制药反应设备

关于制药反应设备第一页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.1反应器基础反应是整个生产工艺过程的核心，反应器是反应过程的核心设备。制药工程设计从反应器开始，Smith等人提出设计的洋葱模型。第二页，共三百四十八页，2022年，8月28日反应器使原料转化为产品；分离循环分离原料产品和副产品组成的混合物；上两步设计决定设计过程的冷、热负荷。故进而作换热网络设计过程热量回收不能满足的冷、热负荷决定公用工程用量，因而第四步是公用工程设计。第三页，共三百四十八页，2022年，8月28日上循环对制药过程设计也适用，但产品精制、烘干和包装过程必须满足GMP,故换热网络设计同时，必须设计形成环境净化的空调系统。第四页，共三百四十八页，2022年，8月28日设计遵循洋葱模型，但极少有一次全过程设计即得成功的全过程设计的。多数情况下设计顺序是双向的，因为做出内层设计决策的依据是不完整的，当把较多的细节考虑至设计中时，外层会出现一个比较完整的设计轮廓，此时设计决策可能需要改变，因此必须返回内层，如此反复进行。第五页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.1.1反应器类型反应器的类型很多，特点不一，可按不同的方式进行分类。第六页，共三百四十八页，2022年，8月28日1、按结构分类(a)釜式(b)管式(c)板式塔(d)填料塔第七页，共三百四十八页，2022年，8月28日(f)鼓泡塔

(g)喷雾塔(h)固定床(i)流化床第八页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、反应器按相态分类反应器第九页，共三百四十八页，2022年，8月28日3.按操作方式分类：间歇式半间歇式连续式反应器

4.按操作温度分类等温和非等温反应器

5.按流动状况分类理想流动反应器和非理想流动反应器第十页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.1.2反应器操作方式1、间歇操作

间歇操作的特点是将原料一次加入反应器，达到规定的反应程度后卸出全部物料。然后进入下一个操作循环。第十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日间歇釜式反应器及其浓度变化间歇反应过程是非稳态过程，反应器内物料的组成随时间而变化。器内反应物和产物的浓度随时间的变化关系如图所示。AR第十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日对不可逆反应，随着τ的增加，反应物A的浓度将由开始时的CA0逐渐降至零;对可逆反应随τ的增加而降至其平衡浓度；对单一反应AR(产物)

，R的浓度随反应时间的增加而增大；连串反应AR(产物)S，产物R的浓度先随τ的增加而增大，达一极大值后又随τ的增加而减小。第十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日釜式反应器间歇操作常用釜式反应器,可视为恒容过程。气相反应，VR为整个反应器容积；液相反应，VR为液体所占据的空间。间歇反应器具有装置简单、操作方便、适应性强等优点，在制药工业中有着广泛的应用。第十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、连续操作反应原料连续地输入反应器，反应产物也从反应器连续流出。连续操作多属于稳态操作，器内任一位置上的反应物浓度、温度、压力、反应速度等参数均不随时间而变化。（1）管式反应器多个化学反应，产物R的浓度变化同间歇反应器。CCRf

CA0

CAf

CR0

LCAf

CRf

CA0

CR0

CR*

CA*

L第十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日（2）全混流釜式反应器(CSTR)器内各处浓度相同且等于出口浓度，且不随时间而变，第十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日连续操作具有生产能力大、产品质量稳定、易实现机械化和自动化等优点，大规模工业生产的反应器多采用连续操作3、半连续操作原料或产物中有一种或一种以上的为连续输入或输出，而其余的(至少一种)为分批加入或卸出的操作。器内的物料组成既随时间而变化,又随位置而变化。釜式、管式、塔式以及固定床反应器等都有采用半连续方式操作的。第十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.1.3反应器计算基本方程式反应器计算所应用的基本方程式:反应动力学方程式物料衡算式热量衡算式。过程△P较大，并影响到rA时，还要用动量衡算式。第十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日1、反应动力学方程式对于均相反应反应速度可用单位时间、单位体积的反应物料中某一组分摩尔数的变化量来表示，反应物取“-”,产物取“+”。第十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日等容过程A为反应物，取负号。对反应物A第二十页，共三百四十八页，2022年，8月28日等容过程第二十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日反应AR为n级不可逆反应，则反应动力学方程式为式中k——反应速度常数，kmol1-nm3(n-1)h-1；n——反应级数。第二十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日气相反应如果反应气体可视为理想气体，则kp和k的关系为第二十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日用不同组分表示化学反应速度，其值与相应化学计量系数有关

组分A、B、M、N表示的反应速度与组分的化学计量系数，有下列关系：第二十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、物料衡算式对单一化学反应，列出一反应物的物料衡算式，其余反应物和产物的量都可通过化学计量关系来确定。由于反应器内参数随τ或空间而变，ri也随之变化，故选取微元体积dVR和微元时间d作为物料衡算的空间基准和时间基准。所定单元消耗的反应物A的量为第二十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日3、热量衡算式在微元时间d内对微元体积dVR进行热量衡算得物理变化热可忽略时，热量衡算式变为注意各项的符号!第二十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日在d内，dVR中因反应产生的化学变化热为反应器计算即联立求解物料衡算式、热量衡算式和反应动力学方程式。等温过程，T不随时间和空间而改变，故仅需联立求解物料衡算式和反应动力学方程式。物料的流动混合状况影响反应器内的C和T分布，考虑流动混合状况（理想反应器，非理想流动反应器）。第二十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.1.4理想反应器理想反应器是指流体的流动处于理想状况的反应器。对于流体混合，有理想混合和理想置换两种极端情况。理想混合流型理想置换流型第二十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日1、理想混合反应器理想混合的特征是物料达到完全混合，浓度、温度和反应速度处处相等。生产中，搅拌良好的釜式反应器可近似看成理想混合反应器。连续操作（CSTR）时，反应器内物料的组成和温度既与位置无关，又不随时间而变，且与出口的浓度和温度相同。半连续或间歇操作（BSTR）时，反应器内物料的组成、温度等参数仅随时间而变，与位置无关。第二十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、理想置换反应器（PFR）理想置换的特征

