設備第5章 釜式連續(xù)反應器

1、1第五章第五章 連續(xù)釜式反應器連續(xù)釜式反應器第五章第五章 連續(xù)釜式反應器連續(xù)釜式反應器5.1 5.1 連續(xù)釜式反應器的特點及應用連續(xù)釜式反應器的特點及應用5.2 5.2 連續(xù)釜式反應器的設計連續(xù)釜式反應器的設計5.35.3連續(xù)釜式反應器的并聯(lián)與串聯(lián)連續(xù)釜式反應器的并聯(lián)與串聯(lián)5.4釜式反應器的熱量衡算與定態(tài)操作釜式反應器的熱量衡算與定態(tài)操作 5.5返混對復雜反應產品分配的影響返混對復雜反應產品分配的影響3 定義：定義：連續(xù)釜式反應器是一種以釜式反應器實現(xiàn)連續(xù)生產的操作方式。 與間歇釜式相比，具有生產效率高，勞動強度低，操作費用小，產品質量穩(wěn)定，易實現(xiàn)自控等優(yōu)點。 物料隨進隨出，連續(xù)流動，原料進入

2、反應釜后，立即被稀釋，使反應物濃度降低，所以，釜式連續(xù)反應器的反應推動力較反應推動力較小，反應速率較低小，反應速率較低，可使某些對溫度敏感的快速放熱反應得以平穩(wěn)進行。 由于釜式反應器的物料容量大，當進料條件發(fā)生一定程度的波動時，不會引起釜內反應條件的明顯變化，穩(wěn)定性好，操穩(wěn)定性好，操作安全作安全。 穩(wěn)態(tài)操作穩(wěn)態(tài)操作時，反應器內所有參數(shù)不隨時間變化，符合理想混合假設，這是連續(xù)釜式反應器的基本特征。連續(xù)釜式反應器的特點連續(xù)釜式反應器的特點連續(xù)釜式反應器是一種以連續(xù)生產的操作方式操作的釜式反應器葉輪的排料速率葉輪的排料速率( (循環(huán)量循環(huán)量) )為進料流量的為進料流量的5-105-10倍。倍。該判據(jù)

3、可由以下公式表示：該判據(jù)可由以下公式表示：QQR R/ /QQF F 5-105-10，其中，其中QQF F為進為進料流量；葉輪的排料速率料流量；葉輪的排料速率QQR R可由以下經驗公式估算：可由以下經驗公式估算： QQR R/ /ndnd3 3=NNQR QR 式中：式中：n n為攪拌器轉速；為攪拌器轉速； d d為攪拌器葉輪直徑；為攪拌器葉輪直徑；NNQRQR為無因次準數(shù)：為無因次準數(shù)：在有擋板的條件下，對于推進式葉輪在有擋板的條件下，對于推進式葉輪NNQRQR=0.5=0.5；對于渦輪式葉輪對于渦輪式葉輪( (六葉，寬徑比為六葉，寬徑比為1:5)1:5)，NNQRQR=0.93=0.93

4、D D/ /d d( (用于用于ReRe 104104，D D為反為反應器內徑；應器內徑； d d為攪拌器槳徑為攪拌器槳徑) )。實現(xiàn)理想混合假設的必要條件：實現(xiàn)理想混合假設的必要條件：連續(xù)釜式反應器在連續(xù)釜式反應器在結構上通常與間歇釜式反應結構上通常與間歇釜式反應器相同器相同。其常見的進出料方式如下。其常見的進出料方式如下5.2 5.2 連續(xù)釜式反應器的設計連續(xù)釜式反應器的設計穩(wěn)態(tài)操作時，連續(xù)釜式反應器內物料的濃度、溫穩(wěn)態(tài)操作時，連續(xù)釜式反應器內物料的濃度、溫度、壓力等操作參數(shù)不隨時間變化，符合理想混度、壓力等操作參數(shù)不隨時間變化，符合理想混合假設。由于不存在時間變量，可取整個反應釜合假設。

