搞不懂摩尔计算，请看下面表格，在知道氨氮摩尔比计算公式和物质活性含量的和摩尔质量情况下如何计算出两个元素质量？
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时间：2018-02-05 10:59
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制药工程学课件第四章物料衡算
第四章? 第一节? 第二节 ? 第三节物料衡算概述物料衡算基本理论 物料衡算举例 4.1 概述? 4.1.1.物料衡算的重要性? 求出各种物料的数量和组成，设计由定性转入定量。 ? 设计中，物料衡算是最先进行的计算项目， 其结果是后续各单项设计的依据，物料衡 算结果的直接关系到整个工艺设计可靠程 度。 ? 4.1.2.物料衡算的依据 ? 工艺流程示意图以及为物料衡算收集的有 关资料。 4.1.3.物料衡算的作用将工艺流程示意图进一步深化，可绘制出物料 流程图。 ? 在物料衡算的基础上，可进行能量衡算、设备 的选型或工艺设计，以确定设备的容积、台数 和主要工艺尺寸、确定消耗定额、进行车间布 Z设计和管道设计。 ? 对已投产的设备、装Z、车间或工厂进行物料 衡算，以寻找薄弱环节，为改进生产、完善管 理提供可靠的依据 ? 可作为判断工程项目是否达到设计要求以及检 查原料利用率和三废处理完善程度的一种手段。? 4.1.4.物料衡算的类型按物质变化分为： ? 物理过程的物料衡算 ? 化学过程的物料衡算 ? 按操作方式分为： ? 连续过程的物料衡算 ? 间歇过程的物料衡算 ? 按衡算目的分为：?操作型――对已有设备或装Z进行衡算设计型――设计新的设备或装Z 4.2物料衡算的基本理论4.2.1物料平衡方程式 ? 理论基础是质量守恒定律。 ? 1.物理过程?G ? ?GIO? GA（4 ―1 ）?稳态过程，物料在体系内没有累积I O?G ? ?G（4 ― 2） 2.化学过程对i组分的物料衡算式?G ? ?G ? ?G ? ? GIi Pi OiRi? GAi（4 ― 3）?对于稳态过程?G ? ?GIiPi? ?GOi ? ?GRi（4 ― 4） 使用上述各式时要注意以下几点：?1）当无化学反应时，各式对总物料、各组分或元 素 均成立，物料单位可用千克，也可用摩尔。2）当有化学反应时,（4-3）和（4-4）式可对总物料、 各个组分列衡算式，单位既可用千克，也可用摩尔。 ? 3）无论有无化学反应，各式对各元素均可使用。单 位可用千克或摩尔。 ? 4）物理过程，优先对总物料列式，化学过程，优先 对组分列式。? 4.2.2?衡算基准1、时间基准 ? 对连续稳定流动体系，以单位时间作基准。该基准 可与生产规模直接联系 ? 对间歇过程，以处理一批物料的生产周期作基准。 ? 2、质量基准 ? 对于液、固系统 ，因其多为复杂混合物选择一定 质量的原料或产品作为计算基准 。 ? 若原料产品为单一化合物或组成已知，取物质量 （mol）作基准更方便。 3、体积基准? 对气体选用体积作基准。通常取标况下体积Nm3(Hm3)? 在进行物料衡算或热量衡算时，均须选择相应的衡算基准。合理地选择衡算基准，不仅可以简化计算过程，而且可以缩小计算误差 基准选取中几点说明：?（1）上面几种基准具体选哪种（有时几种共用） 视具体条件而定，难以硬性规定。（2）通常选择已知变量数最多的物料流股作 基准 较方便。 （3）取一定物料量作基准，相当于增加了一个已 知条件（当产物和原料的量均未知时，使隐条件明 朗化）。 （4）选取相对量较大的物流作基准，可减少计算 误差。??? 例题 丙烷充分燃烧时，通入的空气量为理论量 的125％，反应式为C3H8+5O2＝＝3CO2+4H2O问100mol 燃烧产物需要多少摩尔空气？解：画出物料流程示意图C3H8 1 空气 O221％, N279％ 2 3 燃烧过程 CO2 H2O O2 N2 （一）取1mol C3H8 为计算基准 完全燃烧所需氧的理论量 5mol实际供氧量供空气量1.25×5＝6.25mol6.25／0.21＝29.76mol烟道气中N2量烟道气中水量29.76×0.79＝23.51mol4mol烟道气中CO2量烟道气中氧量3mol6.25－5＝1.25mol 产生烟道气的量＝3+4+1.25+23.51 ＝31.76mol 100mol烟道气所需空气的量 100×29.76／31.76＝93.7mol （二）取1mol 空气为计算基准 1mol 空气为计算基准中氧量为0.21mol 燃烧丙烷耗氧量 0.21／1.25＝0.168 mol 燃烧丙烷的量 0.168／5＝0.0336mol 衡算结果列于下表： 输组分 C3H8 O2 N2 总计 摩尔 0. 0.79 1.0336入克 44 200 658 902输组分 CO2 H2O O2 N2 总计出摩尔 0.101 0.135 0.042 0.79 1.068 克 132 72 40 658 902 100mol烟道气所需空气的量:100／1.068＝ 93.6mol（三）取100mol烟道气为计算基准烟道气组成未知，气中各组分量及所需丙烯和空气量均未知。设：N――为烟道气中N2的量， M――为烟道气中O2的量， P――为烟道气中CO2的量， Q――为烟道气中H2O的量，A――入口空气的量，B――入口C3H8的量，mol。6个未知量，需列6个独立方程。对元素列平衡式： C元素平衡 H元素平衡 3B＝P 8B＝2Q O元素平衡2×0.21A＝2M+2P+QN元素平衡烟道气总量2×0.79A＝2NM+N+P+Q＝100过剩氧量0.21A×0.25／1.25＝M解上述6个方程的要求的结果。（过程略）由上例可知计算基准选取恰当与否，对计算难易影响。所以要重视计算基准选取。 4.2.3?衡算范围体系――为讨论一个过程，人为地圈定这个过程的 全部或一部分作为一个完整的研究对象，这个圈定 的部分叫体系。衡算范围可以是一台设备、一套装Z、一个工段、 一个车间、一个工厂等。 ? 环境―― 体系以外的部分叫环境。 ? 边界――体系与环境的分界线（人为地圈定）。 ? 衡算中只涉及通过（进出）边界的物料流股。其余 可不考虑。? 4.2.4?物料衡算的方法和步骤(1) 明确衡算目的 ? 如通过物料衡算确定生产能力、纯度、收率等数据。 ? (2) 绘出物料流程示意图，划定衡算范围 ? 画流程简图步骤及要点如下： ? 1）流程简图中的设备可用方框表示; ? 2）用线条和箭头表示物料流股的途径和流向； ? 3）标出流股的已知变量（流量、组成等） ? 4）未知量用符号表示。 ? 根据已知量和未知量划定体系，应特别注意尽量利 用已知条件，要求的未知量要通过体系边界，且应 使通过边界的物料流股的未知项尽量少。 (3) 写出所有化学反应方程式。 ? 包括所有主副反应，且为配平后的，将各反应的选 择性、收率注明。 ? (4) 收集与物料衡算有关的计算数据 ? 规模和年生产日；原辅材料、中间体及产品的规格 ；有关的定额和消耗指标；有关的物理化学常数， 如密度、蒸气压、相平衡常数等。?实验、中试或生产装置测定获取数据的途径手册或专业书籍查取估算注意所得数据的单位要统一。 ??(5)选定衡算基准。计算中要将基准交代清楚，过程中基准变换时，要加以说明。? ?(6)列出物料平衡方程式，进行物料衡算。无化学反应体系，按：（4-1）、（4-2）（连续 稳定过程）式 有化学反应体系，按：（4-3）、（4-4）（稳定 过程）式。 要求所列独立方程式的数目=未知数的数目?? (7)组分编制物料平衡表。输入kg/h w% kmol/h y% kg/h w%输出kmol/h y%AB C 总计?由计算结果查核计算正确性，必要时说明误差范围(8)必要时画出物料衡算图（过程复杂时） 4.3?物料衡算举例4.3.1 物理过程的物料衡算 ? 1.简单物理过程的物料衡算?例4-1硝化混酸配制过程的物料衡算。已知混酸组成为H2SO4 46%(质量百分比，下同)、HNO3 46%、 H2O 8%，配制混酸用的原料为92.5%的工业硫酸、 98%的硝酸及含H2SO4 69%的硝化废酸。试通过物料 衡算确定配制1000kg混酸时各原料的用量。为简 化计算，设原料中除水外的其它杂质可忽略不计。 解：混酸配制过程可在搅拌釜中进行。以搅拌釜为衡 算范围，绘出混酸配制过程的物料衡算示意图。图 G 中 G H2SO4 为92.5%的硫酸用量， HNO3 为98%的硝酸用 G 量， 废 为含69%硫酸的废酸用量。