第3章 化学反应工程

第3章均相等温反应器

Chapter3HomogeneousIsothermalReactors3.1概述GeneralIntroduction

反应器开发的三个任务：根据化学反应的动力学特性来选择合适的反应器型式；结合动力学和反应器两方面特性来确定操作方式和优化的操作设计；根据给定的产量对反应装置进行设计计算，确定反应器的几何尺寸并进行某些经济评价。3.1.1反应器中的流动问题反应器的特性:是指器内反应流体的流动状态、混合状态以及器内的传热性能等，它们又将随反应器的几何结构(包括内部构件)和几何尺寸而异。模型返混不同温度和浓度下反应本章将仅讨论两种极端流动状况的理想反应器的性能、设计方法及操作分析等。需要通常所指的理想反应器有两类：理想混合反应器(又称完全混合反应器)平推流反应器(又称活塞流反应器)1）完全混合反应器及其特点所谓完全混合反应器是指器内的反应流体处于完全混合状态，并意味着反应流体在器内混合是的瞬间完成，反应流体之间进行混合所需的时间是可忽略的。反应器内的物料具有完全相同的温度和浓度且等于反应器出口物料的温度和浓度。换言之，理想混合反应器内的返混为无限大。具有良好搅拌装置的釜式反应器均可近似地按理想混合反应器处理；2）平推流反应器及其特点所谓平推流反应器是指器内反应物料以相同的流速和一致的方向进行移动，完全不存在不同停留时间的物料的混合(即返混为零)，所有的物料在器内具有相同的停留时间。面对于管径较小，管子较长和流速较大的管式反应器均可近似地按平推流来处理。1、反应时间与停留时间反应时间：从反应物料加入反应器后实际进行反应时算起至反应到某一时刻所需的时间，称为反应时间。停留时间：指从反应物料进入反应器时算起至离开反应器时为止所经历的时间。平均停留时间：不管同时进入反应器的物料粒子的停留时间是否相同，根据体积流量和反应器容积进行计算3.1.2反应器操作中的几个常用名词

2．空时与空速Space-TimeandSpace-Velocity空时：为在规定条件下，进入反应器的物料通过反应器体积所需的时间，用符号

表示空速：为在规定条件下，单位时间内进入反应器的物料体积相当于几个反应器的容积，用符号SV表示实际情况下进料与标准情况下进料空速与空时的关系3．2简单反应器反应器设计流体流动形式传热形式动力学方程式

物料衡算式热量衡算式等温过程热量衡算式以下结合物料衡算讨论三种比较简单的反应器（间歇、平推流管式、全混流釜式反应器）的计算。物料衡算式：对于简单化学反应：aA＋bB→pP＋Ss只需要对着眼的一个反应物列出物料衡算式，其余的反应物和产物的量就可由化学计量关系确定。由于反应器内温度和反应物浓度等参数通常随空间或时间而变，（-rA）也随之改变，因而必须选取浓度C、温度T看作不变的单元体积△V和单元时间△t，作为物料衡算的空间基准和时间基准。根据完全混合和分批式操作的特点可以就整个反应器在单位时间内对组份A作物料衡算。

物料衡算通式如下：

说明：以上如是对某一着眼组分A进行衡算，第Ⅲ项可写成（-rA）·△V·△t

（-rA）：单位时间内反应物A的消失速度。物料衡算式给出了CA或xA随反应器内位置或时间变化的函数关系。

3.2.1间歇反应器

BatchReactor(BR)１.定义所谓间歇式(又称分批式)操作，是指反应物料一次投入反应器内，而在反应过程中不再向反应器投料，也不向外排出反应物，待反应达到要求的转化率后再全部放出产物，完成一个生产周期。2.应用图3.2-1是常见的带有搅拌器的釜式反应器，通常都设置有夹套或盘管以便加热或冷却釜内的反应物料，控制反应温度。这种釜式反应器广泛用于液相反应，在液—固相反应和气液相反应中亦可采用。