在与流动方向垂直的截面上，各点的流速和流向完全相同，称为“活塞流”或“平推流”。在与流动方向垂直的截面上，流体的浓度和温度处处相等，不随时间而变；而沿流动方向，流体的浓度和温度不断改变。所有的流体质点在反应器内的停留时间相同。生产中,细长型的管式反应器可近似看成理想置换反应器。第三十页，共三百四十八页，2022年，8月28日3、理想反应器内反应物及产物的浓度变化间歇釜式反应器连续釜式反应器管式反应器第三十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.2釜式反应器的工艺计算6.2.1.釜式反应器的结构、特点及应用1、结构由釜体、上封头、搅拌器等部件而制成。罐体内壁可内衬耐腐蚀材料。为控温，常设有夹套，内部也可安装蛇管。第三十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日串联反应釜第三十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、特点及其应用釜式反应器结构简单、加工方便；釜内设有搅拌装置,釜外常设传热夹套,传质和传热效率均较高;若搅拌良好,可近似看成理想混合反应器,釜内浓度、温度均一,化学反应速度处处相等;间歇过程所有物料具有相同的反应时间；操作灵活,适应性强,便于控制和改变反应条件,尤其适用于小批量、多品种、反应时间较长生产。缺点：装料、卸料等辅助操作时间长，产品质量不稳定釜式反应器的技术参数已实现标准化，搪玻璃釜式反应器的主要技术参数见附录六。第三十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.2.2间歇釜式反应器的工艺计算1、反应时间的计算搅拌良好可视为理想混合反应器(BSTR)，物料衡算有下特点：(1)由于反应器内浓度、温度均一，不随位置而变，故可对整个反应器有效容积(反应体积)进行物料衡算。(2)由于间歇操作，对反应物A流入量=流出量+反应量+累积量00-A的反应量=A的积累量第三十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日上式对等温、非等温、等容和变容过程均适用。积分得

则第三十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日等容过程上式表明，达到一定xA所需要的τ仅与反应物的CA0和化学rA有关，而与物料的处理量无关。若能保证放大后的装置在搅拌和传热两方面均与提供试验数据的装置完全相同，就可实现高倍数的放大。第三十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日图解积分示意图τ/cA0[rA]-1xxAfxA0[rA]-1CACA0CAf第三十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日零级反应等温过程，k为常数第三十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日一级反应，等温等容过程二级反应，等温等容过程第四十页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、反应器总容积的计算（1）有效容积实际操作时间=反应时间(τ)+辅助时间(τ′)反应体积VR是指反应物料在反应器中所占的体积第四十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日（2）总容积VT装料系数一般为0.4～0.85。不起泡、不沸腾的物料，可取0.7～0.85；起泡或沸腾的物料，可取0.4～0.6。装料系数的选择还应考虑搅拌器和换热器的体积。第四十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日例6－1在搅拌良好的间歇釜式反应器中，用乙酸和丁醇生产醋酸丁酯，反应式为当丁醇过量时，反应动力学方程式为式中CA为乙酸浓度，kmolm-3。已知反应速度常数k为1.04m3kmol-1h-1，投料摩尔比为乙酸：丁醇=1：4.97，反应前后物料的密度为750kgm-3，乙酸、丁醇及醋酸丁酯的分子量分别为60、74和116。若每天生产3000kg乙酸丁酯(不考虑分离过程损失)，乙酸的转化率为50%，每批辅助操作时间为0.5h，装料系数为0.7，试计算所需反应器的有效容积和总容积。第四十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日解：(1)计算反应时间因为是二级反应，故第四十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)计算所需反应器的有效容积VR

每天生产3000kg乙酸丁酯，则每小时乙酸用量为第四十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日(3)计算所需反应器的总容积VT前已求得反应器的有效容积为1.29m3则反应器的总容积m3第四十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日3、反应器的台数N及单釜容积VTS的确定

(1)已知VTS，求N

对于给定的处理量，每天需操作的总批数为式中Vd—每天需处理的物料体积，m3d-1；VRS—单台反应器的有效容积,即装料容积,m3。第四十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日每天每台反应器可操作的批数为则完成给定生产任务所需的反应器台数为生产能力后备系数

一般取值在1.1～1.15较合适。第四十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)已知N，求VTS(3)N及VTS均为未知，求N和VTS先假设VTS（或N），然后计算出N或（VTS）值。常先假设几个不同的N值求出相应的反应釜容积VTS，然后再根据工艺要求及厂房等具体情况，确定一组适宜的N和VTS值作为设计值。第四十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日4、釜式反应器主要工艺尺寸的确定由工艺计算求出反应器的单釜容积VTS后，求出反应器直径的计算值,按筒体规格圆整后即得反应器直径的设计值。然后按H=1.2D求出反应器的高度H，并检验装料系数是否合适。壁厚可通过强度计算确定，法兰、手孔、视镜等附件可根据工艺条件从相应的标准中选取。第五十页，共三百四十八页，2022年，8月28日反应级数反应速率残余浓度式转化率式n=0n=1n=2n级n≠1讨论：理想间歇反应器中整级数单反应的反应结果表达式第五十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日k增大(温度升高）→τ减少→反应体积减小5、讨论：