G H 2SO 4G HNO 3G废混酸配制 搅 拌 釜硝化混酸 1000kg图4-1混酸配制过程物料衡算示意图 解：取设备为衡算体系，1000千克混酸为计算基准?对HNO3进行物料衡算得?? ? ? ?0.98 G硝酸= 0.46?1000对H2SO4进行物料衡算得 0.925 G硫酸+ 0.69G废酸=0.46?1000 对H2O进行物料衡算得 (b)(a)0.02G硝酸+0.075G硫酸+0.31G废酸=0.08?1000 混酸配制过程的物料平衡表(略）(c)??解得：G硝酸=469kg, G硫酸=399.5kg, G废酸=131.1kg 例 4-2 一种废酸，组成为23％(w%) HNO3，57％H2SO4和20％H2O，加入93％的H2SO4及90％ 的HNO3，要求混合成 27％HNO3，60％H2SO4的混合酸， 计算所需废酸及加入浓酸的量。? 解：（1）画出流程简图 z kg HNO3 0.90 H2O 0.10 混合过程 废酸 xkg HNO3 0.23 H2SO4 0.57 H2O 0.20y kg H2SO4 0.93 H2O 0.07混合酸 HNO3 0.27 H2SO4 0.60 H2O 0.13 ?（2）选择计算基准4个物流均可选，选取100kg混酸为基准。? ? ? ? ?（3）列物料衡算式 总物料衡算式 x+y+z=100H2SO4的衡算式 0.57x+0.93y=100??0.6=60 HNO3的衡算式 0.23x+0.90z=100х0.27=27解方程得： x=41.8 y=39 z=19.2kg 注意几个问题：?（1）无化学反应的体系，可列出独立的物料衡算式 数目至多等于体系中输入和输出的化学组分数目。如 未知数的数目大于组分数目，需找另外关系列方程，否则无法求解。?（2）首先列出含未知量最少的衡算方程，以便求解?（3）若进出体系的物料流股很多，则将流股编号，列表表示已知量和组成。 ?例4-3 拟用连续精馏塔分离苯和甲苯混合液。已知 混合液的进料流量为200kmol?h-1，其中含苯0.4(摩 尔分率，下同)，其余为甲苯。若规定塔底釜液中苯 的含量不高于0.01，塔顶馏出液中苯的回收率不低 于98.5%，试通过物料衡算确定塔顶馏出液、塔釜釜 液的流量及组成，以摩尔流量和摩尔分率表示。 ? 解：以连续精馏塔为D, xD衡算范围,绘出物料衡 算示意图。图中F为混 合液的进料流量,D为 塔顶馏出液的流量,W 为塔底釜液的流量,x 为苯的摩尔分率。 ? 图中共有3股物料，3 个未知数，需列出3个 独立方程。F=200kmol.?h-1 xF=0.4精 馏 塔W, xW=0.01 图4-2 苯和甲苯混合液精馏 过程物料衡算 ?? ? ? ? ? ?对全塔进行总物料衡算得D+W=200 (a)对苯进行物料衡算得DxD +0.01W =200?0.4 (b)由塔顶馏出液中苯的回收率得DxD =200?0.4 ?0.985 (c)联解式(a)、(b)和(c)得D=80kmol?h-1，W=120 kmol?h-1，xD=0.985 2. 有多个设备过程的物料衡算 ? 多个设备过程的物料衡算，可以分成多个衡算体系。 ? 在体系画定中应注意要想法利用已知条件，尽量减 少所定体系的未知数的数目。做到由简到繁，由易 到难。 xq1 xf1 xp1 xw1 ? 如图 xg1 xq2 xp2 F xf2 xw2 P xg2 Q xq3 xf3 xp3 xw3 Gx W g3 设备1 设备2 可划分为三个体系，进出物流均含3个组分，则每 个体系可写出3+1个衡算方程，其中3个是独立的， 3个体系方程式的数目为3×3个，但其中独立的方 程式为3×2个。 要注意： ? （1）对多个设备过程，并非每个体系写出的所有 方程式都是独立的； ? （2）对各个体系独立物料衡算式数目之和&对总过 程独立的物料衡算式数目。 过程独立方程式数目最多=组分数×设备数 ? 过程由M个设备组成，有C个组分时则最多可能列 出的独立物料衡算式的数目 = MC个。?当有的体系组分数&C时，数目减少； 最多 当未对每个设备列物料衡算式时，数目减少 原则：先易后难，先简后繁。 ?例.下图为具有两个设备的连续稳定过程，图中虚 线表示能建立平衡关系的系统边界，试求出图中的 全部未知量及组成。C 200g/s 475g/s A x3g/g B y3g/g C 1-x3-y3g/g Q3 g/s A 0.012g/g B 0.565g/g C 0.423g/g800g/s A0.2g/g B0.8g/g A 100g/s设备1设备2Q1 g/s A x1 g/g B 1-x1 g/gQ2 g/s A x2 g/g B y2 g/g C 1-x2-y2 g/g 解 ：（1）现对设备1作衡算，取1S作计算基准总物料 800＝Q1+100 得Q1=700g/S ? 对A作衡算 800×0.2＝100+Q1x1 800? 0.2 ? 100 x1 ? ? 0.0857g g 700 y1 ? 1 ? 0.0857 ? 0.9143g g?（2）对节点作衡算 ? 总物料 Q2＝Q1+200?得Q2=900g/S 对A作衡算Q1x1 ＝Q2x2700? 0.0857 x2 ? ? 0.06667g g 900 700? 0.9143 y2 ? ? 0.71112g g 900 z 2 ? 1 ? 0.012? 0.22221g g（3）现对设备2作衡算 ? 总物料 Q2＝Q3+475 得Q3=425 g/S ? 对A作衡算 Q2x2＝475x3+0.012Q3 ? 对B作衡算 Q2y2＝475y3+0.565Q3 ? 联立求解得:x3=0.1156，y3= 0.8418，z3 =0.0426。 例.一连续稳定的精馏系统如图所示,每个物流含有两 个组分A和B,.试计算F3、F5、F7的流率和组成。F2＝40kmol/hx2,A=0.9 F6＝30kmol/h x6,A=0.6x2,B=0.1 x6,B=0.4 F3 F5 精馏塔II 精馏塔I E F7 F1＝100kmol/h F4＝30kmol/h x1,A=0.5 x =0.34,Ax1,B=0.5x4,B=0.7 以精馏塔I作为衡算体系：?对总物料列衡算式 对组分A列式F1＝F2+F3??F3＝F1－F2＝100－40＝60mol/hF1x1,A＝F2x2,A+F3x3,Ax 3,A ??F1x1,A ? F2 x 2,A F3? 0.2333X3,B=0.7667 以节点E作为衡算体系：? 对总物料列衡算式 ? F5＝F3＋F4＝60＋30＝90mol/h? 对组分A列式? F5x5,A＝F3x3,A+F4x4,Ax 5, A ?F3 x 3,A ? F4 x 4,A F5? 0.2556? X5,B=0.7444 以精馏塔II作为衡算体系 对总物料列衡算式 F5＝F6+F7 ? F7＝F5-F6＝90－30＝60mol/h ? 对组分A列式 F5x5,A＝F6x6,A+F7x7,A?x 7,A ??F5 x 5,A ? F6 x 6,A F7? 0.0833X7,B=0.9167 ? 可否不利用结点E作衡算体系完成此计算，同学自 己完成。 ? 可否列出所有方程然后求解之，相比前面做法各 有何利弊 4.3.2. 化学过程的物料衡算1.反应转化率、选择性及收率 ? （1）限制反应物?――化学反应原料不按化学计量比配料时，以 ? 最小化学计量数存在的反应物。 ? （2）过量反应物 ? ――反应物的量超过限制反应物完全反应所需的理 论量的，该反应物叫过量反应物。? 注意 ? （1）按化学计量数最小而非绝对量最小； ? （2）当体系有几个反应时，按主反应计量关系考虑；?（3）计算过量反应物的理论量时，限制反应物必须完 全反应（无论实际情况如何，按转化率100%计。) ? （3）过量百分数 ? ――过量反应物超过限制反应物完全反应所需理论量Nt 的部分占所需理论量的百分数。?N e ? Nt 过量百分数＝ ?100% Nt （4）转化率x ――某反应物反应掉的量占其输入量的百分数。 ? 反应：aA+bB → cC +dD?NA1反应体系NA2N A1 ? N A2 XA ? ? 100% N A1 ? 注意：1）要注明是指那种反应物的转化率 ； ? 2）反应掉的量应包括主副反应消耗的原料之和； ? 3）若未指明是那种反应物的转化率，则常指限制 反应物的转化率。 ? 限制反应物的转化率也叫反应完全程度。?限制反应物的反应量 反应完全程度= 限制反应物的输入量 （5）选择性 ??――生成目的产物所消耗的某原料量占该原料反应量的百分数。?若有反应 ：aA → dDa ND ? 生成目的产物所耗原料 量 d ?100% ?? ? 该原料的反应量 N A1 ? N A 2 （6）收率Y?――生成目的产物所消耗的某原料量占该原料 通入量的百分数。生成目的产物所耗某原 料的量 YD ? ? 100% 该原料的通入量 a ND ? d ? 100% ? N A1目的产物的质量 ?100% 质量收率： YW ? 通入的某原料的质量 转化率选择性和收率的关系y ? x?（7）总收率?产品生产有多个工序完成时，总收率等于各工 序收率之积。yT ? ? yii ?1 n注意不能有遗漏及重复考虑。 （8）单程转化率和总转化率 循环过程的物料衡算 ? 如下循环物料――加到进料中循环使用的部分物料 （产物）。 ? 过程流程示意图如下?新鲜 原料 F MF循环物料R反 应 器RP分 离 器产品P 以反应器为体系得单程转化率x单， MF RP NA ? NA x单 ? ?100% MF NA?以整个过程为体系得总转化率x总，F S NA ? NA x总 ? ?100% F NA当体系中仅有一个反应器，则系统内反应掉的A的 量与反应器内反应掉的A的量相同。x单.NMF A? x总. NF A此关系在物料衡算中可利用之。采用循环提高原料 总转化率。 例题 苯与丙烯反应生产异丙苯，丙烯转化率为84％， 温度为523K、压力1.722MPa、苯与丙烯的摩尔比为5。 原料苯中含有5％的甲苯，假定不考虑甲苯的反应，计 算产物的组成。?解：画出流程简图 F2F3反 应 系 统?下标1，2，3，4分别表示丙烯、苯、x2,2 x2,3F4 x4,2 x4，3 x4,4甲苯和异丙苯F1 选定体系如图，基准为原料苯F2＝100kmol/h，由题意 知：原料丙烯F1＝20kmol/h。过程中化学反应式 ? C6H6+C3H6→C6H5C3H7?? ?衡算式：输入的+生成的＝输出的+反应掉的对丙烯列衡算式：F1＝F3 +反应的丙烯 ? F3=F1(1－84％）＝20×0.16＝3.2kmol/h ? 对苯列衡算式：F2x2,2＝F4x4,2 +反应的苯 ? F4x4,2=F2x2,2－84％F1＝100×95％－84％×20 ＝78.2kmol/h 对异丙苯列衡算式： ? F2x2,4+生成的异丙苯＝F4x4,4 ? F4x4,4 ＝F2x2,4+ 84％F1＝0+16.8＝16.8kmol/h ? 对甲苯列衡算式： ? F4x4,3＝ F2x2,2＝100×5％＝5kmol/h ? 浓度限制关系 ? x4.2+x4.3+x4.4=1 ? F4x4,2＝78.2kmol/h , ? F4x4,4 ＝16.8kmol/h, ? F4x4,3＝5kmol/h? F4＝ 78.2kmol/h +16.8kmol/h+5kmol/h＝ 100kmol/h ? x4,2＝78.2% , ? x4,4 ＝16.8%， ? x4,3＝5% 。? ? 此题还有无更简便的方法？ 2、一般反应过程的物料衡算? ?（1）直接求算法 (由化学计量关系计算物流组成) 直接由初始反应物组成计算反应产物组成,或由产物组成去反算所要求的原料组成,从而完成物料衡算。?例题 乙烷与氧气混合得到含80％乙烷和20％氧的混合物，然后再在200％的空气过量分数下燃烧， 结果有80％的乙烷变为CO2，10％变为CO，10％未燃 烧，计算废气组成 解：据题意，送入的氧应为C2H6完全燃烧所需氧量的3 倍，画出过程示意图nC2H6=80kmol nO2=20kmol废气n? 燃烧系统 n空气,O2,N2?n?CO2 n?CO n?H2O n?C2H6 n?O2 n?N2取80kmol进料乙烷为计算基准?过程中发生的化学反应为：C2 H 6 C2 H 6 7 ? O2 ? 2CO2 ? 3 H 2 O 2 5 ? O2 ? 2CO ? 3 H 2 O 2 C2H6的理论需氧量 nt=80×3.5=280kmol ? 实际用氧量＝3×280＝840kmol ? 应由空气供入的氧量＝840－20＝820kmol ? 由空气带入的氮量＝820×79／21＝3085kmol?衡算式：输入的+生成的＝输出的+反应掉的 ? 废气中CO2的量n?CO2=80×0.8×2=128kmol ? 废气中CO的量n?CO=80×0.1×2=16kmol ? 废气中H2O的量n?H2O=80×0.9×3=216kmol ? 废气中C2H6的量n?C2H6=80×(1-0.9)=8kmol ? 废气中N2的量n?N2=3085kmol ? 废气中O2的量n?O2=840－80×0.8×3.5－ 80×0.1×2.5=596kmol? ? ? ? ? ? ? ?废气n?=n?CO2+n?CO+n?H2O+n?C2H6+n?O2+n?N2 =128+16+216+8+596+kmol 由上数据求湿基废气组成 CO2 3.16％，CO 0.40％，H2O 5.33％，O2 14.72％，N2 76.19％，C2H6 0.20％。分析： （1）由于输出方的组分摩尔分数均未知，使用组分摩尔数 作为未知变量计算要比使用组分摩尔分数更为简便。 （2）反应物中C2H6是限制反应物，故进入的氧应该是C2H6完 全燃烧所需理论氧量的3倍。??（3）在产物中有O2和C2H6(未转化的)存在，这是空气过量分 数过大的结果 （2）元素衡算反应过程物料衡算，如知化学计量式，使用物流中 各个组分衡算比较方便，但反应前后的摩尔衡算和 总摩尔衡算一般不满足守恒关系。总质量衡算在反 应前后虽可保持守恒，但不同组分的质量在反应前 后又是变化的。进行元素衡算时，由于元素在反应 过程中具有不变性，用元素的摩尔数或质量进行衡 算都能保持守恒关系，且计算形式比较简单，校核 较方便，尤其对反应过程比较复杂，组分间计量关 系难以确定的情况，多用此法。 ? 输入某元素的量=输出同元素量? 例题：三氯苯可作干洗剂，由苯氯化制取，由于连串 反应会同时生成各种取代物： C6H6＋Cl2 → C6H5Cl+HCl （a） C6H5Cl＋Cl2 → C6H4Cl2+HCl （b） C6H4Cl2＋Cl2 → C6H3Cl3+HCl （c） C6H3Cl3＋Cl2 → C6H2Cl4+HCl （d） 进料氯气与苯的摩尔比为3.6：1，反应后的Cl2和HCl 呈气相逸出，得到液相组成为C6H61％， C6H5Cl 7％， C6H4Cl212％， C6H4Cl375％， C6H2Cl45％,苯的投料量 为1000mol/h。求液相产物与气相产物的排出量， mol/h。 解：过程示意图及物流标注如图nC6H6=1000mol/h氯化反应器nCl2=3600mol/h 液相 n?1气相n? n?HCl,n?Cl2,xC6H6=0.01 xC6H5Cl=0.07 xC6H4Cl2=0.12 xC6H3Cl3=0.75 xC6H2Cl4=0.05?系统有C、H、Cl三个元素，可列三个元素衡算式 C衡算 6nC6H6=n?1(6x?1，C6H6+6x?1，C6H5Cl+6x?1， C6H4Cl2+6x?1，C6H3Cl3+6x?1，C6H2Cl4) ? 所以 n?1=nC6H6=1000mol/h ? H衡算 6nC6H6=n?HCl+n?1(6x?1，C6H6+5x?1，C6H5Cl +4x?1，C6H4Cl2+3x?1 ，C6H3Cl3+2x?1，C6H2Cl4) ? 6000=n?HCl+3240 ? 所以 n?HCl=2760mol/h ? Cl 衡算 2 nCl2=n?HCl+2n?Cl2+n?1(x?1，C6H5Cl +2x?1，C6H4Cl2+3x?1，C6H3Cl3+4x?1，C6H2Cl4) ? n?Cl2+ ? 所以 n?Cl2=80=840mol/h? 利用元素衡算和利用组分衡算方法选择的原则：?（1）组分衡算式的各项与反应进度有关，若已知 独立反应的反应进度或转化率等进程变量,使用组 分衡算比较方便 （2）元素衡算式各项均与组分变化量有关，如组 分在反应前后的变化量已知，则用元素衡算求未知 物流量较方便。 （3）若只知进出物料的组成或量，而发生的具体 反应不知，这时用元素衡算方便，该法仅与组分有 关，与具体反应无关。?? ?