5、由于不存在時間變量，可取整個反應釜作為衡算單元，作為衡算單元，對關鍵組份對關鍵組份A A作物料衡算：作物料衡算：輸入量輸入量=F FV V0 0C CA A0 0=n=nA0A0反應量反應量=r rA AV VR R輸出量輸出量=F FVfVfC CAfAf=n=nA A累計量累計量=0=0， 所以所以F FV V0 0C CA A0 0=F FVfVfC CAfAf+ + r rA AV VR R5.2.1 5.2.1 反應體積反應體積液相反應時，可視為恒容，液相反應時，可視為恒容，F(xiàn) FV0V0=F FVfVf；而且穩(wěn)態(tài)；而且穩(wěn)態(tài)操作時，操作時，x xA A=x xAfAf，C CA A=

6、C CAfAf，于是，于是AAAVRrCCFV)-(0000-AAAACCCx 由于由于所以所以AAAVRrxCFV00=這就是等溫恒容液相連續(xù)釜式反應器的設計方程。這就是等溫恒容液相連續(xù)釜式反應器的設計方程。在給定操作條件以及反應的動力學方程后，可由在給定操作條件以及反應的動力學方程后，可由簡單的代數(shù)計算求得反應體積。簡單的代數(shù)計算求得反應體積。如果反應器的進料轉化率如果反應器的進料轉化率x xA0A000，根據(jù)轉化率的定義根據(jù)轉化率的定義C CA A0 0-C-CA A=C CA A0 0( (x xA A- -x xA A0 0) )，得到，得到AAAAVRrxxCFV)-(000其 中

7、其 中r rA A一 般 具 有一 般 具 有r rA A= A= A0 0e x p ( -e x p ( -Ea/RT)CEa/RT)CA AmmC CB Bn n 的形式，由于其中的溫度、的形式，由于其中的溫度、濃度均為恒定值，所以濃度均為恒定值，所以r rA A亦為恒定值，即連續(xù)亦為恒定值，即連續(xù)釜式反應器中進行的是釜式反應器中進行的是恒速率恒速率的化學反應，這的化學反應，這是連續(xù)釜式反應器區(qū)別于其它類型反應器的重是連續(xù)釜式反應器區(qū)別于其它類型反應器的重要特征要特征 在連續(xù)操作的反應系統(tǒng)中，反應體積與在連續(xù)操作的反應系統(tǒng)中，反應體積與進料進料的體積的體積流量之比定義為停留時間，以流量之

8、比定義為停留時間，以表示。表示。對于釜式連續(xù)反應器，由于物料的停留時間并不相對于釜式連續(xù)反應器，由于物料的停留時間并不相同，所以由上述定義計算得到的停留時間稱為同，所以由上述定義計算得到的停留時間稱為平均平均停留時間停留時間。對于恒容過程對于恒容過程5.2.2 5.2.2 停留時間停留時間AAAAVRrxxCFV)-(000此式可用代數(shù)法求解析解，例如在連續(xù)釜式反應此式可用代數(shù)法求解析解，例如在連續(xù)釜式反應器中，進行二級不可逆反應：器中，進行二級不可逆反應：r rA A=kCkCA A2 2=k k( (C CA A0 0(1 (1-x-xA A) )2 2，則停留時間，則停留時間20)1 (

9、AAAxkCx如果如果r rA A的表達式較為復雜，如三級反應或非的表達式較為復雜，如三級反應或非整數(shù)級反應，求其解析解可能比較困難，此整數(shù)級反應，求其解析解可能比較困難，此時，可借助時，可借助計算機計算機求其數(shù)值解，或采用求其數(shù)值解，或采用圖解圖解法求解法求解 )()(=fxxfAA或由此可見，對于給定的化學反應，若其動力由此可見，對于給定的化學反應，若其動力學方程已知，則學方程已知，則V VR R、僅為轉化率僅為轉化率x xA A的函數(shù)，的函數(shù)，即即5.2.3 5.2.3 平均停留時間的圖解法求解平均停留時間的圖解法求解給定轉化率求停留時間以及給定停留時間求給定轉化率求停留時間以及給定停留