（1）间歇反应器中的单反应2）反应浓度的影响1）k的影响零级反应τ与初浓度CA0正比一级反应τ与初浓度CA0无关二级反应τ与初浓度CA0反比3）残余浓度零级反应残余浓度随τ直线下降一级反应残余浓度随τ逐渐下降二级反应残余浓度随τ慢慢下降反应后期的速度很小第五十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日补充：（2）复合反应：必须用两个以上的化学计量式方能确定反应在反应时的变化关系平行反应串联反应平行+串联反应平行+串联反应第五十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日例题在等温间歇釜式反应器中进行下列液相反应反应开始时A和B的浓度均为2kmol/m3,目的产物为P，初始浓度为零，试计算反应时间为3h时A的转化率和P的收率。解：因为第五十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日对于液相反应，可视为恒容系统由式（6-20)得第五十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日代入CA0=2kmol/m3，τ=2h得：CA=2.482×10-3kmol/m3则A的转化率为仅知道A的转化率还不能确定P的生成量，因为转化的A既可生成P也可生成Q，由速率方程知：第五十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日分离变量得：第五十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日积分得：得P的收率第五十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日实际上等温操作是很难实现的，只有当反应物料中反应物浓度很小，反应速率很慢且反应热效应又不大的情况下才接近等温操作。而且大多数情况下（除非热敏性的反应物料）也不必要求等温操作。更多的情况是要求合理的温度序列最有利于反应的进行，或有利于改善反应的产物分布。分析不同情况下怎样的温度分布对产物的选择性和收率有利？如平行反应当主副反应活化能不同时控制怎样温度较好？串联反应，目的产物为中间产物，当主副反应活化能不同时怎样控制温度分布？第五十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日6、分批式操作的优化分析分批式操作的过程中随反应物转化率的提高，反应速率下降，反应效率下降，故存在什么转化率下停止反应最为有利的问题。可有两种目标来进行优化：（1）以反应器的平均生产速率YR为最大的优化第六十页，共三百四十八页，2022年，8月28日也可写成用转化率表示的形式，若有第六十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日将式（3）和（4）代入（1）式得：第六十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日分母项为产物R的质量，上式对τ求导并令其等于零即得：（2）以生产费用最低为目标的优化若以α表示反应操作时的操作费用（元/h）；α0为非生产性操作时的费用（元/h）；αF表示固定消费（元），则单位生产量的总费用为第六十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.2.3.连续釜式反应器的工艺计算搅拌良好的连续釜式反应器可视为理想混合反应器(CSTR)。新鲜物料与存留在反应器中的物料瞬间达到完全混合。特点：所有空间位置的物料参数都等于出口处的物料性质，物料质点在反应器中的停留时间参差不齐，形成一个停留时间分布。连续釜式反应器的操作稳定时，釜内物料的温度和组成不随时间而变化，属于稳态操作过程。第六十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日反应器内浓度变化情况CA,0CA,fCAτ0CA,0CA,fCA位置0第六十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日釜式反应器采用单釜连续操作时，釜内CA与出口物料的CAf相同，rA较慢，这是单釜连续操作的缺点。采用多釜串联连续操作,代替一台有效容积为VR的连续釜式反应器。平均rA较单釜的要快，若两者的有效容积相同，多釜串联处理量增加；若处理量相同，则多釜串联总有效容积可以减小第六十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日多釜串联操作反应器内的浓度变化CACA2CA0CAfxposition32145CA*CA1CA3CA4第六十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日串联的釜数越多，各釜反应物浓度的变化就愈接近于理想管式反应器，当釜数为无穷多时，各釜反应物浓度的变化与管式反应器内的完全相同。但是，当串联的釜数超过某一极限后，因釜数增加而引起的设备投资和操作费用的增加，将超过因反应器容积减少而节省的费用。多釜串联连续操作时，釜数一般≯4台。第六十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日单釜连续操作用于自催化反应间歇釜式反应器或管式反应器进行自催化反应时，CA要经历一个由大变小的过程,相应地,rA要经历一个由小变大、再由大变小的过程。采用单釜连续操作,可使釜内的CA始终维持在最大rA所对应的CA值,从而可大大提高反应器的生产能力或减小反应器的容积。CArACACAfCA0rAmax自催化反应的反应速度第六十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日1、单釜连续操作反应器内物料的浓度和温度处处相等，且等于反应器流出物料的浓度和温度。FA0，Vh，CA0Vh，CAfCAfVRFAf=FA0(1-xAf)第七十页，共三百四十八页，2022年，8月28日物料衡算具有如下特点：(1)反应器内温度均一，为等温反应器。故计算反应器容积时,只需进行物料衡算。(2)反应器内浓度均一，不随时间而变，故可对反应器的有效容积和任意时间间隔进行物料衡算。(3)物料衡算式中的积累量为零。(4)反应速度可按出口处的浓度和温度计算。取整个反应器为衡算对象作物料衡算流入量=流出量+反应量+累积量0第七十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日反应器内平均停留时间进口中已有A反应第七十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日全混流反应器τ的图解积分(对比右图的BSTR图解积分)CA0CACAfCSTRCACA0CAfBSTR第七十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日对于零级等容反应对于一级等容反应，对于二级等容反应(与BSTR相同）第七十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日例6-2用连续操作釜式反应器生产乙酸丁酯，反应条件和产量同例6-1，试计算所需VR。解：因为是二级反应，由例6-1可知：Vh=1.23m3h-1，xAf=0.5，CA0=1.75kmolm-3，k=1.04m3kmol-1h-1。则m3第七十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、多釜串联连续操作串联连续操作的各釜仍具有单釜连续操作反应器所具有的特点。作如下假设：(1)釜间不存在混合。(2)对于液相反应，因反应和温度改变而引起的密度变化可忽略不计。Vh=Vh1=Vh2==VhN

第七十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日在第i釜中对反应物A进行物料衡算得式中FAi-1、FAi—进入和离开第i釜的反应物A的千摩尔流量，kmols-1；VRi——第i釜的有效容积，m3。将FAi-1=FA0(1-xAi-1)及FAi=FA0(1-xAi)代入上式整理得第七十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日在多釜串联连续操作中,利用上两式,并结合反应动力学方程式进行逐釜计算,即可计算出达到规定转化率所需的反应釜数、各釜容积和相应的转化率。第七十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日对于一级反应，…………第N釜或第一釜第二釜第七十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日若各釜等温等容对于零级反应，若各釜等温等容

第八十页，共三百四十八页，2022年，8月28日二级反应，各釜等温等容由于浓度不能为负值，故弃去负根，则可导出第八十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日对于一级反应选择两个体积相同的釜串联，可使总体积最小；若多釜串联，则选择各釜体积相同，可使总体积最小。对于α级反应，为使反应总体积最小；若α>1，小釜在前，大釜在后；若α=1，各釜体积相同；若0<α<1，大釜在前，小釜在后；若α=0，反应速度与反应物浓度无关，串联已无必要；若α<0，单釜操作优于多釜串联，串联已成多此一举。第八十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日例6-3用二釜串联连续操作反应器生产乙酸丁酯，第一釜乙酸的转化率为33%，第二釜的转化率为50%，反应条件和产量同例6-1，试计算各反应器所需的VR。解：(1)第一台反应器因为是二级反应，