3.优缺点优点：操作灵活，同一反应器可以生产不同产品，适用于经济价值高、批量小的产物如药品和精细化工产品等的生产。

缺点：用于非生产性的操作时间长(即每次投料、排料、清釜和物料加热的时间)，产物的损失较大且控制费用较大等。4．物料衡算式

BR内是非定常态操作，釜内组分的组成随反应时间而改变，但剧烈搅拌，在任一瞬间，反应器中各处的组成是均匀的。BR有该特点，物料衡算式可以简化如下：a．BR内浓度、温度均一，不随位置变化，故取单元体积△V=Vb．BR是一非稳定态过程，故取单元时间上△t＝dtc．BR系间歇操作，反应时既无进料，也无出料，故物料衡算式中的Ⅰ项=0，Ⅱ项=0。

=++00（-rA）Vdt

dnA积分BR计算的通式

该式表达在一定操作条件下为达到所要求的转化率xA所需的时间t。也可用图解方法求解BR计算的通式

恒容过程式（3.2－2）可简化：恒容BR为达到一定转化率所需时间，实际上只是动力学方程式的直接积分。也可用图解积分求解。BR计算的通式

变容反应过程作图法BR的体积计算步骤：（1）由BR设计式求得每批操作的反应时间t；（2）选取两批操作之间必须有的辅助时间τ’；（3）根据处理量，求每批操作总时间内物料的平均体积处理量υ0；（4）求反应器的有效体积VR=(t+τ’)υ0；（5）由物料的起泡特性，在0.4-0.85选取装料系数φ，而求得反应器总体积VB=VR/φ（6）若VB太大，则几个小BR并列操作，效果相同，但设备造价提高。[例题3.2-1]某厂生产醇酸树脂是己二酸和己二醇以等摩尔比在70℃用间隙釜并以H2SO4作催化剂进行缩聚反应而生产的，实验测得反应的动力学方程式为：(-rA)=kCA2

kmol/(L·min)k=1.97L/(kmol·min)，CA0=0.004kmol/L

求1）己二酸转化率分别为xA=0.5、0.6、0.8、0.9所需的反应时间为多少？2）若每天处理2400kg己二酸，转化率为80%，每批操作的非生产时间为1hr，计算反应器体积为多少？设反应器的装料系数为0.75。

解：（1）达到所需转化率的反应时间由通用式求：

可见随着转化率的增加，所需的反应时间将急剧增加，因此，在确定最终转化率时应该考虑这一因素。

（2）反应器体积的计算：最终转化率为0.80时，每批所需的反应时间为8.50hr，

每小时己二酸进料量

每批生产总时间=反应时间+非生产时间=9.5hr

反应器体积VR=ν0t总=171×9.5=1630L=1.63m3

考虑装料系数，故实际反应器体积3.2.2平推流反应器PlugFlowReactor（PFR）平推流反应器（PFR）：反应器中的流动状态是人们设想的一种理想流动，即在反应器内具有严格均匀的速度分布，且轴向没有任何混合。也称为活塞流、理想排挤流等。这是一种理想化流动模型。实际反应器中流动状况，只能以不同程度接近于这种理想流动。在化工生产中，当管式反应器的管长远大于管径时，比较接近这种理想流动。平推流反应器特点：在正常情况下，它是连续定态操作，故在反应器的各个截面上，过程参数（浓度、温度等）不随时间而变化；反应器内浓度、温度等参数随轴向位置变化，故反应速率随轴向位置变化。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分布。

PFR的基础设计方程对PFR建立物料衡算式，就可以得到PFR的基础设计方程式。平推流时，物料衡算式有如下特点：由于流动处于稳定状态，各点浓度、温度和反应速度均不随时间而变化，故单元时间上t可任取；由于沿流动方向浓度、温度和（－rA）都在改变，故应取单元体积△V＝dV；稳定状态下，单元时间、单元体积内反应物的积累量为零。如图所示，对任一dl

段、体积为dV的微元管段，对着眼反应物A作物料衡算：进入量=排出量十反应量十累积量

FA=FA+dFA+

(-rA)dV+0(3.2-4)注意FA——物料A的摩尔流量FA0——xA＝0时A的摩尔流量对式（3.2－4）积分：

若进入反应器时A的转化率为xA1，离开反应器时xA2，得更一般的平推流反应器的基础设计式：

PFR基础设计式（3.2-5）（3.2-6）在恒容条件下，xA=1-CA/CA0

或dxA=-dCA/CA0式（3.2－5）可以简化为：

式3.2-5~3.2-7是PFR的基础设计方程式，它关联了（-rA）、xA、V和FA0四个参数。如动力学方程式较简单，上述基础设计式能直接解析积分，而比较复杂的动力学方程式，可以采用数值积分或图解积分。