10、時間求轉化率實際上是求下列方程組的解。轉化率實際上是求下列方程組的解。AAAnAnAAxrC xkCr00)1 (由方程組的解的幾何意義可知，其解就是方由方程組的解的幾何意義可知，其解就是方程所代表的曲線的交點，因此，上述方程組程所代表的曲線的交點，因此，上述方程組可采用圖解法求解?？刹捎脠D解法求解。方法方法于于r rA A- -x xA A直角坐標系中描繪曲線直角坐標系中描繪曲線r rA A=kCkCA A0 0 n n(1 (1-x-xA A) )n nMNMN已知終點轉化率已知終點轉化率x xAfAf，求，求停留時間停留時間： 在在x xA A軸上截取軸上截取OQ=OQ=x xAfAf，

11、過過QQ作垂線，交作垂線，交MNMN于于P P點，由直線點，由直線OPOP的斜率可的斜率可計算出計算出，進而求得反，進而求得反應體積應體積V VR R已知停留時間已知停留時間，求終點轉化率，求終點轉化率xAf： 過原點過原點o作斜率為作斜率為CA0/的直線交的直線交MN于于P點，點，P點的橫點的橫坐標即為終點轉化率，直線坐標即為終點轉化率，直線OP稱為物料衡算線。稱為物料衡算線。圖解法的優(yōu)點在于既可用已知的動力學方程作圖，也可以用實驗數(shù)據(jù)作圖，因此，在缺乏動力學數(shù)據(jù)的情況下，圖解法尤其顯示出其優(yōu)越性。例5.1 等溫條件下，一液相分解反應AB+C，rA=kCA，已知操作條件下速率常數(shù)k=0.6/

12、h。A的起始濃度為1.0kmol/m3，恒容，要求A的轉化率達到60%，試計算物料的處理量為2.0m3/h的連續(xù)釜式反應器的反應體積。14例5.1 等溫條件下，一液相分解反應AB+C，rA=kCA，已知操作條件下速率常數(shù)k=0.6/h。A的起始濃度為1.0kmol/m3，恒容，要求A的轉化率達到60%，試計算物料的處理量為2.0m3/h的連續(xù)釜式反應器的反應體積。rA=kCA=kCA0(1-xA)h5 . 2) 6 . 0-1 ( 6 . 06 . 0)-1 (0AAAAAxkxxrCVR=FV0 =5.0m3（1）解析法 解：（2）圖解法以rA為縱坐標，xA為橫坐標作圖：由動力學方程式rA=

13、kCA=kCA0(1-xA)知，rA與xA的關系為一直線，因此取兩點很容易地就可以在rAxA圖上繪出動力學曲線MN。例5.1 等溫條件下，一液相分解反應AB+C，rA=kCA，已知操作條件下速率常數(shù)k=0.6/h。A的起始濃度為1.0kmol/m3，恒容，要求A的轉化率達到60%，試計算物料的處理量為2.0m3/h的連續(xù)釜式反應器的反應體積。16由物料衡算式AAAxCr0=在橫坐標上取xA=0.6一點做垂線交于MN線上與一點P，因進口物料中不含反應產物，即xA0=0，過O連接P點得物料衡算線（又稱操作線 ） O P ， 其 斜 率 為CA0/,查圖得6 . 024. 0=0AC已知CA0=1

14、kmol/m3，則h5 . 2=6 . 024. 01=VR=FV0 =5.0m35.3 5.3 連續(xù)釜式反應器的并聯(lián)與串聯(lián)連續(xù)釜式反應器的并聯(lián)與串聯(lián)問題的提出：問題的提出：連續(xù)釜式反應器在工業(yè)上有著廣泛的應用。連續(xù)釜式反應器在工業(yè)上有著廣泛的應用。但在反應器設計過程中，常常遇到這樣的但在反應器設計過程中，常常遇到這樣的問題，即，是使用一個較大的反應器完成問題，即，是使用一個較大的反應器完成生產任務，抑或是用若干個較小的反應器生產任務，抑或是用若干個較小的反應器實現(xiàn)反應，這樣的反應器組又如何計算，實現(xiàn)反應，這樣的反應器組又如何計算，這是本節(jié)要解決的問題。這是本節(jié)要解決的問題。當需要用單釜進行連