（4）对多单元系统，逐个单元进行元素衡算反而烦琐，常采用组分衡算，但对总系统使用元素衡算可以不考虑系统内部组分的种种变化，却有方便之处。灵活地将元素衡算和组分衡算结合起来，常可简化计算?（5）燃料燃烧过程中，若给出燃料的元素分析和产物的组成分析，使用元素衡算较宜。 （3）利用联系物作衡算?联系物――随物料输入体系，但完全不参加反应, 又随物料从体系输出的组分，在整个反应过程中， 它的数量不变。 写出形式简单，只包括两个物料的物料平衡式：?FxFT ? PxPT或F xPT ? P xFT上式中参数适用单位 ？ 选择联系物，先分析：什么组分以固定的量和形 态未经变化的由一个物料到另一个物料中去。未经变 化，反应不行，固定的量，有损失不可。?某个元素 或某个不变的基团也可作联系组分。选择联系物时应注意： ? （1）当体系中有多个惰性组分时，可用其总量作 联系物； ? （2）当惰性组分量很少时，且分析误差大时，该 组分不宜作联系物。此时将引入大的计算误差。? 例题.乙烷与空气在炉子里完全燃烧，反应式 C2H6 + 3.5O2 ? 2CO2 + 3H2O 经分析知烟道气的干基组成（mol%）为：N2，85%；CO2， 10.1%；O2，4.9% 。试求进料中空气与乙烷的摩尔比。?解：画出物料流程图F乙烷燃 烧 炉A空气 N2 79％ O2 21％P烟道气 N2 85％ CO2 10.1％ O2 4.9％ ??取100kmol/h干基烟道气为计算基准利用N2为联系物，79%A＝85%P A＝107.59kmol/h ? 对碳元素作衡算: ? 10.1%P=2F ? 所以 F＝5.05kmol/h?? ?A/F=107.59/5.05=21.2 能否用其它方法求之？ 例题：进行某种燃料完全燃烧实验以确定适宜的空 气过量百分数和生成的烟道气体积。燃料分析含C 88%，H 12%（质量百分数），由于缺少流量测量装 Z，只知烟道气分析结果为：CO2 12%；O23.6%； N283%（干基体积百分数）。 ? 解：1、分析题意并画出过程示意图WC ? 88% WH ? 12%水汽 Wkmol燃烧过程yCO2 ? 1 3.4% yO2 ? 3.6% y N 2 ? 8 3%原料G空气 Akmol干烟道气F 讨论： ? （1）各物流量均未知，但组成分析已知。?(2) 实验结果为完全燃烧，故烟道气中必含水蒸汽， 其完全由燃料转化而来；已知烟道气干基组成，将水 蒸气和烟道气分成两股物流计算 更方便。 (3) N2是由空气带入的不变组分，可作为联系组分。? ?(4) 原料结构不明，应使用元素衡算，因C和H元素各 自完整地转移到烟道气和水蒸气中，它们也可作为联 系组分 ? （5）元素衡算可用质量单位，但本例物流多为气相， 给出的是摩尔组成，故采用摩尔计算略为简便。 2、计算?基 准 F=100kmol 干 烟 道 气 为 基 准 。 （ 可 否 取 可 取 100kg燃料或100kmol 空气为基准）?查得C和H千摩尔质量分别为12.01kg/kmol和 1.008kg/kmol。由联系物N2求空气量AA ? 0.79 ? F ? 0.83A ? 105 .1kmolG ? 182 .9kg由联系物C衡算求燃料量G G ? 0.88 ? F ? 0.134 ， 12.01 由氧衡算求水量W ，反应： C+O2 → CO2；2H+0.5O2 →?H 2O空气中氧的量=干烟道气中的氧的量+CO2中氧量 +水汽中氧的量 W A ? 0.21 ? F (0.134? 0.036) ? 2 解得 : W ? 10.14km ol利用联系物H衡算水汽量更简便 G ? 12 % W ? ? 10 .89 kmol 2 ? 1.008两W间误差达7%，显然非舍入误差。 计算空气过量百分数先计算理论空气量At1 ? 182.9 ? 0.88 182.9 ? 0.12 ? At ? ? ? ? 89.74km ol ?? 12.01 1.008? 4 ? 0.21 ? 空气过量百分数??A ? At 105.1 ? 89.74 ? 100% ? ? 100% ? 17.1% At 89.74本例中空气过量百分数也可由干基烟道气实测 O2%计算剩余O2的量 ?? ? 100% 进入O2的量 ? 剩余O2的量 100? 3.6% ? ? 100% ? 19.5% 105.1? 21% ? 100? 3.6% 3、计算结果分析 （1） 利用联系物常可立即求得某些物流量或组 成，从而简化计算 ? （2） 校核结果有较大误差，主要是物料组成的 分析误差所致。因此，利用联系组分衡算，从组 成求物流量时，组成分析数据必须力求准确 ? （3）通常因元素分析结果要比目前工业烟道气组 成分析（使用奥氏气体分析仪）准确。因此，采 用H衡算得水汽量要比由O2衡算的结果更可靠（O2 衡算时还涉及两个大数相减，会进一步增加误 差）。所以，空气过量百分数由计算At得出的数 值更可靠? 3、有平衡反应过程的物料衡算?有平衡反应过程的物料衡算，除了需建 立物料或元素衡算式外，常常还需要利 用反应平衡关系来计算产物的平衡组成。 4.3.3具有循环、排放及旁路过程的物料衡算1、循环过程的物料衡算 ? 如下循环物料――加到进料中循环使用的部分物料 （产物）。 ? 过程流程示意图如下?新鲜 原料 F MF循环物料R反 应 器RP分 离 器产品P 循环过程的物料衡算求解方法有二： （1）试差法 ? 先估计一循环量，计算至回流的那一点，将计算值 与估算值比较，并重新假定一估计值，直至估计值 与计算值在一定误差范围内。 ? （2）代数求解法 ? 列物料衡算式，联立求解求R ? 一般对于仅有一个或两个循环物流的简单情况，只 要计算基准及体系边界选取得当，可简化计算。 ? 通常衡算时，先对总体系进行衡算（可不考虑循环 物料）再对循环体系列式求解。? 应特别注意：?衡算中讨论的是定常过程 ，由于发生反应、分离、分割、循环和混合，各流股的量和组成可能彼此不同，但均不会随时间而变化，也不会在各个单元 中发生积累；进入和离开总系统的物料在质量上必 然保持守恒，不因循环回去一部分而使系统的出料 小于进料；在系统进出料间的摩尔数的改变（化学反应而致）应当符合化学计量关系。 2、有循环和排放过程的物料衡算排放物料――为去掉积累的惰性物质或循环物料中产 生的其它不需要的成分而放掉的部分物料。 ? 防止杂质、副产物积累，排杂质出系统的两种方法： ? （1）杂质、副产物与主产物一块出系统 ? （2）杂质、副产物被排放物料带出（常用） R?F AMF 反应器RP 分离器S BWP 列物料衡算式求解?总系统物料衡算式 （4-4式）（1）?? ? ?反应器物料衡算式 （4-4式）分离器物料衡算式 （4-2式） RP=S+P 对结点A作衡算 （4-2式） F+R=MF（2）（3） （4）对结点B作衡算 （4-2式） S=W+R （5） ? 还可利用联系物T对（反应器）MF和RP衡算MFyMF ,T ? RPyRP,T 若产物P中不含惰性物质T，利用T对系统作衡算FyF ,T ? WyW ,T注意几点： ? 1）结点A和B，哪类更有用？（分支点，汇集点） ? 2）已知x总，先对总体系衡算；已知x单，先对反 应器衡算。? 例题 苯直接加氢转化为环己烷，如下图，输入过程的 苯转化率为95％，进入反应器的物流的组成为80％H2 和20％的苯（mol%)。产物中环己烷为100kmol/h，产 物中含3％的氢。试计算（1）产物物流的组成；（2） 苯和氢的进料速率；（3）氢的循环速率。新鲜H2 F2 F3 F1 纯 苯 反应器 A H280％，苯20％ 冷凝器 B R循环H2 F4 环己烷 100kmol/h H23% 解：取产物物流中环己烷为100kmol／h作计算基准?取整个过程为衡算体系，对苯列衡算式F1－95％F1＝F4x4,苯 ? 因过程中无副反应，反应的苯与生成的环己烷摩尔 数相等?100 F1 ? ? 105 .26 kmol / h 95 %F4中苯＝105.26（1-95％）＝5.26kmol/h X4，环己烷＝（100／105.26）×97％＝92.15％ X4，苯＝（5.26／105.26）×97％＝4.85％ X4，H2＝3％? ? ? ? ? ?F4＝100／92.15％＝108.52kmol/h （2）苯和氢的进料速率苯进料速率F1＝F1×95％+F4×4.85％＝105.26kmol/h氢进料速率（节点A作为衡算对象）F2＝3F1×95％+F4×3％＝303.26kmol/h （3）H2的循环速率R??