(3.2-7)Fig3.2-5onpage31例题3.2-2P32AhomogenousgasreactionA3Phasareportedrateat185℃and5atm,(-rA)=0.2CA1/2,(mol/liter·sec).Findthereactiontimeneededfor80%conversionofa50%A-50%inertfeed.解：根据式3.2-5对非恒容系统A3P

(-rA)=0.2CA1/2图解积分（1）直接估算直观法得到1.00（2）利用Simpson法则：

1.00（3）直接积分[例题3.2-3]磷化氢气体均相分解反应如下：4PH3(g)→P4+6H2过程在649℃、460kPa下符合如下一级反应速率方程

(-rPH3)=(10/hr)CPH3

在40mol/hr纯PH3进料、在649℃及460kPa下反应，当转化率要求80%时，反应器体积需多少?Fig5.5onpage106解：4PH3(g)→P4+6H2

letA=PH3,R=P4,S=H2,thenthereactionbecomes4A→R+6Swith(-rA)=(10/hr)(CA)Thevolumeofplugflowreactorisgivenby3.2-5Evaluatingtheindividualtermsinthisexpressiongives

FA0=40mol/hr

CA0=PA0/RT=460000/(8.314×922)=60mol/m3

εA=(7-4)/4×1=0.75、xA=0.8hencethevolumeofreactor：3.2.3全混流反应器

ContinuousStirredTankReactor(CSTR)连续流动反应器的一种，外形与BR相同，但其中的流动状态与BR、PFR完全不同，从而引起反应器性能的巨大变化。它一边连续恒定地向反应器内加入反应物，同时连续不断地把反应产物引出反应器，这样的流动状况称全混流（CSTR）。与PFR相对应，CSTR是另一极端的理想化流动模型。实际生产中广泛应用的连续釜式搅拌反应器，只要达到足够的搅拌强度，其流型很接近于全混流。CSTR的流动状况特点：反应器内混合均匀，组成与温度均匀一致，而且与出口一致，在整个反应过程中，釜内温度、组成不变，有恒定的反应速度。

在对着眼反应组成A作物料衡算前有如下说明：（1）过程参数与空间位置、时间无关，故取单元体积△V=V，单元时间△t可任取。（2）釜内参数与流出参数一致，所以釜内与流出流体的反应速率值均为（-rA）f。（3）由于系定常态操作，所以累积量=0。因此：进入量=排出量+反应量+积累量

FA0FA（-rA）fV0

进料FA0出料FA=FA0(1-xA)进入量=排出量+反应量+积累量

FA0FA（-rA）fV0

整理（3.2-8）CSTR的基础设计式

因为CSTR多用于液相衡容系统，故式（3.2-8）可简化为（3.2-9）CSTR的基础设计式

CSTR的图解计算示意图恒容体系一般体系操作点[例3.2-4]有液相反应，A+B→P+R，在120℃时，正、逆反应的常数分别为k1=8L/(mol·min)、k2=1.7L/(mol·min)，若反应在CSTR中进行，其中物料容量为100（L）。二股进料流同时等流量导入反应器，其中一股含A3.0mol/L，另一股含B2.0mol/L，求B的转化率为80%时，每股料液的进料流量应为多少？解：根据题意，在反应开始时各组分的浓度为：CA0=1.5mol/LCB0=1.0mol/LCP0=0、CS0=0

B的转化率为80%，在反应器中和反应器的出口流中各组分的浓度为：CB=CB0(1-xB)=1.0×0.2=0.2(mol/L)CA=CA0-CB0xB=1.5-0.8=0.7(mol/L)CP=0.8(mol/L)CR=0.8(mol/L)对于可逆反应，有(-rA)f=(-rB)f=k1CACB-k2CPCR=8×0.7×0.2-1.7×0.8×0.8=0.04[mol/（L·min）]对于CSTR两股进料流中的每一股进料流量为2.5L/min[例3.2-4b]