15、續(xù)操作，其體積過大而難于加工制造時，常常用若干個體積較小的反應釜并聯(lián)操作。其設計方法與單釜連續(xù)相同，但存在流量分配問題。為能穩(wěn)定地控制產品質量，通常使并聯(lián)各釜為能穩(wěn)定地控制產品質量，通常使并聯(lián)各釜的出口轉化率相同，即的出口轉化率相同，即x xA A1 1= = x xA A2 2= = = = x xA An n由釜式反應器的設計方程可知，為使各釜的由釜式反應器的設計方程可知，為使各釜的出口轉化率相同，應使反應物在各釜的停留出口轉化率相同，應使反應物在各釜的停留時間相同，即時間相同，即1 1=2 2= = =n n由于由于i i=V VR Ri i/ /F FV V0i0i，所以，要使各釜的出

16、口轉，所以，要使各釜的出口轉化率相同，應使各釜的進料流量與其對應的化率相同，應使各釜的進料流量與其對應的反應體積比相同，就是反應體積比相同，就是實際生產中，通常采用等體積的反應釜并聯(lián)，實際生產中，通常采用等體積的反應釜并聯(lián)，并平均地分配進料流量。但如果并聯(lián)的數(shù)量并平均地分配進料流量。但如果并聯(lián)的數(shù)量過多，設備及操作費用會增加，應從經濟角過多，設備及操作費用會增加，應從經濟角度出發(fā)，確定并聯(lián)的臺數(shù)。度出發(fā)，確定并聯(lián)的臺數(shù)。n0n022011= =VRVRVRFVFVFV5.3.2 串聯(lián)多釜串聯(lián)是工業(yè)上一種常見的操作方式。是一種介于理想混合和理想置換的流動模型。設計時同樣要解決反應體積和臺數(shù)的問題

17、。其計算方法是采用單釜連續(xù)的計算方法進行多次計算，也可以用圖解法。如上圖所示的多釜串聯(lián)，恒容條件下，對第i釜進行物料衡算：RiAiiAViAVVrxCFxCF)1 ()1 (001 -00RiAiAiVAiVVrCFCF01 -0于是或AiAiAiVRirCCFV)-(1 -0AiAiAiAVRirxxCFV)-(1 -00或5.3.2.1 解析法AAAAVRrxxCFV)-(000已知第i釜的平均停留時間為：AiAiAiirCC-1 -AiAiAiAirxxC)-(1 -0或因此，在給出FV0、VRi、CA0及串聯(lián)數(shù)目n后，可依次求出第1、2n釜的出口濃度或轉化率；在各釜的反應體積已定時，可

18、確定達到指定轉化率所需要的反應器臺數(shù)。例如，n釜串聯(lián)的反應器中，進行一級恒容不可逆反應，rA=kCA，AiAiAiirCC-1 -iiAiAikCC111 -得即1101+11=kCCAA2212+11=kCCAA3323+11=kCCAA、nnAnAnkCC111 -由連乘之，得1=0+11=niiiAAnkCC若xAn為終點轉化率，則依轉化率的定義0001-AAnAAnAAnCCCCCx所以111-1niiiAnkx工業(yè)上一般采用等體積的反應釜串聯(lián)，故1=2= =n= ；又若各釜的反應溫度相同，則k1=k2 =kn=k ，于是，對于等溫恒容的一級反應，在等體積串聯(lián)時，反應物濃度、轉化率與每

19、釜的停留時間的關系為：nAnkx)1 (11nAAnkCC)+1 (=0及所以) 1-)11(11nAnxk) 1-)11(1nAnTxknn) 1-)11(1010nAnVniVRiRxknFnFVV總反應體積為由此可見對于一級反應，在滿足等溫、恒容和等體積串聯(lián)的情況下，可由終點轉化率求出平均停留時間及反應體積，反之亦可。此時，總反應時間為例5.2 在理想混合反應器中進行液相等溫恒容反應A+BR，A和B按等摩爾配成，rA=kCACB，k=9.92m3/(kmols)，進料速率0.278m3/s，A的初濃度為0.08kmol/m3。要求A的轉化率為87.5%，問分別以一個反應釜兩個等體積的反應