以节点B作为衡算对象F2+R=F3×80％105.26? 80% R ? 80%F3 ? F2 ? ? 303.26 20% ? 117.78kmol/ h例题 例题 由CO和H2合成甲醇的反应式已知为CO ? 2H 2 ? CH 3OH若原料气中含有少量杂质CH4，其组成（mol%) 为：H267.3%,CO32.5%,CH40.2％。已知反应器中CO 的单程转化率xCO＝18％，反应器出口物料在分离 器中冷凝出全部甲醇，未反应的原料气循环使用， 为维持循环气中CH4含量不大于3％，在分离器后 要排放一部分气体。试计算对100kmol 原料气的 甲醇产量、排放气量和循环气量。若要求循环气 中CH4含量不大于1％，则这些值将如何变化？ 解：根据题意进行分析并画出流程示意图?（1）本过程属于带循环和排放过程的反应系统；?（2）为简化计算，忽略生成甲烷反应，将甲烷看 为惰性气体；（3）分离器分出全部甲醇，故出口气不含甲醇； （4）分离器出口气体分为排放气和循环气两股， 相当于一个分割单元，气体组成应相同；? ???（5）循环气与原料气混合处相当于混合单元；（6）本例可用组分衡算或元素衡算求解，由于已 知CO转化率，按组分衡算较为方便； （7）全过程有4个单元、7股物流、4个组分如流程示 意图,下标1、2、3和4分别为氢、CO、CH4和甲醇。新鲜原 料气 n2 反应器混合 单元n3 分离器 y3,1 y3,2 y3,3 y3,4 n4 分割 单元甲醇npn1=100kmol y1,1=67.3% y1,2=32.5% y1,3=0.2%y2,1 y2,2 y2,3循环气n5y5,1 y5,2 y5,3y4,1 y4,2 y4,3y6,1 y6,2 y6,3排放气n6 2、计算?先以整个系统作为衡算体系CH4衡算：CH4是惰性组分，可作为联系物直接计算 n6kmol,n1 y1,3 ? n6 y6,3 ??? (1)H2衡算：100? 0.2% n6 ? ? 6.667km ol 3% n1 y1,1 ? 2n p ? n6 y6,1100? 0.673? 2n p ? 6.667y6,1 6.667y6,1 ? 2n p ? 67.3?? (2) CO衡算100? 0.325? n p ? 6.667?1 ? y6,1 ? 0.03? n p ? 6.667y6,1 ? 26.033??? (3)?n1 y1, 2 ? n p ? n6 y6, 2联立（1）、（2）、（3）求解得：n p ? 31.11km ol y6,1 ? 76.17% y6, 2 ? 1 ? 76.17% ? 3% ? 20.38% 对混合单元作衡算 因为CO的单程转化率为18％，则有：n2 y2, 2 ? n1 y1, 2 ? n6 y6, 2 18% 100? 0.325? 6.667? 0.2038 ? ? 173.007km ol 0.18对CO列衡算式 n1y1,2+n5y5,2=n2y2,2 ? 由分割单元知： ? y4,1＝y5,1=y6,1＝76.17％ ? 4,2＝y5,2=y6,2＝20.83％， ? y4,3＝y5,3=y6,3＝3％。? n5 ?n2 y2, 2 ? n1 y1, 2 y5, 2173 007 ? 32.5 . ? ? 674 542km ol . 0.2083? ? ? ?n2=n1+n5=100+674.542=774.542kmol 解得：y2,2=22.34%, y2,1=75.02%, y2,3=2.64%, n4=n5+n6=674.542+6.667=681.209kmol 当循环气中CH4含量降为1％，计算得： np=26.67kmol,n6=20kmol,n5=396.5kmol. 3、具有旁路过程的物料衡算在工艺过程中的旁路调节物流，出现物流的分支点 和汇集点（即结点）。利用结点进行衡算可使计算 简化。 ? 例题某工厂用烃类气体转化合成气生产甲醇。要求 合成气量为2321HM3/h，CO：H2=1：2.4（mol）。转 化气中含CO43.12%（mol%），H2 54.20%，不符合要 求，为此需将部分转化气送至CO变换反应器，变换 后气体含CO8.76%，H2 89.75%（mol%） ，气体体积 减小2%，用此变换气去调节转化气，求转化气和变 换气各应多少？? 解：画出物料流程示意图SF 转化气 CO变 换过程CO2CO 8.76% H2 89.75%CO2 脱 SP 除 过 程合成气 b MPFaBH 254.20% CO 43.21%?2321HM3/h CO：H2=1：2.4F在a点分流，SP与B在b点合并，在结点无化学反应 及体积变化。利用之进行衡算。 1）可否由MP求F ? 过程有体积变化 MP组成未知，未知数多方程式少 ? 2）可否由a点衡算 ? F、SF、B均未知，且组成相同（仅有一个总衡算 式 ） ? 3）由结点b 衡算 ? 总物料衡算式 SP+B=MP=2321 （1） ? 对CO列物料衡算式 ? 43.21%B+8.76%SP=2321yCO （2） ? 对H2列物料衡算式 ? 54.20%B+89.75%SP=2321yH2 （3） ? 利用题给限制条件 ? yCO：yH2=1：2.4 （4） 联立求解得：B=1352HM3/hSP=969 HM3/hSF=989 HM3/h F=2341 HM3/h a和b两类结点哪种更有用? ? 汇集点较分流点更有用？? 多单元过程物料衡算注意下几点有利于简化计算?1、如果未给出物流量，可选用一个合适的物流作计算基准，可以减少一个未知数；?2、观察可否合并一些单元，合并某些物流或合并某些变量减少未知数，如有时将两变量的乘积看成一个变量可简化计算；?3.要注意反应器的单程转化率常常不等于总体系的 转化率，在衡算时要加以注意； ?4、过程和 排放物料的系统，要注意这里计算的是稳 定连续过程，而不是操作变化中的循环过程，因此总体系和反应器进出物料及循环气量和组成都不随时间而变，不发生积累，在过程中会有混合点 、分离器和分割点，应作为计算单位考虑，还要注 意新鲜气和反应器进料的区别，x单和x总的区别；?5、衡算中物流中的联系物要尽可能加以利用，要 从含一个未知量的方程开始解题，以尽量实现顺序 求解，避免联立求解 。 习题一 原料A与B进行下列反应 2A+5B → 3C+6D 若新鲜原料中A过剩20％，B的单程转化率为60％，总 转化率为90％，。反应器出来的产物混合物进分离器 分离出产物C与D，剩下的未反应的A与B，一部分排放， 其余循环返回反应器，流程如下：原 料 F A、B MF R反应器分离器产品：C、DW，A、B求（1）循环气R的摩尔组成； （2）排放气W与循环气R的摩尔比； （3）循环气R与进反应器原料MF的摩尔比。 解：（1）取整个过程作为衡算体系，设B的加入 量为100mol。?则A的加入量为100／5×2×120％＝48mol?由x总＝90％知，系统内反应的B量为：100×90％＝90mol??系统内反应的A量为：90×2／5＝36mol对于B 输入的B－反应的B＝输出的B?W中B的量＝100－90＝10mol 对于A??输入的A－反应的A＝输出的AW中A的量＝48－36＝12molR组成（与W同）：yA ?nW , A nW , A ? nW , B12 ? ? 54.5% 12 ? 10nB 10 yB ? ? ? 45.5% nW , A ? nW , B 12 ? 10 (2)以节点作为衡算对象? ?对B衡算nF,B+nR,B=nMF,BnMF,B=90/60%=150mol ? nR,B=nMF,B－ nF,B＝150－100＝50mol ? 同理nR,A=60mol循环气量 R 110 ? ? ?5 排放气量 W 22循环气量R＝50／45，5％＝110mol循环气量 R R 110 ? ? ＝ ? 0.4263 混合原料量 MF F＋R 100? 48 ? 110 习题 下图为NaCO3生产工艺简图，反应式为 Na2S＋CaCO3 → Na2CO3+CaSF 1000kg/h Na2S45% H2O55% W H2O R纯Na2S反应器N 1960kg/h H CaCO330% CaCO330% H2O 70% H2O 70% 结晶分离蒸发S CaS20％ H2O80％P Na2CO380％ H2O20%CaCO3溶液 M CaCO36kg／hNaS通过反应器的转化率为90％，进入反应器的CaCO3较理论需要 量过量50％，计算：（1）纯Na2S循环量（kg/h);（2）生成 Na2CO3溶液量（kg/h）。 