由例6-1可知：Vｈ＝1.23m3h-1，CA0=1.75kmolm-3，k=1.04m3kmol-1h-1。又xA1=0.33，则m3第八十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)第二台反应器由式(6-49)得两釜串联连续操作的反应器的总有效容积为m3第八十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.2.4.搅拌釜式反应器的传热1.搅拌釜式反应器的传热元件环形夹套(1)夹套螺旋挡板夹套带扰流喷嘴的环形夹套半管螺旋夹套第八十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日夹套类型示意图第八十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)内构件为强化某些大型釜式反应器的传热，其搅拌器内常常通入热载体直管盘管D挡板直管型的变形发夹型管板式管组第八十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日盘管和直管第八十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日直管型传热内件的三种变形第八十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、搅拌釜式反应器传热计算Q——热流率，W；A——传热面积，m2；K——总传热系数，W/(m2·K)；ΔT——被搅液体和热载体的温差，K。第九十页，共三百四十八页，2022年，8月28日上式仅适用于釜壁为传热面的情况，当传热元件为圆管时，需考虑K是基于那个壁面。α1——被搅液体对传热面的传热系数，W/(m2·K)

；δi——第i层固体的厚度，m；α2——热载体对传热面的传热系数，W/(m2·K)

；λi——第i层固体的导热系数，W/(m·K)

；第九十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日几种情况下传热计算1）两侧均为恒温时2）釜为恒温操作，夹套进出口温度不同时用对数温差ΔTm代替ΔT，用上式求之。（1）连续操作第九十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日（2）间歇操作1）夹套为恒温，被搅液进出口温度不同时被搅液在θ时间内由初温t1变到终温t2。T——夹套或管中热载体的恒定温度，K；m——被搅液体的质量，kg；Cp——被搅液体的热容，J/(kg·K)。当热载体在夹套进出口温差小于0.1ΔTm时，以上两式仍可使用，但应以夹套内平均温度作为T。第九十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日前式推导过程：第九十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日2）当热载体在夹套进出口温差较大时T1——夹套进口温度，K；w——热载体的质量，kg；C——热载体的热容，J/(kg·K)。第九十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日（3）若传递过程中K有明显变化把被搅液的整个温度范围分割成许多小区间，假定在各个小区间K是恒定的，然后对的小区间逐一计算。第九十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.3管式反应器的工艺计算6.3.1.管式反应器的结构、特点及应用6.3.2.管式反应器设计基础方程式

6.3.3.液相管式反应器的工艺计算6.3.4.气相管式反应器的工艺计算

第九十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.3.1管式反应器的结构、特点及应用1、管式反应器结构2、管式反应器特点结构简单，易于制造和检修，金属管子能用于加压反应。特别适用于热效应较大的反应。为连续操作反应器，生产能力大，易实现自控。3、管式反应器的应用管式反应器可用于气相、均液相、非均液相、气液相、气固相、固相等反应。第九十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日管式反应器第九十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日管式反应器第一百页，共三百四十八页，2022年，8月28日管式裂解炉第一百零一页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.3.2.管式反应器设计基础方程式

特点：细长型的管式反应器可近似看成理想置换反应器（平推流反应器）连续定态下，各个截面上的各种参数只是位置的函数，不随时间而变化；径向速度均匀，径向也不存在浓度分布；反应物料具有相同的停留时间。第一百零二页，共三百四十八页，2022年，8月28日稳态操作时，物料衡算具有如下特点(1)物料组成、温度和反应速度不随时间而变化，故可对任意时间间隔进行物料衡算。(2)物料组成、温度和反应速度沿流动方向而变，故应取微元管长进行物料衡算。(3)物料在反应器中的积累量为零。第一百零三页，共三百四十八页，2022年，8月28日CAf,FAfxAfFA0CA0xA0=0FA0(1-xA)＝FAFA0(1-xA-dxA)＝FA+dFArAdVRdVRFAxAFA+dFAxA+dxA流入量=流出量+反应量+累积量0第一百零四页，共三百四十八页，2022年，8月28日积分可得管式反应器设计基础方程式

τC管式反应器空间时间。等容时，其值与停留时间等。第一百零五页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.3.3.液相管式反应器的工艺计算1、等温液相管式反应器（等容过程）(1)反应器容积的计算零级反应第一百零六页，共三百四十八页，2022年，8月28日一级反应二级反应第一百零七页，共三百四十八页，2022年，8月28日例6-4用管式反应器生产乙酸丁酯，反应条件和产量同例6-1，试计算所需反应器的容积。解：二级反应，由例6-1可知：Vh＝1.23m3h-1，CA0=1.75kmolm-3，k=1.04m3kmol-1h-1，xAf=0.5。

m3第一百零八页，共三百四十八页，2022年，8月28日反应器有效容积的比较反应器类型有效容积有效容积比管式反应器0.681.00两釜串联连续反应器0.961.41单釜连续反应器1.351.99间歇釜式反应器1.291.90数据来自例6-1～6-4，醋酸转化率50％第一百零九页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)管径与管长的计算具体步骤如下：①规定物料在管内流动的雷诺数Re，以保证具有良好的传热和传质条件。②确定管径d算出的d还需按管子规格进行圆整。③验算Re，以保证为湍流。④计算管长第一百一十页，共三百四十八页，2022年，8月28日例6-5在连续管式反应器中，用邻硝基氯苯氨化生产邻硝基苯胺

式中A—邻硝基氯苯，B—氨水。CA、CB的单位：kmolm-3；k=1.188m3kmol-1h-1。进料量：氨水0.48m3h-1,浓度35%,B=881kgm-3;邻硝基氯苯0.08m3h-1,浓度99%,A=1350kgm-3。A和B的分子量分别为157.6和17,反应物料为0.1510-3Pas。拟采用328mm的管子,xA=98%,试计算L。2300C第一百一十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日解：(1)计算C第一百一十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日由题知：第一百一十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)计算管长L(3)校核Re反应器内的物料流型为湍流。mkgm-3此反应器有无不足，怎样改进之？第一百一十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日与流动模型相关的重要概念年龄反应物料质点从进入反应器算起已经停留的时间；是对仍留在反应器中的物料质点而言的。寿命反应物料质点从进入反应器到离开反应器的时间；是对已经离开反应器的物料质点而言的。返混：又称逆向返混，不同年龄的质点之间的混合。是时间概念上的混合第一百一十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日