20、釜三個等體積的反應釜串聯(lián)操作時，總的反應體積各是多少。解：rA=kCACB=9.92CA2=9.92CA02(1-xA)2；xAf=0.875；FV0=0.278m3/s；CA0=0.08kmol/m3一個反應釜 xA0=0兩個等體積的反應釜串聯(lián)s6 .70)875. 01 (08. 092. 9875. 0)-(200AAAfArxxC30m6 .19=6 .70278. 0=VRFV2100110101)-1 (-)-(AAAAAAAAxkCxxrxxC2012102)1 (-)-(AfAAAfAAAfAxkCxxrxxC相除得 （或兩式相等） 212101)1 (-)1 (-AfAAfA

21、AAxxxxxx由于xA0=0；xAf=0.875，所以21112)1)(875. 0()875. 01 (AAAxxx其數(shù)值解為%5 .72=1Axs08.12)725. 01 (08. 092. 9725. 0)1 (-2210011AAAAxkCxx310m72. 6=08.12278. 02=2=VRFV三個等體積的反應釜串聯(lián)2100110101)1 (-)-(AAAAAAAAxkCxxrxxC2201221202)1 (-)-(AAAAAAAAxkCxxrxxC2023203)-1 (-)-(AfAAAfAAAfAxkCxxrxxC三元方程組，其數(shù)值解為s76. 5=%4 .80=%

22、9 .62=32121AAxx310m80. 4=76. 5278. 03=3=VRFV單釜連續(xù)VR=19.6m3；雙釜連續(xù)VR=6.72m3；三釜連續(xù)VR=4.80m3由此可見，采用解析法計算非一級反應的多釜串聯(lián)問題是比較繁復的。此時，可采用圖解法。5.3.2.2 圖解法)-(1 -0AiAiiAAixxCr得AiAiAiAirxxC)-(1 -0由描繪動力學曲線rA=f(xA)MN于直角坐標系中X軸平移已知反應釜串聯(lián)的個數(shù)n以及反應體積VR(也就是停留時間)，求終點轉化率xAf已知終點轉化率xAf，求串聯(lián)的個數(shù)n(已知反應體積，即停留時間)已知終點轉化率xAf，求反應體積VR(已知串聯(lián)的個

23、數(shù)n)例5.3 用圖解法解決例5.2中的兩等體積釜串聯(lián)問題。解：屬圖解法的第種情況，應采用試差法由 已 知 條 件 知rA=9.92CA02(1-xA)2，據(jù)此描繪出動力學曲線MN；過原點O作直線OP1交動力學曲線于P1點(OP1為第一釜的物料衡算線)；過P1作垂線P1S1交橫軸于S1點，過S1作OP1的平行線S1P2交動力學曲線于P2點，過P2作橫軸的垂線P2S2交橫軸于S2點，于圖上讀得點S2的橫坐標(第二釜的轉化率)為0.830.875，表明第一次所作的物料衡算線的斜率偏大，即停留時間過短。按上述方法重新作圖，直到第二釜的出口轉化率為0.875，如圖所示的物料衡算線OP1、S1P2，此時

24、P1點對應的第一釜的轉化率為0.725。量取P1點的縱坐標，計算出直線OP1的斜率為0.0066，所以s 1 .12=0066. 008. 0=于是，總反應體積為3m72. 6=1 .12278. 02=RV)-(1 -0AiAiiAAixxCr得5.3.3 多釜串聯(lián)反應器組以總反應體積最小為目標的各釜轉化率的最佳分配問題的提出：由以上的討論可以看出，對于多釜串聯(lián)反應器組，當物料處理量、物料的初濃度及終點轉化率一定時，反應器的臺數(shù)、各釜的反應體積和轉化率之間存在一定關系，那么，在各釜之間是否存在一個最佳的轉化率分配，使得總的反應體積為最小呢？先以兩釜串聯(lián)為例設兩釜串聯(lián)，等溫恒容，一級不可逆反應