液相反应A+2BR反应速率方程：(-rA)=(-rB)/2=12.5CACB2-1.5CR,[mol/(liter.min)]在6升的CSTR中进行。物流A：2.8mol/L、物流B：1.6mol/L，等体积流速流进反应器，B组分的转化率为75%，则每一股的流速是多少?解：混合进料中各组分的浓度如下：CA0=1.4mol/literCB0=0.8mol/literCR0=0Fig5.3onpage99xB=75%εA=0CB=0.8(1-75%)=0.2mol/LCA=1.4-0.6/2=1.1CR=0.3mol/LA+2BR恒容过程因此进出反应器的体积流量：Or:每股物流3L/minCB=0.8(1-75%)=0.2mol/LCA=1.4-0.6/2=1.1CR=0.3mol/L3.3组合反应器Multiple-ReactorSystem

3.3.1(a)多个平推流反应器（PFR）串联

若N个PFR反应器串联,离开反应器1、2、…、N的转化率分别为xA1,xA2,…,xAN。基于组分A的物料衡算，可以得到第i个反应器的基础设计式（3.2-6）

i12…xA0xA1xAixAi-1N个PFR串联N小PFR串联效果等于相同体积的一个大PFRi12…xA0xA1xAixAi-1i12…xA0xAiF(x)x0x1x2x3x43.3.l(b)多个等体积全混釜串联Equal-sizeCSTRinseries

在PFR中，反应物的浓度是沿着反应器逐渐下降；而在CSTR，反应物的浓度立刻下降到最低值。因此，对于浓度提高有利于反应速率加快的反应，如n级反应（n>0），PFR反应器比CSTR反应器有更高的效率。若把一个CSTR一分为二，则只有第二个釜是在出口浓度下进行反应的，第一个釜的反应浓度是第二个釜的入口浓度。若反应是大于零级的非自催化反应，则第一个釜的平均反应速度要比第二个釜大。由此可得出结论，把一个釜变为多个釜串联，若最后的转化率不变，反应器总的体积将减少。CA0CA0CAfCAf考虑n-CSTR串联反应器，每一个反应器中的浓度是均匀的，但是随着反应流体流过每一个反应器，从一个反应器到另一个反应器，反应物浓度是变化的。这种逐步的浓度下降见下图，串联反应器的个数越多，串联反应系统越接近于PFR反应系统。取几个串联釜中的第i个釜作物料衡算得：

图3.3-1输入量=输出量+反应量+积累量FA,i-1FA,i(-rA)iVi

0对于恒容系统3.3-13.3-2在已选定第1釜的入口浓度和体积流速后，欲求得最后一釜出口处的转化率，应该利用式（3.3-2）从第1釜算起。先算出或XA，1，把它作为第二釜的输入参数，再算出CA,2或XA，2，接着逐釜计算下去，便可算出最后一釜的出口浓度或转化率。

基础设计式对于一级反应，由式（3.3-2）得3.3-4若各釜的温度及容积均相等，即k1＝k2＝…＝ki，τ1＝τ2＝…＝τi，则式（3.3－4）可写为3.3-5N→∞取极限PFR多釜串联计算时，图解法比代数法更为方便。特别是当反应级数不是1或各釜的体积不相同或串联釜的个数较多时。图解法如图3.3-2。由式（3.3-2）得Fig6.5onpage128一级反应、N个相同大小的CSTR串联图3.4-3p44二级反应N个CSTR反应器串联

二级反应、N个相同大小的CSTR串联图3.4-4p442A→P[例题3.3-1]苯醌和环二戊烯在298K下进行液相加成反应，反应方程式为A+B→P，动力学方程为(-rA)=kCACB。反应在两个等体积串联的CSTR中进行，速度常数k=9.92×10-3m3/(kmol·s)，环二戊烯和苯醌的起始浓度分别为0.1kmol/m3