解：以整个系统为衡算对象，取进系统Na2S水溶液量 1000kg/h为基准。对Na元素作衡算： ? F中Na量＝P中Na量?F ? 45% P ? 80% ?2 ? ?2 78 106 1000? 45% ? 106 P? ? 764.42kg / h 78? 80% 由题意知，新鲜原料中加入的Na2S全部反应，由Na2S 单程转化率为90％得1000 ? 45% R? ? 1000 ? 45% ? 50 kg / h 90% 习题二 乙烯与空气氧化生产环氧乙烷，离开反应器 的气体组成如下（干基mol%）： C2H4 3.2％；N2 78.2％；O2 12.2％；C2H4O 0.824％； CO2 5.5％。求选择性、循环气对废气（R／W）的摩 尔比以及新鲜原料（FF）中乙烯对空气的摩尔比。反 应式为： C2H4+0.5O2 →C2H4O C2H4+3O2 → CO2+H2O 例4-3甲苯用浓硫酸磺化制备对甲苯磺酸。已知甲苯的投料量为1000kg，反应产物中含对甲苯磺酸1460kg，未反应的甲苯20kg。试分别计算甲苯的转化 率、对甲苯磺酸的收率和选择性。 解：化学反应方程式为CH3 + H2SO4 110~140 0 C CH3 + H2O SO3H分子量 929817218 ?则甲苯的转化率为1000 ? 20 xA ? ?100% ? 98% 1000?对甲苯磺酸的收率为1460 ? 92 y? ?100% ? 78.1% ?对甲苯磺酸的选择性为1460 ? 92 ?? ? 100% ? 79.7% (1000 ? 20) ? 172产品的生产工艺过程通常由若干组成，各工序 的收率之积即为总收率。 例4-5用苯氯化制备一氯苯时，为减少副产二氯苯的生成量，应控制氯的消耗量。已知每100mol苯与40mol氯反应，反应产物中含38mol氯苯、1mol二氯苯以及61mol未反应的苯。反应产物经分离后可回收60mol的苯，损失1mol苯。试计算苯的单程转化率和 总转化率。?解：苯的单程转化率为100 ? 61 xA ? ? 100 % ? 39 .0% 100 设苯的总转化率为xT100 ? 61 xT ? ?100% ? 97.5% 100 ? 60?对于某些反应，主要反应物的单程转化率可以很低， 但总转化率却可以提高。 例4－6在间歇式反应釜中用浓硫酸磺化生产对 甲苯磺酸，试对该过程作物料衡算。已知 1000kg，纯度99.9％（质量）；浓硫酸1100kg， 纯度98％，甲苯转化率为98％，生成对甲苯磺 酸的选择性为82％，生成邻甲苯磺酸的选择性 为9.2％，生成间甲苯磺酸的选择行为8.8％， 物料中的水约90％经连续脱水器排出。此外， 为简化计算，假设原料中除纯品外都是水，且 磺化过程中无物料损失。 解：以间歇釜式反应器为衡算范围，绘出物料衡算示 意图，取一个操作周期内的投料量为基准。?对甲苯磺酸 ? ?邻甲苯磺酸 ?间 甲 苯 磺 酸 ? 磺化液 ? ?甲 苯 ?硫 酸 ? 脱水器 ?水 ? 排 水原料甲苯：1000kg 纯度 99.9% 浓硫酸：1100kg 纯度 98%甲苯磺 化釜原料甲苯中的甲苯量为：=999kg ? 原料甲苯中的水量为：kg? ?浓硫酸中的硫酸量为：=1078kg??浓硫酸中的水量为：kg进料总量为：00kg ，?其中含甲苯999kg，硫酸1078kg，水23kg。??出料：?G ? ?GIiPi? ?GOi ? ?GRi甲苯: 999? 0 ? 999? 98% ? Go , GO ? 20kg 过程主反应副反应CH3 CH3 + H2SO4 110~140 0 C + H2O SO3H CH3主反应CH3? 副反应I+ H2SO4110~140 0CSO3H + H2O? 副反应IICH3 + H2SO4 110~140 0CCH3 + H2O SO3H分子量929817218 ?对甲苯磺酸: 0 ? 979 ? 172 ? 82% ? 0 ? G ? 1500 .8kg o92?172 ? 9.2% ? 0 ? Go ? 168 .4kg 邻甲苯磺酸： 0 ? 979 ? 92 172 间甲苯磺酸： 0 ? 979 ? ? 8.8% ? 0 ? Go ? 161 .1kg 92??水：18 23 ? 979 ? ? 0 ? Go ? 214 .5kg 92 ?经脱水器排出的水量为：214.5?90%=193.1kg?? ? ? ?磺化液中剩余的水量为：214.5-193.1=21.4kg98 硫酸: 1078 ? 0 ? 979 ? ? Go 92 GO==35.2kg磺化液总量为： .4+161.1+20+35.2+21.4=1906.9kg 表4-3物料名称 输 入 原料甲苯甲苯磺化过程的物料平衡表质量/kg 1000 质量组成/% 甲苯 99.9 水 0.1 硫酸 98.0 水 2.0 对甲苯磺酸 邻甲苯磺酸 间甲苯磺酸 甲苯 硫酸 水 水 78.7 8.83 8.45 1.05 1.85 1.12 100 纯品量/kg 999 1 0 .4 161.1 20.0 35.2 21.4 193.1 2100浓硫酸总计11002100输磺化液1906.9出 脱水器排水总计193.1 2100 例4-7 在催化剂作用下，乙醇脱氢可制备乙醛， 其反应方程式为C2H5OH CH3CHO + H2同时存在副反应2C2H5OH?CH3COOC2H5 + 2H2已知原料为无水乙醇(纯度以100%计)，流量为 1000kg?h-1，其转化率为95%，乙醛收率为80%，试 对该过程进行物料衡算 解：以反应器为衡算范围，绘出物料衡算示意图。 乙醇：1500kg 纯度100%?乙醇催化 脱氢制 乙醛反应器?乙 醇 ? ?乙 醛 产物 ?乙 酸 乙 酯 ? ?氢 气 ?过程为连续操作过程，以单位时间，即1h内的进料 量为基准进行物料衡算比较方便?主反应方程式为C2H5OH分子量 46CH3CHO + H244 2 副反应方程式为:2C2H5OH分子量 92 ? 出料：乙醇流量为CH3COOC2H5 + 2H288 41000 ? (1 ? 0.95) ? 50.0kg/h乙醛流量为 1000 ? 0.95 ? 0.8 ? 44 ? 727 .0 kg h 46 乙酸乙酯流量为88 1000 ? 0.95 ? ?1 ? 0.8?? ? 181 .7 kg h 92 氢气流量为100? 50 ? 727?181.7 ? 41.3 kg h或2 4 1000 ? 0.95 ? 0.8 ? ? 1000 ? 0.95 ? ?1 ? 0.8?? ? 41.3 kg h 46 92 ? 表4-4物料 名称乙醇催化脱氢过程物料平衡表流量 质量组 /kg?h-1 成/% 物料 流量 -1 名称 /kg?h 乙醇 50.0 727.0 181.7 41.3 1000 质量组 成/% 5.0 72.7 18.2 4.1 100.0输 乙醇 入 输乙醛乙酸 出 乙酯 氢气总计1000100总计 例4-8蒽醌用混酸硝化后所得硝化液的组成为：硝基蒽醌5.6%(质量百分比，下同)、H2SO4 34.5%、HNO36.7%、H2O 53.2%。拟采用含量为18%、密度为932kg?m3的氨水将硝化液中和至pH=7。已知每批操作硝化液的投料量为3000kg，硝化液的密度为1170kg?m-3，K水＝1/1.77?10-9 ，试对硝化液中和过程进行物料衡算。为简化计算，假设中和前后物料的总体积保持不变。 解：以中和反应器为衡算范围，绘出物料衡算示意图，? 硝 基 蒽 醌: 5.6% ? 硝化液: ? 硫 酸 : 34.5% 3000kg ? 硝 酸 : 6.7% ? 中 ?水 : 53.2% 和 ?18%氨水反应器?硝 基 蒽 醌 ? ?硫 酸 铵 ? 中和液? 硝 酸 铵 ?氨 水 ? ?水 ??以每批操作硝化液的投料量3000kg为计算基准 硝化液总量为：3000kg，? ?其中含硝基蒽醌的量为：%=168kg硫酸的量为：%=1035kg??硝酸的量为：%=201kg水的量：%=1596kg?H2SO4中和反应方程式为：H2SO4 + 2NH3分子量 98 2?17=34(NH4)2SO4132 生成的硫酸铵量为 kg ?