25、， rA=kCA0 (1-xA) ，要求終點轉化率達到80%)1-1(21211021AAAAAVRRRxxxxxkFVVV總反應體積為 ( rA=kCA0 (1-xA) )描繪VRk/FV0 xA1于直角坐標系中，可見總反應體積隨著xA1的變化而變化，當xA1=0.55時，VR達到最小多釜串聯(lián)時，仍設各釜溫度相同，進行一級不可逆反應，則總反應體積VR)- 1- 1-(1 -10101AnAnAnAAAVniRiRxxxxxxkFVV 為使總反應體積VR最小，將上式分別對xA1、xA2 xAn求導，于是) 1-,., 2 , 1(),11-)1 (1(121 -0nixxxkFxVAiAiAi

26、VAiR則令, 0AiRxV) 1, 2 , 1( , 011)1 (1121 nixxxAiAiAi此式為總反應體積最小應滿足的條件。共有n-1個方程(因xAn已確定)，聯(lián)立求解可算出各釜轉化率。將上面的方程變形：) 1, 2 , 1( ,111111 nixxxxAiAiAiAi等式兩端再同時減1，得) 1, 2 , 1( ,11111 nixxxxxxAiAiAiAiAiAi) 1, 2 , 1( ,1111010 nixxxkFxxxkFAiAiAiVAiAiAiV即也就是VRi=VR(i+1)，這說明要保證總反應體積最小，應使各釜反應體積相等。但此結論不可無條件推廣，對于非一級反應，

27、應采用類似方法另行處理。415.4.15.4.1連續(xù)釜式反應器的熱衡算方程連續(xù)釜式反應器的熱衡算方程 若忽略反應流體的密度和定壓比熱隨溫度的變化，若忽略反應流體的密度和定壓比熱隨溫度的變化，反應器在定常態(tài)下操作時無須考慮時間自變量，反應器在定常態(tài)下操作時無須考慮時間自變量，且以整個反應體積為控制體積時，對反應器作單且以整個反應體積為控制體積時，對反應器作單位時間的熱量衡算。其熱量衡算式為：位時間的熱量衡算。其熱量衡算式為： )()(00srARpTTKFqrVTTcn式中0為物料進口溫度，T為反應溫度，Ts為換熱介質溫度， 為溫度在T與0之間的平均定壓熱容， n0為物料進口的總摩爾流量， r為

28、摩爾反應熱， 為傳熱系數(shù)，F(xiàn)為傳熱面積。 pc42 工業(yè)反應器的設計，不僅要確定反應器的大小尺寸，而且要考慮如何控制溫度和確定可操作條件。 對快速、溫度敏感性強的、反應熱效應大的化學反應，在散熱條件不能滿足及時傳熱要求時，很容易出現(xiàn)“飛溫”或“溫度失控”，這就是熱不穩(wěn)定性現(xiàn)象。這種不穩(wěn)定現(xiàn)象往往會導致反應器正常運轉的破壞，甚至發(fā)生事故。因此，設計和操作時都需考慮反應器的熱穩(wěn)性問題。43在一種定常態(tài)操作時，由于進料、傳熱劑等操作參數(shù)發(fā)生偏離擾動發(fā)生偏離擾動，使反應器偏離定常態(tài)操條件偏離定常態(tài)操條件，但在擾動消除消除后，反應系統(tǒng)能夠盡快地恢復原來盡快地恢復原來的定常態(tài)，我們稱這種定常態(tài)是穩(wěn)定的定常

29、態(tài)。在一種定常態(tài)操作時，由于進料、傳熱劑等操作參數(shù)發(fā)生微小的偏離干擾微小的偏離干擾足以使反應器的操作狀態(tài)大大地偏離大大地偏離原先規(guī)定的定常操作，即使擾動消消除除，系統(tǒng)也不能恢復不能恢復至原有狀態(tài)，不具有抗干擾能力，這就叫不穩(wěn)定的定常態(tài)。44以理想混合反應器為例，介紹有關熱穩(wěn)定性的問題。 設一個簡單放熱反應APk其動力學方程為r=kCA,穩(wěn)定操作時，其熱平衡方程如下：)()(00sprRATTKFTTcnqVr方程的左邊為化學反應熱，設為Qr，右邊為系統(tǒng)與外界的熱交換，設為Qg，則 rRArqVrQ )()(00spgTTKFTTcnQAaAACRTEAkCr)/exp(0ArRrCRTEaAq