和0.08kmol/m3，求苯醌的转化率为95%时，两釜总的反应时间为多少？解：由式（3.3-2）τ1=τ2，且CA2=CA0(1-0.95)=0.08×0.05=0.004kmol/m3CB2=CB0-(CA0-CA2)=0.1-(0.08-0.004)=0.024kmol/m3将CA2和CB2值代入式(A)和(B)得液相反应没有特别说明为恒容整理得:CA13+0.016CA12+1.6×10-5CA1-0.768×10-5=0利用牛顿迭代法解得CA1=0.0154kmol/m3两个全混釜串联，总的反应时间为23940秒。CB0-CA0=0.02CB1–CA1=0.02τ1=τ23.3.l(c)多个全混釜串联CSTRofDifferentSizesinSeries对于不同大小的CSTR串联，各釜的反应动力学可以不同,对于该反应系统：如何求出口转化率；如何确定最佳方案以达到给定的转化率。（1）给定系统求转化率：图解法，求恒容过程不同大小CSTR串联出口转化率，需要(-rA)~CA曲线（或关系式），考虑3个不同大小的CSTR串联。由式.3.3-2对于第i个反应器有：（2）对于给定转化率，确定最佳方案，假设已知反应速率方程，2个CSTR串联，如何使总的反应器体积最小。基础设计式为3.2-8、3.2-9,对于第1个及第2个反应器依次给出：

下一页图给出两种反应器串联形式，达到相同的最终的转化率xA2。注意：随着中间转化率

xA1

的变化，两个反应器的体积比以及所需要的总体积也发生变化两个CSTR串联的最佳体积比和反应速率及转化率有关。对于一级反应，等体积最佳；对于n>1的反应，小的反应器放在前面；对于n<1的反应，大的反应器放在前面。3.3.2循环反应器RecycleReactorPFR的主要优点是没有返混，在同样的转化率下反应器体积最小。但工业上却经常把部分产物循环送至反应器入口。此类反应器称为循环反应器，见图3.3-3。

循环反应器的一个重要参数是循环比β，定义为：当β=0时无循环，即为PFR情况。当β=∞时，全部循环，即相当于CSTR的情况根据循环反应器的定义见图FA2CA2xA2υ2FA0CA0xA0=0υ0FA1CA1xA1υ1由PFR基础设计式得到下式：式中—虚拟进料速度FA2CA2xA2υ2FA0CA0xA0=0υ0FA1CA1xA1υ1βFA2+FA3CA2xA2F

A0CA0xA0=0（1）/（2）FA2+FA3CA2xA2F

A0CA0xA0=0FA1=FA0+FA3CA1xA1（2）/（3）（2）/（3）整理后得到：循环反应器的基本设计式

图解法0→xA2分为1+β份，分界点为xA1β→0PFRβ→∞CSTR[综合例题]己二酸和己二醇等摩尔比在70℃并以H2SO4作催化剂生产醇酸树脂：A+B→A-B实验测得反应的动力学方程式为：(-rA)=kCACBk=1.97L/(kmol·min)，CA0=CB0=0.004kmol/L

若每天处理2400kg己二酸，转化率为80%，计算：（1）间歇釜反应器体积？辅助时间为1hr。（2）平推流反应器体积？（3）全混流反应器体积？（4）两级串联全混流反应器体积（中间转化率60%）？（5）循环反应器体积（β=1）？解：己二酸分子量MA=146，平均处理液体流量：（1）BR（2）PFR（3）单个CSTR（4）2-CSTR（xA1=0.6）（5）R-R（β=1）如果在同样条件下要使转化率xA提高到0.9、0.95，则同样可以求得各种反应器的体积见下表（M3）xA

VBRPFRCSTR2-CSTRR-R0.81.621.457.233.172.410.93.433.2532.510.455.710.957.046.8713737.413.03.3.3半连续操作的反应器SemibatchReactors

设一反应：A+B→P

操作过程如下：在搅拌釜内预先加入少量的A、B（nA0和nB0），此时体积为V0；连续流入浓度为CA0、CB0，体积流量v的料液；液面不断上升，体积由V0上升至V，加料一定时间t后，釜内的A、B量各为nA、nB；釜内全混且等温。定义转化率xA：在dt内对全釜作A的物料恒算,得：输入量=输出量+反应量+累积量CA0υdt0(-rA)Vdt

dnA对式下式3.3-13式作全微分代入式（3.3-14）：将式（3.3-16）和式（3.3-17）代入式（3.3-15）得：式（3.3-19）为一阶非线性方程，可用数值法求得。