1035? 34 ? NH3的消耗量为： ? 359.1 kg 98HNO3中和反应方程式为：HNO3 + NH3分子量 63 17NH4NO380反应生成的硝酸铵量为：201? 80 ? 255.2kg 63 NH3的消耗量为：?201 ? 17 ? 54 .2kg 63中和反应中18%氨水的消耗量为359 .1 ? 54 .2 ? 2296 kg 0.1818%氨水的体积为：2296 3 ? 2.464 m 932 pH=7时溶液中的氨量计算，式中 [H+]=10-7 ，平 衡方程式为 ：[NH4+] + H2O NH4OH + [H+][ NHK水?4OH] ? K 水[NH ? ] 4 [H ? ]1 ? ? 10 ? 9 1 . 77硝化液的体积为? 2 . 564 m3 [ NH? 4359 . 1 ? 54 .2 ]? ? 4 .835 17 ? ( 2 .464 ? 2 . 564 )mol/L1 4.835 ?9 [ NH 4 OH] ? ? 10 ? ? 2 .732 ? 10 ? 2 mol/L 1 . 77 10 - 7需过量8％氨水的量为2.732?10?2 ? ?2.464? 2.564??17 ? 13.0kg 18%其中含氨量 13.0?18％＝2.3kg 为达到中和要求需加入18％氨水总量为 09kg? ? ?其中含氨量为6kg 其中含水量为93kg 溶液中总含水量为＝3489kg?物料平衡表略。 作业中存在问题：? 1、流程图中线条、设备、仪表画法不规范、不认真 ? 2、对几种情况应进行讨论讲其理由 ? 3、有的未交作业，有的缺一次。 作业1.对于列管式换热器，若冷、热工艺流体均 无相变，且热流体的温降(T1-T2)大于冷流体 的温升(t2-t1)，试设计一适宜的自控方案来控 制热流体的出口温度，并讲明设计的理由。 2. 某厂共有4个车间，其中2车间共有4道工 序。已知第2车间第2工序中有两台相同的编 号为02的反应器并联，写出在带控制点的工 艺流程图中这二台反应器的设备位号常表示 形式。 热流体热流体 TIC冷流体换热器 TIC冷流体 换热器热流体热流体TIC冷流体 换热器冷流体 换热器TIC 2.调节流量改变换热量，热流体：冷流体?Q ? ?G?C? ?t2 ? t1 ? p?Q ? ?GCp ?T1 ? T2 ?通常希望较小的 ? G 获得较大的 ?Q当?T1 ? T2 ???t2 ? t1 ?时?Q一定，应有?G? ?G?； 当?T1 ? T2 ???t2 ? t1 ?时?Q一定，应有?G? ?G?。所以，调节温度变化大的流体的流量效果较好。 对工艺流体流量不能随意改变，故设置旁路。 4. 某产品的生产过程包括磺化、中和、脱色三个工 序，各工序的操作周期分别为8h、12h、24h， 全部物料均为液体，且在整个生产过程中的体积 保持不变。经计算判断若要保持各设备之间的能 力平衡，下列几种安排中最合理的是哪一种？并 说明是否需要中间储槽。 ? A. 1000L磺化釜1只，1500L中和釜1只， 3000L脱色釜2只 ? B. 2000L磺化釜1只，1500L中和釜2只， 1000L脱色釜3只 ? C. 500L磺化釜2只，1500L中和釜1只， 3000L脱色釜1只 ? D. 1500L磺化釜1只，1500L中和釜2只， 2500L脱色釜2只 解：先按生产能力最小的工序确定日生产能力，因为以 产 品 量 计 算 的 批 生能 力 产 24 ?设备台数 ? ?1 日产品量 操作周期24 日产品量 ? 产品的批生产能力 设备台数? ? 操作周期A.磺化 中和24 日产品量 ? 1000 ?1? ? 3000 l 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 1? ?1 3000 12 脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 3000 24 ? ? 2? ?2 3000 24磺化、中和无闲置时间，脱色闲置12小时。磺化和中和工 序间需设置中间贮罐。 ?B 脱色24 日产品量 ? 产品的批生产能力 设备台数? ? 操作周期 24 ? 1000? 3 ? ? 3000 l 24 磺化产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 2000 24 ? ? 1? ?2 3000 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 2? ?2 3000 12中和?磺化、中和分别闲置12小时，脱色无闲置时间。 24 C. 磺化 日产品量 ? 500 ? 2 ? ? 3000 l 8 产品批生产能力 24 中和 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 1? ?1 3000 12脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 3000 24 ? ? 1? ?1 3000 24?磺化、中和、脱色均无闲置时间，磺化和中和工 序间及中和与脱色工序间均需设置中间贮罐。 24 D. 磺化 日产品量 ? 1500 ?1? ? 4500 l 8 产品批生产能力 24 中和 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 2? ? 1.脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 2500 24 ? ? 2? ? 1.?磺化无闲置时间，中和闲置时间8h，脱色闲置时 间2.4h。磺化和中和工序间无需设中间储槽，中 和与脱色工序间需设置中间贮罐。 方案A（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 1/3 1 0 1 1/2 1 0 2 1 1 12 方案B（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 2/3 3/2 12 2 1/2 2 12 3 1/3 3 0 方案C（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 500
1/6 6 0 1 1/2 2 0 1 1 1 0 方案D（最大日产量4500L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 1/3 3 0 2 1/3 3 6 2 5/9 1.8 2.4 作业中存在问题：1、物料衡算不画流程示意图，或画法不规范 ? 2、注意用物料平衡式解题 ? 3、利用联系物作衡算，N2一般优先选用 ? 4、注意SI词头用正体，不要用手写体? ?? ?1、丙烷与空气在炉子里完全燃烧，反应式C3H8 + 5O2 ? CO2 + 2H2O经分析知烟道气的干基组成（mol%）为：N2， 84.69%；CO2，10.80%；O2，4.51% 。 试求进料中 空气与丙烷的摩尔比和氧的过量百分数。 ? 2、通入纯甲烷燃料气与空气在炉子里燃烧，反应 式 ? CH4 + 2O2 → CO2 + 2H2O ? 经分析知烟道气的干基组成（mol%）为：N2， 85.0%；CO2，8.0%；CH4，1.0%;O2，6.0% 。 试求进料中空气与甲烷的摩尔比和氧的过量百分数. 1、解：画出物料流程图F丙烷燃 烧 炉A空气 N2 79％ O2 21％P烟道气 N2 84.69％ CO2 10.8％ O2 4.51％取100kmol/h烟道气为计算基准（可否取其它基准？）? ?利用N2为联系物， 79%A＝84.69%P A＝107.20kmol/h ?对碳元素作衡算: 10.8%P=3F?? ?所以 F＝3.6kmol/hA/F=107.20/3.6=29.78 氧的过量百分数At ? 3.6 ? 5 ? 18km ol 空气过量百分数 A ? At 107.2 ? 0.21? 18 ?? ?100% ? ?100% ? 25.08% At 18 2、解：画出物料流程图F甲烷燃 烧 炉A空气 N2 79％ O2 21％P烟道气 N2 85.0％ CO2 8.0％ O2 6.0％ CH4，1.0%;取100kmol/h烟道气为计算基准（可否取其它基准？）? ?利用N2为联系物， 79%A＝85%P A＝107.595kmol/h ?对碳元素作衡算: 8.0%P+1.0％P=F?? ?所以 F＝9kmol/hA/F=107.595/9.0=11.955 氧的过量百分数At ? 9 ? 2 ? 18km ol 空气过量百分数 A ? At 107.595? 0.21? 18 ?? ?100% ? ?100% ? 25.53% At 18 3.1000kg对硝基氯苯（纯度按100％计）用20％的游 离SO3的发烟硫酸3630kg进行磺化，反应式： ClC6 H 4 NO2 ? SO3 ? ?ClC6 H3 ?SO3 H ?NO2 ? 反应转化率为99％，求：（1）反应终了时废酸 的浓度；（2）如改用22％发烟硫酸，时废酸浓 度相同，求磺化剂用量；（3）用20％发烟硫酸 磺化之终点后，加水稀释废酸浓度至50％H2SO4， 求加水量。发烟硫酸 对硝基氯苯磺化反应器对硝基氯苯磺酸废酸 解：画出物料流程简图F＝1000kgClC6H3(SO3H)NO2 P 废酸 wSO3反应分离系统 S＝3636kg发烟硫酸取1000kg对硝基氯苯为计算基准?G ? ?GIiPi? ?GOi ? ?GRi对SO3作衡算（1）求wSO300? 99% ? ? 3630? 20 ? 0 ? ％ ? 80 ? ? 3630? ? 80?wSO3 157.5 157.5 ? ? wSO3 ? 7.136% 废酸中S O3的量 30? 20 ? ％ ? 80 ? 223.14k g 157.5P=.2）＋223.14＝3127.14kg (2)设需要22％发烟硫酸G kg,则有00? 99% ? ? 22%G ? ? 80 ? ? G ? ? 80? ? 7.136% 157.5 157.5 ? ? G ? 3141 64kg . （3）设稀释加水量为y kg98 ?3127.14 ? y ?? 50% ? 3630?1 ? 20%? ? 223.14? 80 98
