应深度，提高主要产品的选择性。 二、循环反应器设计方程 关于反应器的计算，其关键是设计方程的导出。由于存在循环，因此循环反应器不同于之前学过的CSTR或PFR，设计方程也有很大不同。这里仅仅考虑理想的管式循环反应器。
循环反应器模型如图2所示。 图2 管式循环反应器模型 依据上述循环比定义，这里的循环比为2 3 23A A F F R == νν。也可以看到，当R=0时，该反应器就是PFR ；当R→∞时，该反应器就是CSTR 。 这里，为了便于计算，给出以下定义。 A X ：A 组分的转化率，也就是反应的A 的物质的量与输入的A 的物质的量 之间的比值。 为了更好的分析整体的情况，我们将中间的反应过程看做一个黑箱（如图3所示），那么总的转化率0 2 02A A A A F F F X -= 。 图3 循环反应器的黑箱模型 为了得到循环反应器的设计方程，通常会沿用PFR 设计方程，以如下的公
反应工程 答案 第四章精品文档15页
4 管式反应器 4.1在常压及800℃等温下在活塞流反应器中进行下列气相均相反应： 在反应条件下该反应的速率方程为： 式中C T 及C H 分别为甲苯及氢的浓度，mol/l ，原料处理量为2kmol/h ，其 中甲苯与氢的摩尔比等于1。若反应器的直径为50mm ，试计算甲苯最终转化率为95%时的反应器长度。 解：根据题意可知甲苯加氢反应为恒容过程，原料甲苯与氢的摩尔比等于1，即： 00=T H C C ，则有：0(1)==-T H T T C C C X 示中下标T 和H 分别代表甲苯与氢，其中： 所以，所需反应器体积为： 00000.5 1.500 2.50.95 333 1.5 1.501.5 1.5(10.95)10.278100.4329 3.0061.5(5.6810)(1) 1.51 ---==--=?=?=?--???T T X X T T r T T T H T T T dX dX V Q C Q C C C C dX m X 所以，反应器的长度为：23.0061531.10.05 3.14/4=?m 4.2根据习题3.2所规定的条件和给定数据，改用活塞流反应器生产乙二醇，试计算所需的反应体积，并与间歇釜式反应器进行比较。 解：题给条件说明该反应为液相反应，可视为恒容过程，在习题3.2中已算出： 所以，所需反应器体积： 由计算结果可知，活塞流反应器的反应体积小，间歇釜式反应器的反应体积大，这是由于间歇式反应器有辅助时间造成的。 4.3 1.013×105Pa 及20℃下在反应体积为0.5m 3的活塞流反应器进行一氧化氮氧化反应： 式中的浓度单位为kmol/m 3。进气组成为10%NO,1%NO 2,9%O 2,80%N 2,若进气流量为0.6m 3/h （标准状况下），试计算反应器出口的气体组成。 解：由NO 氧化反应计量方程式可知此过程为变容过程，其设计方程为： 20400 1.410=??A X r A A A B V dX C Q C C （A ） 示中A,B 分别代表NO 和O 2。由题意可知，若能求得出口转化率，由（2.54） 式得： 便可求出反应器出口气体组成。已知： 所以，反应速率为： 再将有关数据代入（A ）式：
管式反应器(上
毕业论文题目管式反应器操作与控制 专业应用化工生产技术年级 姓名 指导教师 定稿日期：2013年 5月 25日
目录 一、管式反应器的概述 (1) 二、管式反应器的特点 (2) 三、管式反应器的分类 (3) 四、管式反应器的日常维护 (5) 五、管式反应器故障分析及处理 (5) 六、关于管式反应器的计算 (7) 七、管式反应器生产实例 (12) 八、相关习题 (15) （一）判断题 (15) （二）选择题 (15) （三）填空题 (15) （四）问答题 (15) （五）参考答案 (15) 结语 (16) 参考文献 (16) 致谢 (17)
管式反应器操作与控制 一、管式反应器的概述 管式反应器是一种呈管状、长径比很大的连续操作反应器。 这种反应器可以很长，如丙烯二聚的反应器管长以公里计。反应器的结构可以是单管，也可以是多管并联；可以是空管，如管式裂解炉，也可以是在管内填充颗粒状催化剂的填充管，以进行多相催化反应，如列管式固定床反应器。通常，反应物流处于湍流状态时，空管的长径比大于50；填充段长与粒径之比大于100(气体)或200（液体），物料的流动可近似地视为平推流。 管式反应器返混小，因而容积效率（单位容积生产能力）高，对要求转化率较高或有串联副反应的场合尤为适用。此外，管式反应器可实现分段温度控制。其主要缺点是，反应速率很低时所需管道过长，工业上不易实现。
二、管式反应器的特点 1、反应物的分子在反应器内停留时间相等，反应器内任何一点上的反应物浓度和化学反应速度都不随时间而变化，只随管长变化。 2、管式反应器的单位反应器体积具有较大的换热面，特别适用于热效应较大的反应。 3、由于反应物在管式反应器中返混小，反应速度快，流速快，所以它的生产率高。 4、管式反应器适用于大型化和连续化的化工生产。 5、和釜式反应器相比较，其返混较小，在流速较低的情况下，其管内流体流型接近于理想置换流。 6、反应器内各处的浓度未必相等，反应速率随空间位置而变化； 7、由于径向具有严格均匀的速度分布，也就是在径向不存在浓度变化，所以反应速率随空间位置的变化将只限于轴向。 8、理想管式反应器的反应结果唯一地由化学反应动力学所确定。 9、结构简单紧凑，强度高，抗腐蚀强，抗冲击性能好，使用寿命长，便于检修。
管式反应器
管式反应器的概述 管式反应器是一种呈管状、长径比很大的连续操作反应器。这种反应器可以很长，如丙烯二聚的反应器管长以公里计。反应器的结构可以是单管，也可以是多管并联；可以是空管，如管式裂解炉，也可以是在管内填充颗粒状催化剂的填充管，以进行多相催化反应，如列管式固定床反应器。通常，反应物流处于湍流状态时，空管的长径比大于50；填充段长与粒径之比大于100(气体)或200（液体），物料的流动可近似地视为平推流。 管式反应器的特点 1、反应物的分子在反应器内停留时间相等，反应器内任何一点上的反应物浓度和化学反应速度都不随时间而变化，只随管长变化。 2、管式反应器的单位反应器体积具有较大的换热面，特别适用于热效应较大的反应。 3、由于反应物在管式反应器中返混小，反应速度快，流速快，所以它的生产率高。 4、管式反应器适用于大型化和连续化的化工生产。 5、和釜式反应器相比较，其返混较小，在流速较低的情况下，其管内流体流型接近于理想置换流。 6、反应器内各处的浓度未必相等，反应速率随空间位置而变化； 7、由于径向具有严格均匀的速度分布，也就是在径向不存在浓度变化，所以反应速率随空间位置的变化将只限于轴向。 8、理想管式反应器的反应结果唯一地由化学反应动力学所确定。 9、结构简单紧凑，强度高，抗腐蚀强，抗冲击性能好，使用寿命长，便于检修。 管式反应器的分类 管式反应器按结构可分为：直管式、U型管式、盘管式和多管式 1、直管式：结构简单，处理量小，可用作多管式反应器的实验装置
2、U型管式： 3、盘管式 4、多管式： 多管式反应器按管道的连接方式的不同，把管式反应器分为多管串联管式反应器和多管并联管式反应器。