将式（3.3-19）改成差分形式已知第1点初值（t0,xA0),代入f(t0,xA0)表达式,可得在经过△t步长后△xA的近似值，即第2点（t0+△t,xA0+f(t0,xA0)△t),写成(t1,xA1),再将(t1,xA1)之值代入表达式求得经过第二步长△t后的值t2=t1+△t,xA2=xA1+f(t1,xA1)△t，即第3点，写成(t2,xA2)……改进欧拉法的差分格式为：[例题3.3-2]在等温条件下进行二级反应A+B→P，已知：k=1m3/(kmol•h)，今在反应器中加入1m3的反应物料A，其量为nA0=2kmol，反应开始时，将浓度为CB0=2kmol/m3的物料B以恒速υ=1m3/h连续加入1h，若物料的密度在反应过程中恒定不变，试计算其转化率和时间的关系。解：由CA0=0，nA0=2kmol

V=V0+υt=1+t令：改进欧拉法计算欧拉法与改进欧拉法3.4反应器选型与操作方式

TheReactorTypesChoiceandItsOperation反应工程研究的目的是实现工业反应过程的优化。优化：就是在一定范围内，选择一组优惠的决策变量，使确定的目标达到最优状态。过程的经济性主要受两个因素所影响，1)反应器的大小，2)产物分布（选择性、收率等）。单一反应：产物是确定的，没有产物分布问题，因此，比较重要的因素是反应器的大小；复合反应：首先要考虑产物分布，即优先考虑目的产物的选择性。3.4.1单一反应：反应器形式的比较

设有单一反应A→P在等温下进行，其反应级数n＞0，在不同的反应器中进行，其平均处理物料量为FA0，不计其辅助时间。则有：BR：PFR:CSTR:N-CSTR:一、各类反应器的体积比较反应级数n>0VB≥VP≤VN＜VCτ’=0N→∞φ=1反应级数n=0则各类反应器具有相同的性能xA二、单个CSTR与PFR的特性比较设有等温n级不可逆反应A→P的反应速度为反应在CSTR中进行时在PFR中进行时相同的进料流量FA0相同反应温度T相同的转化率xA两者的体积比：图3.4-1Ⅰ:（1-xA）相同时，εA=0，则n↑,μ↑。反应级数愈大，则μ愈大，用PFR有利，n=0，μ≡1Ⅱ:相同n,εA，则xA↑,μ↑。所以要求转化率愈高，则μ值愈大，用PFR愈有利，xA=0，μ≡1Ⅲ:相同n和转化率xA，则εA↑,μ↑Ⅳ：n↑时1/(-rA)~xA曲线向上翘，相同转化率时矩形与曲线下的面积比就愈大，即μ↑综上所述：反应级数高、转化率高、膨胀率大的反应，只要有其中一种情况，都应事先考虑采用PFR使反应器体积为最小，实际情况比较复杂，要综合考虑。三、串联CSTR与PFR的性能比较等温等容反应时，用N个相同体积的CSTR串联操作所需的反应器总体积VN与完成相同生产任务的PFR体积VP之比R=VN/VP与反应级数有关。一级反应[例题3.4-1]某厂生产醇酸树脂是使己二酸和己二醇以等摩尔比在70℃用间隙釜并以H2SO4作催化剂进行缩聚反应而生产的，实验测得反应的动力学方程式为：(-rA)=kCA2

kmol/(L·min)k=1.97L/(kmol·min)CA0=0.004kmol/L若每天处理2400kg己二酸，转化率为80%，试计算：(1)

单个CSTR的体积该反应为二级反应，查图3.4-4，1-xA=0.2线与N=1相交于kτCA0≈20，(2)

2-CSTR（表示两个等体积的CSTR串联）查图3.4-4，1-xA=0.2线与N=2相交，得kτCA0=9(3)4-CSTR串联的总体积及各釜的出口转化率xA1、xA2、xA3。查图3.4-4，1-xA=0.2线与N=4相交，得kτCA0=6

同理，查图3.4-4，kτCA0=6/4=1.5线与N=1相交，得1-xA1=0.55，xA1=0.45kτCA0=3线与N=2相交，得1-xA2=0.35，xA2=0.65kτCA0=4.5线与N=3相交，得1-xA3=0.25，xA2=0.75(4)

PFR的体积查图3.4-4，1-xA=0.2线与N=∞（PFR）相交，得kτCA0=4

(5)