BSTRPFRCSTR1投料

一次加料(起始)连续加料(入口)连续加料(入口)2年龄

年龄相同(某时)年龄相同(某处)年龄不同3寿命

寿命相同(中止)寿命相同(出口)寿命不同(出口)4返混

无返混无返混返混极大反应器特性分析

流动模型概述第一百一十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、变温液相管式反应器工业实际中，没有一个反应器是绝对等温的联立求解浓度分布温度分布反应器容积热量衡算式物料衡算式动力学方程式第一百一十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日稳态操作时,热量衡算具有下特点：(1)物料组成、温度和反应速度均不随时间而变化，故可取任意时间间隔进行热量衡算。(2)物料组成、温度和反应速度沿流动方向而变，故应取微元管长进行热量衡算。(3)反应器中没有热量的积累。为简化推导过程，还作如下假设：(1)反应过程中的物理变化热可忽略不计。(2)反应体系中无相变过程发生。第一百一十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日对如下微元作热量衡算取0℃为热量衡算的基准温度FA0CA0CAf,FAfxAfVh，xA0=0dVRQ1Q2QCQL第一百一十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日Q2的计算式为得热量衡算式第一百二十页，共三百四十八页，2022年，8月28日dVR内第一百二十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日绝热管式反应器容积的计算过程的焓变仅取决于过程的始态和终态，而与过程的途径无关。设计如下途径完成绝热反应过程。第一百二十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日反应所放出的热量全部用于物料升温（ΔH＝0），则第一百二十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日绝热过程中T与x成线性关系。当xA0=0，xA=100%，即反应物A全部转化时，=T-T0的物理意义为反应物A的转化率达到100%时，反应体系升高或降低的温度，又称绝热温升或绝热温降。是体系温度可能上升或下降的限度。联立此式、反应动力学方程式和物料衡算式,即可求出达到规定xA时所需的VR。第一百二十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日例如，变温等容一级反应代入下式积分可求达规定转化率时所需管式反应器VR第一百二十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.3.4.气相管式反应器的工艺计算气相反应，恒T恒P，若△n≠0，应按变容过程处理。膨胀因子——为每转化1mol某反应物所引起的反应体系内物质摩尔量的改变量。体系中惰气存在，不影响A值的大小。第一百二十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日一变容过程，进料中A的摩尔分率为当转化率为xA时，反应体系中物料的总摩尔流量为第一百二十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日若气体可视为理气，且流动ΔP可以忽略，则Vt为CA与xA的关系为上几式给出了管式反应器内任一截面上的Vt、CA、pA与转化率xA之间的关系。第一百二十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日等容过程，A=0，得对于气相非等容过程，将CA或PA与xA关系式代入反应动力学方程式，再利用式(6-52)，即可求出达到规定xA所需管式反应器的VR。第一百二十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日例6-6在管式反应器中进行2,5-二氢呋喃的气相裂解反应,反应动力学方程式为rA=kCA。式中CA为2,5-二氢呋喃的浓度，kmolm-3。已知反应在恒温恒压下进行,反应动力学常数k=3h-1,A=1;2,5-二氢呋喃的进料体积流量为0.3m3h-1,其中含2,5-二氢呋喃80%(体积比),其余为惰性气体。若要求2,5-二氢呋喃的转化率为75%,试计算所需反应器的容积。解：第一百三十页，共三百四十八页，2022年，8月28日第一百三十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.4反应器型式和操作方式选择反应器型式和操作方式选择应结合反应特点，从生产能力、反应选择性等方面，对不同型式的反应器进行认真的分析和比较，以确定适宜的反应器型式和操作方式。第一百三十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.4.1.简单反应简单反应——可用一个反应方程式和一个反应动力学方程式来描述的那些反应。反应器性能的比较可归结为生产能力的比较。或获得相同的产物量，所需反应器容积的比较。1、间歇釜式反应器与管式反应器两种反应器容积的定量比较，可用容积效率来描述若忽略间歇釜式反应器的辅助操作时间,=1。第一百三十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、间歇釜式反应器与连续釜式反应器一级反应第一百三十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日当=1时,两种反应器所需的有效容积相同，τ´应满足下列关系第一百三十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日例6-7某一级反应的反应速度常数k为40h-1，规定的转化率xAf为95%，试分别按以下条件比较采用间歇釜式反应器和单釜连续操作反应器所需有效容积的大小。(1)忽略间歇釜式反应器的辅助操作时间；(2)每批辅助操作时间为0.4h；(3)每批辅助操作时间为1h。解:(1)由k=40h-1,xAf=0.95,'=0得(2)由k=40h-1,xAf=0.95,'=0.4h得第一百三十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日(3)由k=40h-1,xAf=0.95,=1h得3、连续釜式反应器与管式反应器零级反应反应器容积的大小与物料的流动型式无关。第一百三十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日一级反应二级反应作出不同反应级数时容积效率与转化率之间的关系曲线第一百三十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日图6-17连续釜式反应器与管式反应器的(1)零级反应的=1,且与xA无关。(2)xA一定时,n越高,就越小,即(VR)C>>(VR)P。(3)除零级反应外,其它各级反应的<1,且当反应级数一定时,xA越高,就越小,即(VR)C比(VR)P大得越多。第一百三十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日4、多釜串联反应器与管式反应器一级反应，N个等温等容釜串联，单釜中停留时间物料在整个反应器中的停留时间为第一百四十页，共三百四十八页，2022年，8月28日不同釜数时η与xA之间的关系曲线见P109图6-18第一百四十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日(1)对于零级反应，单台连续釜式反应器所需VR与管式反应器的相同。但釜式反应器存在装料系数，故实际容积有所增大。间歇釜式反应器既存在装料系数，又存在辅助操作时间，故所需的容积较大。(2)n越高或xA越高，单台连续釜式反应器所需VR越大，此时宜采用管式反应器。(3)对ΔH很大的反应，从利于传热看，宜采用管式反应器。若要控温方便，宜采用间歇釜式反应器或多釜串联反应器。简单反应选择反应器考虑的原则：第一百四十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日(4)采用多釜串联反应器时，η随釜数的增加而增大，但增大的速度渐趋缓慢。因此,串联的釜数一般≯4。(5)对于r较慢，且要求xA较高的液相反应，宜采用间歇釜式反应器。(6)对于r较快的气相或液相反应，宜采用管式反应器。(7)对于n较低，且要求xA不高的液相反应以及自催化反应，宜采用单台连续釜式反应器。第一百四十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.4.2.复杂反应复杂反应要用多个化学反应方程式和多个反应动力学方程式来描述。复杂反应的产物中，既有目标产物，又有副产物。在选择反应器型式和操作方法时，首要考虑的是反应选择性。第一百四十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.4.2.1.平行反应（一）仅一个反应物的平行反应AR(主反应)S(副反应)k1k2第一百四十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日1.浓度效应