30、VQ)/exp(0sppgKFTTcnTKFcnQ000)(從Qr-T和g-T關系式可以看到，r和T是指數(shù)函數(shù)關系，而g和T則是線性關系 45圖5-10放熱反應的Qr和Qg線圖上反應放熱曲線和散熱線相交于a、b、c三點，三個交點都滿 足 熱 平 衡 條 件Qr=Qg，表明可能存在三個定常狀態(tài)。 a、b、c三點有什么不同？分析可知a、c點是定態(tài)穩(wěn)定點，b點為不穩(wěn)定的定態(tài)點。 為什么？一般選擇上定態(tài)點，即圖5-10中的c點 (a轉化率低）46在實際生產中，希望只在一種穩(wěn)定工況下操作，同時希望在反應速率較大的工況下操作，要做到這一點可通過改變進料溫度T0和其流量n0來實現(xiàn)。 圖5-11改變進料溫度得

31、到不同的操作狀態(tài) 在D線時的進料溫度一般稱為著火溫度或起燃溫度，相應的點4稱為著火點或起燃點。B線溫度為熄火溫度，點6為熄火點。 著火與熄火現(xiàn)象對于反應器操作控制甚為重要，特別是開停工的時候 課本圖標錯了，改正一下5.5 返混對復雜反應產品分配的影響就復雜反應而言，反應過程中主副產物生成量的相對多少，主要取決于主副反應的競爭速率主副反應的競爭速率。如果不考慮溫度對化學反應的影響，則產品分布主要決定于反應物的濃度分布濃度分布(由于不同級數(shù)的反應對濃度的敏感程度不同)，而返混恰恰可以通過影響反應物的濃度分布而影響產品分布.下面分別討論返混對平行反應和串聯(lián)反應的影響4.6.1 平行反應設在等溫下進行

32、下列平行反應：)(主RARK)(副SASK速率方程分別為：mARRRCkdtdCrnASSSCkdtdCr目的產物R和副產物S的生成量的比取決于兩者生成速率之比，即nmASRSRSRCkkdCdCrr顯然，這個比值越大，目標產物R的生成量就越多；反之，副產物S的生成量就越多在一定的溫度下，由于kR/kS為定值，所以rR/rS的比值取決于CAm-n的大小在連續(xù)釜式反應器中，由于存在物料的返混現(xiàn)象，返混現(xiàn)象，使反應物的濃度降低使反應物的濃度降低，從而影響CAm-n的大小(1) mn，即主反應的級數(shù)大于副反應級數(shù)，即主反應的級數(shù)大于副反應級數(shù)CA降低之后使CAm-n的值減小，使得rR/rS變小，表明

33、返混對生成主產物R不利(2) mn，即主反應的級數(shù)小于副反應級數(shù)，即主反應的級數(shù)小于副反應級數(shù)CA降低之后使CAm-n的值增加，使得rR/rS變大，表明返混對生成主產物R有利(3) m=n，即主反應的級數(shù)等于副反應級數(shù)，即主反應的級數(shù)等于副反應級數(shù)rR與rS的比值與CA無關，表明返混對這類平行反應的產品分配無影響由上述分析可知改變反應物濃度是控制平行反應中目標化合物收率的重要手段一般而言，高的反應物濃度對高級數(shù)反應有利，高的反應物濃度對高級數(shù)反應有利，而對于主副反應級數(shù)相同的平行反應，濃度的而對于主副反應級數(shù)相同的平行反應，濃度的高低不影響產品分配高低不影響產品分配所以在選擇反應器的型式時，除考慮物料相態(tài)等一般性因素之外，對于平行反應，還應盡量使目標產物的收率提高。一般而言，對于第(1)種情況，應采用間歇反應器、管式連