从以上计算得出如下结论：为完成同一生产任务，

VR，CSTR＞VR，2-CSTR＞VR，4-CSTR＞VR，PFR

在恒容条件下，虽然BR与PFR有同样的反应效能，但由于BR需要非生产辅助时间，所以它的体积也大于PFR。3.4.2复合反应：操作方式评选

在复杂反应系统中，反应器的型式不仅影响单位反应器体积的生产能力，而且影响产物的分布，影响目的产物的收率，后一点更重要，是需要优先考虑的问题。1、平行反应设有平行反应其瞬间收率

是CP~CA曲线上某点的斜率，作

~CA图CACACP

CAfCA0CA

ΦPⅠ、PFR或BR

由（1）式可得

CAfCA0CA

ΦPⅡ、平行反应在CSTR中进行，则其操作状态不变，总收率与瞬时收率相等：反应中CP的增量相应于

~CA曲线下的某矩形的面积，改变CAf的位置，将给出不同的矩形面积，选择其中面积最大的作为CSTR的操作状态，可以得到最大的目的产物收率CAf

CAf’CA0CA

如果~CA曲线向上翘ΦC＜

ΦP=ΦB如果~CA曲线向下降ΦC>

ΦP=ΦB如果~CA曲线有最高点，则用CSTR-PFR串联最有利。

CAfCA0CACSTRPFRⅢ、平行反应采用N-CSTR串联操作产物分布介于PFR和CSTR之间，在

~CA图上将给出一组阶梯状阴影面积。ΦCAfCA3CA2CA1CA0CA

CAf

CA2CA1CACAΦⅣ、根据主、副反应级数来选择反应器两个平行反应：主反应级数为n副反应为m（1）若n>m，则浓度高有利于主反应，选择性随着CA减少而降低，故

~CA曲线单调上升。对于相同的CA0和CAf，选择PFR优于N-CSTR优于单个CSTR（2）若n<m，则浓度高有利于副反应，

~CA曲线单调下降。对于相同的CA0和CAf，选择单个CSTR

优于N-CSTR优于PFR（3）如果反应级数在浓度变化过程中发生变化，

~CA曲线将不再单调变化，而会出现极大或极小，若高浓度区n<m，而低浓度区n>m，则

~CA出现最高点，为使阴影部分面积最大，可以用串联的CSTR-

CAfCA1CA0CAPFR组合反应器，并使CSTR在此曲线的最高点此操作，这样得到的主产物P将最多。[例题3.4-2]已知平行反应

CA0=2mol/L，P为目的产物，求：（1）在CSTR中所能得到产物P的最大得率。（2）

在PFR中所能得到产物P的最大得率（3）假如反应物加于回收，采用何种反应器形式较为合理？

解：（1）反应收率为在CSTR中得率由得CA=0.5（mol/L）时，

=4/9则

（2）在PFR中，

（3）先求瞬时收率的最大值（~CA的最高点）

令：当2+2CA-4CA=0,CA=1时取最大值

max=Φmax=1/2可设计一流程，将未反应的A从产物中分离，再循环返回反应器，并保持CA0=2mol/L，此时可选择一个CSTR，在CA=1mol/L时操作。

AA,PR,SP,R,S未反应的A2．连串反应

（1）一级不可逆连串反应的收率：其收率为：可以知道收率与CP／CA有关。此比值愈大，收率愈小；连串反应中间产物的收率随反应过程的进行不断下降，即凡是使CP／CA值增大的因素对收率总是不利的。对连串反应过程而言，返混对收率总是不利的。

PFR与CSTR中进行一级不可逆连串反应的浓度与得率关系归纳：（P15~P16）对PFR：CPMAX时的最佳空时：最大中间产物得率：CSTR作全釜物料衡算得：若以中间产物P作为目的产物，则作物料衡算：为得一定温度与进料浓度下的最大CP值，可求导得：由式（3.4－11）~式（3.4－14）可以得到，一级不可逆连串反应的最大得率及相应的最适宜停留时间都与反应物初浓度无关，而唯一地由该反应速率常数比值k2／k1所决定。

（2）两种反应器的一级连串反应收率比较k1>>k2：Φ值随xA增大而下降缓