平行反应，提高反应物浓度有利于级数较高的反应，降低反应物浓度有利于级数较低的反应。增大返混与降低浓度等效，减小返混与提高浓度等效。若a1>a2,较高反应物浓度对主反应有利若a1<a2,较低反应物浓度对主反应有利若a1=a2,反应物浓度对选择性无影响平推流反应器，低的单程转化率全混流反应器，加入稀释剂；反应后物料循环第一百四十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日2.温度效应3.选择或开发高选择性催化剂提高T对E大的反应有利降低T对E小的反应有利若E1>E2,则在较高T下进行若E1<E2,则在较低T下进行若E1=E2,T变化对选择性无影响第一百四十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日（二）两个反应物的平行反应T对β影响同前，区别在于浓度的影响A+BL(主反应)M(副反应)k1k2第一百四十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日间歇操作时反应物浓度与加料方式a1>a2,b1>b2CA,CB都高a1>a2,b1<b2CA高,CB低a1<a2,b1<b2CA,CB都低

第一百四十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日连续操作时反应物浓度与加料方式(a)a1>a2,b1>b2,

CA,CB都高(b)a1<a2,b1<b2CA,CB都低第一百五十页，共三百四十八页，2022年，8月28日(c)a1>a2,b1<b2，CA高,CB低

第一百五十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日第一百五十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日适宜的反应器型式和操作方式(ci)反应级数大小对浓度要求适宜的反应器型式和操作方式

CA、CB均高A、B同时加入管式反应器、间歇釜式反应器或多釜串联反应器

CA、CB均低单釜连续反应器;将A、B缓缓滴入间歇釜式反应器;使用稀释剂降低CA和CB

CA高CB低管式反应器，A在进口处连续加入，B沿管长分几处连续加入；半连续釜式反应器，A一次加入，B连续加入；多釜串联反应器,A在第一釜连续加入，B分别在各釜连续加入

CA低CB高管式反应器，B在进口处连续加入，A沿管长分几处连续加入；半连续釜式反应器，B一次加入，A连续加入；多釜串联反应器,B在第一釜连续加入,A分别在各釜连续加入a1>a2,b1>b2,a1<a2,b1<b2a1>a2,b1<b2a1<a2,b1>b2第一百五十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.4.2.2.连串反应一级反应第一百五十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日组分A:

单调下降；产物R:

先升后降，有极大值；产物S:

单调上升CSCRCRCRCSCSCSτττ第一百五十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日R为主产物时1.温度效应若E1>E2,则在较高T下进行若E1<E2,则在较低T下进行若E1=E2,T变化对β无影响2.转化率CR/CA随xA的增大而增大R的瞬时选择性下降转化率过高，选择性降低采用较低转化率，工业上分离再循环第一百五十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日3.流动类型的影响对于不可逆的连串反应且以反应的中间物为目的产物时，返混总是对选择性不利当k1、k2一定S为目标产物，则应设法使CA低、CR高，以提高S的收率，此时宜采用单釜连续反应器。第一百五十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日R为目标产物，则应设法使CA高、CR低，以增大值，提高R的收率，此时宜采用管式反应器、间歇釜式反应器或多釜串联反应器。当k2>>k1时，应保持较低的单程转化率；当k1>>k2时，应保持较高的转化率，这样收率降低不多，但可大大减轻反应后的分离负荷。第一百五十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日[例6－8]生化工程中酶反应A→R为自催化反应，反应速率式rA=kcAcR，某温度下k=1.1512m3/(kmol.min)，采用的原料中含A0.99kmol/m3，含R0.01kmol/m3,要求A的最终浓度降到0.01kmol/m3，当原料的进料量为10m3/h时，求：（1）反应速率最大时，A的浓度为多少？（2）采用CSTR，反应器体积是多大？（3）采用PFR，反应器体积是多大？（4）采用PFR和CSTR组合以使反应器体积最小，求组合方式及最小反应器体积。第一百五十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日解：可知CA=0.5kmol/m3时，速率达最大值。rACA00.51.0CA0CAf怎样选择反应器？第一百六十页，共三百四十八页，2022年，8月28日1/rACACA0CAf1/rACACA0CAfCSTRPFR第一百六十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日(3)PFR(2)CSTR第一百六十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日回顾CSTR和PFR两种图解CACA0CAfCACA0CAf第一百六十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日(4)CSTR+PFR：最优组合1/rACACA0CAfCAm组合反应器的总体积=0.284m3+0.665m3=0.949m3第一百六十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.5.搅拌器搅拌的作用(1)使物料均匀混合互溶液体乳浊液悬浮液泡沫液(3)强化传热提高对流传热系数(2)强化传质增大相际接触面积降低液膜阻力第一百六十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、搅拌的分类(2)机械搅拌适用范围广(1)气流搅拌优点：腐蚀性、高温高压缺点：不适合高粘度流体气体鼓泡第一百六十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.5.1.常见搅拌器搅拌设备的结构(1)搅拌装置(2)轴封(3)搅拌槽传动装置搅拌轴搅拌器槽体附件第一百六十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日物料流动方向搅拌的结果（效果）(1)搅拌器的旋转切向圆周运动(2)桨叶形状的不同轴向流动径向流动(1)循环流动将流体输送到搅拌釜内各处(2)高度湍动产生旋涡，旋涡分裂使流体分散

第一百六十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日第一百六十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日1、小直径高转速搅拌器（1）推进式搅拌器一般D叶轮＝0.2～0.5

D釜常用转速为100～500rpm，叶端圆周速度可达5～15ms-1。第一百七十页，共三百四十八页，2022年，8月28日总体循环流动

总体循环流动：总体循环流动,起到混合液体的作用切向分速度:使釜内液体产生圆周运动,不利于液体的混合第一百七十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日特点和应用常用于低粘度(<2Pas)液体以及固液比较小的悬浮、溶解等过程。液体循环量较大湍动程度不高适合于大尺寸的调匀总体流动冲向釜底有利于固体颗粒的悬浮第一百七十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)涡轮式搅拌器

(a)直叶圆盘叶轮(b)弯叶圆盘叶轮第一百七十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日叶轮直径为釜径的0.2～0.5倍,转速10～500rpm,叶端圆周速度可达4～10ms-1。

（c）直叶涡轮(d)弯叶涡轮第一百七十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日总体循环流动使液体以很高的绝对速度沿径向流出，流向壁面，形成上、下两条回路流入搅拌器总体循环流动：

:使釜内液体产生圆周运动,不利于液体的混合切向分速度:

第一百七十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日特点和应用常用于低粘度和中等粘度(<50Pas)的液体搅拌液体循环量较大湍动程度高适合于小尺寸均匀流体有两个回路不利于易分层的物料第一百七十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、大直径低转速搅拌器

流速↑

粘度↑

流动阻力↑

机械能被消耗湍动程度下降总体流动范围大大缩小

大直径低转速搅拌器第一百七十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日(1)桨式搅拌器旋转直径为釜径的0.35～0.8倍常用转速为1～100rpm叶端圆周速度为1～5ms-1

(a)平桨式(b)斜桨式(c)多斜桨式第一百七十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日特点和应用桨式搅拌器的径向搅拌范围大，可用于较高粘度液体的搅拌。(b)斜桨式桨叶可分成24°、45°或60°倾角轴向和径向运动

(a)平桨式切向和径向运动可用于简单的固液悬浮釜内液位较高时(c)多斜桨式第一百七十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)锚式和框式搅拌器旋转直径可达釜径的0.9～0.98倍，转速n=1～100rpm叶端圆周速度1～5ms-1(a)锚式(b)框式(c)带横梁和竖梁的搅拌器第一百八十页，共三百四十八页，2022年，8月28日特点和应用锚式和框式搅拌器常用于中、高粘度液体的搅拌

一般在层流状态下操作主要使液体产生水平环向流动,基本不产生轴向流动。在桨上增加横梁和竖梁难以保证轴向混合均匀第一百八十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日（3）螺带式搅拌器目的：提高轴向混合效果旋转直径为釜径的0.9～0.98倍，常用转速为0.5～50rpm，叶端圆周速度<2ms-1螺带式搅拌器第一百八十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日特点和应用一般在层流状态下操作液体将沿着螺旋面上升或下降形成轴向循环流动，

螺带式搅拌器常用于高粘度液体的混合第一百八十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.5.2.提高搅拌效果的措施1.打旋现象及其消除危害:各层液体之间几乎不发生轴向混合，当物料为多相体系时，还会发生分层或分离现象。搅拌效率下降第一百八十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日(1)装设挡板目的：破坏釜内的圆周运动作用：对轴向和径向流动无影响釜内液面的下凹现象基本消失提高了混合效果第一百八十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日挡板安装方式与液体粘度有关：

<7Pas，挡板垂直纵向装于釜内壁上；

7～10Pas，挡板离开釜壁；

>10Pas，挡板离开釜壁并与壁面倾斜。第一百八十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)搅拌器偏心安装目的：破坏循环回路的对称性第一百八十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日2.导流筒既提高了循环流量和混合效果，又有助于消除短路与流动死区。

（a）推进式搅拌（b）涡轮式搅拌第一百八十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.5.3.搅拌器选型1、低粘度均相液体的混合推进式的循环流量较大且动力消耗较少，是最适用的。浆式的结构比较简单，在小容量液体混合中有着广泛的应用，但当液体容量较大时，其循环流量不足。

第一百八十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、高粘度液体的混合μL在0.1～1Pas时，采用锚式搅拌器。μL在1～10Pas时，采用框式搅拌器。μL在2～500Pas时，可采用螺带式搅拌器。需冷却的夹套釜,选用大直径低转速搅拌器,如锚式或框式搅拌器。反应过程中物料的μL会发生显著变化,且反应对搅拌强度又很敏感，可考虑采用变速装置或分釜操作。第一百九十页，共三百四十八页，2022年，8月28日3、分散非均相液体的分散过程，宜用涡轮式搅拌器，平直叶更为合适。当液体的粘度较大时，为减少动力消耗，宜采用弯叶涡轮。

第一百九十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日4、固体悬浮在低粘度液体中悬浮易沉降的固体颗粒时，开启涡轮最合适，尤其是弯叶开启涡轮，浆叶不易磨损，则更为合适。推进式当固液密度差较大或固液比超过50%时不适用。浆式或锚式的转速较低，仅适用于固液比较大(>50%)或沉降速度较小的固体悬浮。

第一百九十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日5、固体溶解涡轮式最为合适。推进式用于小容量的固体溶解过程比较合理。浆式一般用于易悬浮固体的溶解操作。6、气体吸收圆盘涡轮式搅拌器最为适宜。推进式和浆式一般不适用于气体吸收操作。第一百九十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日7、结晶小直径高转速搅拌器，如涡轮式，适用于微粒结晶，但晶体形状不易一致；而大直径低转速搅拌器，如浆式，适用于大颗粒定形结晶，但釜内不宜设置挡板。

第一百九十四页，共三百四十八页，2022年，8月28日8、传热传热量较小的夹套釜可采用浆式搅拌器;中等传热量的夹套釜亦可采用浆式搅拌器,但釜内应设置挡板;传热量很大时,釜内可用蛇管传热,采用推进式或涡轮式搅拌器,并在釜内设置挡板。

第一百九十五页，共三百四十八页，2022年，8月28日搅拌器选型搅拌过程主要控制因素搅拌器型式混合(低粘度均相液体)循环流量推进式、涡轮式，要求不高时用浆式混合(高粘度液体)1.循环流量2.低转速涡轮式、锚式、框式、螺带式、带横挡板浆式分散(非均相液体)1.液滴大小(分散度)2.循环流量涡轮式溶液反应(互溶体系)1.湍流强度2.循环流量涡轮式、推进式、浆式第一百九十六页，共三百四十八页，2022年，8月28日搅拌器选型搅拌过程主要控制因素搅拌器型式固体悬浮1.循环流量2.湍流强度按固体颗粒的粒度、含量及比重决定采用浆式、推进式或涡轮式固体溶解1.剪切作用2.循环流量涡轮式、推进式、浆式气体吸收

1.剪切作用2.循环流量3.高转速涡轮式结晶

1.循环流量2.剪切作用3.低转速按控制因素采用涡轮式、浆式或浆式的变形传热

1.循环流量2.传热面上高流速浆式、推进式、涡轮式第一百九十七页，共三百四十八页，2022年，8月28日6.5.4.搅拌功率6.5.4.1.均相液体的搅拌功率1.功率曲线和搅拌功率的计算

搅拌功率取决于釜内物料的流型和湍动程度，它是叶轮形状、大小、转速、位置以及液体性质、反应釜尺寸与内部构件的函数。第一百九十八页，共三百四十八页，2022年，8月28日均相液体的功率准数关联式式中NP—功率准数;Fr—弗劳德数,流体惯性力与重力之比,是反映重力对搅拌功率影响的准数;K—系统的总形状系数,反映系统几何构型对搅拌功率的影响;P—功率消耗,W;n—叶轮转速,r.s-1或r.min-1；d—叶轮直径,m;—液体密度,kgm-3;—液体粘度,Pas;P与叶轮直径和转速成何关系？第一百九十九页，共三百四十八页，2022年，8月28日各种搅拌器的或NP与Re的关系，标绘在双对数坐标纸上，即得功率曲线。P116图6-33对于不打旋(搅拌时液面仍处于水平状态）的搅拌系统，重力的影响可以忽略，b=0，不计弗劳德数的影响，则可改写为

第二百页，共三百四十八页，2022年，8月28日

图6-33搅拌器的功率曲线1-三叶推进式,s=d,无挡板；2-三叶推进式,s=d,全挡板；3-三叶推进式,s=2d,无挡板；4-三叶推进式，s=2d，全挡板；5-六叶直叶圆盘涡轮，无挡板；6-六叶直叶圆盘涡轮，全挡板；7-六叶弯叶圆盘涡轮，全挡板；8-双叶平浆，全挡板全挡板：N=4，W=0.1D；各曲线：d/D1/3，b/d=1/4；HL/D=1s-浆叶螺距,N-挡板数,W-挡板宽度,D-釜内径,d-叶轮直径,b-浆叶宽度,HL-液层深度挡板对搅拌功率有何影响，与Re有无关系？第二百零一页，共三百四十八页，2022年，8月28日从物理意义上讲，全挡板条件时搅拌器的功率最大，若挡板的安装已满足全挡板的条件，则再增加挡板数或宽度，都不会使搅拌器的功率增大。例如：取6块挡板，那么宽度W=D/10时即满足全挡板条件。实际由于搅拌器内除安装挡板外，还有影响流体流动的其他构件，如出料管、温度计套管等，故常常安装4块W=D/10挡板即认为是全挡板的条件。第二百零二页，共三百四十八页，2022年，8月28日给定的搅拌系统功率求定（1）由功率曲线查出Φ或NP→计算求所需的P。（2）还可按流动状况对功率曲线进行回归，得到计算搅拌功率的经验关联式。1）层流区(Re<10)搅拌功率的经验式

K1——与搅拌器结构型式有关的常数，常见搅拌器的K1值见表6-4所示。（注意P与n和d的关系）第二百零三页，共三百四十八页，2022年，8月28日完全湍流区(Re>104)

有挡板时的搅拌功率经验式无挡板且Re>300的搅拌系统，重力的影响不能忽略K2—与搅拌器结构型式有关的常数,搅拌器的K2值见表6-4。、的值取决于物料的流动状况及搅拌器的型式和尺寸，其值见表6-5（注意P与n和d的关系）第二百零四页，共三百四十八页，2022年，8月28日表6—4搅拌器的K1、K2值搅拌器型式K1K2搅拌器型式K1K2三叶推进式s=d41.00.32双叶单平桨d/b=443.02.25s=2d43.51.0d/b=636.51.60四叶直叶圆盘涡轮70.04.5d/b=833.01.15六叶直叶涡轮70.03.0四叶双平桨d/b=649.02.75六叶直叶圆盘涡轮71.06.1六叶三平桨d/b=671.03.82六叶弯叶圆盘涡轮70.04.8螺带式340h/d六叶斜叶涡轮70.01.5搪瓷锚式245注s—桨叶螺距；d—旋转直径；b—桨叶宽度；h—螺带高度。第二百零五页，共三百四十八页，2022年，8月28日表6-5搅拌器的和值（Re>300）d/D三叶推进式六叶弯叶涡轮六叶直叶涡轮0.480.370.330.300.200.300.332.62.32.11.701.01.0181818181840.040.0第二百零六页，共三百四十八页，2022年，8月28日例6-8某釜式反应器的内径为1.5m，装有六叶直叶圆盘涡轮式搅拌器，搅拌器的直径为0.5m，转速为150rpm，反应物料的密度为960kgm-3，粘度为0.2Pas。试计算搅拌功率。解：(1)计算Re(2)计算搅拌功率P由图6-33中的曲线5查得=1.8；由表6-5查得=1.0，=40.0。则第二百零七页，共三百四十八页，2022年，8月28日W第二百零八页，共三百四十八页，2022年，8月28日2、搅拌功率的校正实际生产中，搅拌器的型式、尺寸与功率曲线的测定条件不会完全一致。因此按功率曲线计算出搅拌功率，需加以校正,估算出实际装置的搅拌功率。第二百零九页，共三百四十八页，2022年，8月28日(1)浆叶数量的影响对圆盘涡轮式搅拌器，先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式校正P—校正后的搅拌功率,W或kW;

P—按6片浆叶由图6-33求出的搅拌功率,W或kW;nb—实际浆叶数;m1—与浆叶数有关的常数。当nb=2,4,6时,m1=0.8;当nb=8,10,12时,m1=0.7。第二百一十页，共三百四十八页，2022年，8月28日(2)浆叶直径的影响当浆叶直径不符合d/D=1/3时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式校正式中m2——与搅拌器型式有关的常数。对推进式或涡轮式搅拌器，m2=0.93；对浆式搅拌器，m2=1.1。第二百一十一页，共三百四十八页，2022年，8月28日(3)浆叶宽度的影响当浆叶宽度不符合b/d=1/4时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式进行校正式中m3——与搅拌器型式、尺寸及物料流动状况有关的常数。湍流状态下，对径向流叶轮(平浆、开式涡轮)，m3=0.3～0.4；对六叶圆盘涡轮，当b/d=0.2～0.5时，m3=0.67。第二百一十二页，共三百四十八页，2022年，8月28日(4)液层深度的影响当液层深度不符合HL/D=1时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式进行校正第二百一十三页，共三百四十八页，2022年，8月28日(5)浆叶层数及层间距的影响若液层过高，（HL/D>1.25时）要设置多层浆叶。各层浆叶间距离取浆径的1.0～1.5倍。当层间距s1>1.5d时,双层直叶的功率约为单层直叶的2倍,直叶和折叶组合的功