? 223.14? ? .5 . 80 y? ? 3227 6kg . 0.5得到废酸量＝7.6＝6354.7kg 3、原料A与B进行下列反应 3A+5B →2C+6D， 若新鲜原料中仅有A和B，A过剩20％，B的单程转 化率为60％，总转化率为90％。反应器出来的 产物混合物进分离器分离出产物C与D，剩下的 未反应的A与B，一部分排放，其余循环返回反 应器，流程如下： 求（1）循环气R的摩尔组成；（2）排放气 W与循环气R的摩尔比；（3）循环气R与进反应 器原料MF的摩尔比。R 新鲜原料 W 组分A与B反应器MF，A与B分离器产品，C与D 4. 某产品的生产过程包括磺化、中和、脱色三个工序，各 工序的操作周期分别为8h、12h、24h，全部物料均为液 体，且在整个生产过程中的体积保持不变。经计算判断 若要保持各设备之间的能力平衡，下列几种安排中最合 理的是哪一种？并说明是否需要中间储槽。 ? A. 1000L磺化釜1只，1500L中和釜1只，3000L脱色 釜2只 ? B. 2000L磺化釜1只，1500L中和釜2只，1000L脱色 釜3只 ? C. 500L磺化釜2只，1500L中和釜1只，3000L脱色釜 1只 ? D. 1500L磺化釜1只，1500L中和釜2只，2500L脱色 釜2只 解：先按生产能力最小的工序确定日生产能力，因为以 产 品 量 计 算 的 批 生能 力 产 24 ?设备台数 ? ?1 日产品量 操作周期24 日产品量 ? 产品的批生产能力 设备台数? ? 操作周期A.磺化 中和24 日产品量 ? 1000 ?1? ? 3000 l 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 1? ?1 3000 12 脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 3000 24 ? ? 2? ?2 3000 24磺化、中和无闲置时间，脱色闲置12小时。磺化和中和 工序间需设置中间贮罐。 ?B 脱色24 日产品量 ? 产品的批生产能力 设备台数? ? 操作周期 24 ? 1000? 3 ? ? 3000 l 24 磺化产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 2000 24 ? ? 1? ?2 3000 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 2? ?2 3000 12中和? 磺化、中和分别闲置12小时，脱色无闲置时间。 C.磺化中和24 日产品量 ? 500 ? 2 ? ? 3000 l 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 1? ?1 3000 12产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 3000 24 ? ? 1? ?1 3000 24脱色?磺化、中和、脱色均无闲置时间，磺化和中和工 序间及中和与脱色工序间均需设置中间贮罐。 24 D. 磺化 日产品量 ? 1500 ?1? ? 4500 l 8 产品批生产能力 24 中和 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 2? ? 1.脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 2500 24 ? ? 2? ? 1.?磺化无闲置时间，中和闲置时间6h，脱色闲置 时间2.4h。磺化和中和工序间无需设中间储槽， 中和与脱色工序间需设置中间贮罐。 方案A（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 1/3 1 0 1 1/2 1 0 2 1 1 12 方案B（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 2/3 3/2 12 2 1/2 2 12 3 1/3 3 0 方案C（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 500
1/6 6 0 1 1/2 2 0 1 1 1 0 方案D（最大日产量4500L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 1/3 3 0 2 1/3 3 6 2 5/9 1.8 2.4 2.对于列管式换热器，若冷、热工艺流体均 无相变，且热流体的温降(T1-T2)大于冷流体的温升(t2-t1)，试设计一适宜的自控方案来控制热流体的出口温度，并讲明设计的理由。 热流体热流体 TIC冷流体换热器 TIC冷流体 换热器热流体热流体TIC冷流体 换热器冷流体 换热器TIC 2.调节流量改变换热量，热流体：冷流体?Q ? ?G?C? ?t2 ? t1 ? p?Q ? ?GCp ?T1 ? T2 ?通常希望较小的? G 获得较大的?Q当?T1 ? T2 ???t2 ? t1 ?时?Q一定，应有?G? ?G?； 当?T1 ? T2 ???t2 ? t1 ?时?Q一定，应有?G? ?G?。所以，调节温度变化大的流体的流量效果较好。 对工艺流体流量不能随意改变，故设置旁路。 作业：1、现有100kg混合酸，组成26％HNO3，56％H2SO4 及18％H2O。今需调整至： 30％HNO3，58％ H2SO4及12％H2O，试计算需加入一以下两种酸各 多少kg。（1） 87％HNO3，8％H2SO4及5％H2O； （2）98％H2SO4及2％H2O。 ? 2、一蒸发器连续操作，处理量为25吨／时溶液， 原液含10％NaCl，10％NaOH及80％（w%)H2O。 经蒸发后，溶液中水分蒸出，并有NaCl结晶析出， 离开蒸发器的溶液浓度为： 2％NaCl，50％NaOH 及48％（w%)H2O。计算：（1）每小时蒸出的水量； （2）每小时析出的NaCl量；（3）每小时离开蒸发 器的浓溶液的量。?
1 ?1.含H2和CO混合气和空气燃烧，燃烧后废气分析结 果如下：N279.8％（mol%),O218.0%，CO22.4%(为 干基）计算：（1）H2和CO混合燃料的组成；（2） 混合燃料和空气的比率。 ?2、原料A与B进行下反应，反应式：A? 3 B ? ? 2C ? 3 D ? 2若新鲜原料中A过剩20％，B的单程转化率为65％，B的 总转化率为90％，反应器出来的产物进分离器将产物C与 D分离，剩下未反应的A与B组分，一部分排放，其余返 回反应器流程如下： W R A B FA B 反应器 分离器 MF PC D? ?求：（1）循环气R的摩尔组成；（2）排放气W与循环气 R的摩尔比；（3）循环气R与进反应器原料MF的摩尔比 第四章 物料衡算4.1 概述 ? 4.2 物料衡算的基本理论 ? 4.3 物料衡算举例 ? 4.3.1 物理过程的物料衡算 ? 4.3.2. 化学过程的物料衡算 ? 1.反应转化率、选择性及收率 ? （1）限制反应物 ? （2）过量反应物 ? （3）过量百分数 ? （4）转化率x ? （5）选择性? 第六章 制药反应设备6.1.反应器基础6.2.釜式反应器的工艺计算6.3.管式反应器的工艺计算6.4.反应器形式和操作方式选择6.5 .搅拌器 6.6.气－固相催化反应器 6.7.反应器中的混合及对反应的影响 反应器的工作原理、工艺计算和选型 6.1反应器基础? 6.1.1反应器类型? 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。反应器的类型很多， 特点不一，可按不同的方式进行分类。 1、按结构分类进料(a) 釜式进 料(b) 管式出 料气体气体 液体出料液体液体气体液体气体(c)板式塔(d)填料塔 气体 液体气体 液体气体或液体气体或液体液体气体气体 液体气体或液体气体或液体(f) 鼓泡塔(g) 喷雾塔(h) 固定床(i) 流化床 2、反应器按相态分类? ?气 相 反 应 器 ? 均相反应器 ? ?液 相 反 应 器 ? ? ?气 ? 液 相 反 应 器 ? ? ? ?液 ? 液 相 反 应 器 ? ? ? ?非 均 相 反 应 器气 ? 固 相 反 应 器 ? ? ?液 ?固 相 反 应 器 ? ?固 ? 固 相 反 应 器 ? ? ? ?气 ? 液 ? 固 三 相 反 应 器 ? ?反应器 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 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。 ? 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A?RCA0 CR 浓 度 CA? CAfCRf的浓度随时间的变 化关系如图所示。0间歇釜式反应器及其浓度变化时间 ? 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A?R(产物) ，R的浓度随反应时 间的增加而增大； ? 连串反应A?R(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。 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 Z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。?釜式反应器 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。?C CA0CRfCR0 LCAfCR* CA0 CRf CAf CR0 L CA* （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， 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。 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。 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，rA1 dn A ?? VR d?反应物取“-”,产物取“+”。 等容过程rAdC A 1 dn A ?? ?? VR d? d?对反应物AxAn A0 ? n A ? n A0n A ? n A 0 (1 ? x A )dn A ? ?n A 0 dx A1 dn A 1 n A 0 dx A rA ? ? ? VR d? VR d??A为反应物，取负号。 等容过程n A0 ? n A CA0 ? CA xA ? ? n A0 CA0CA ? CA0 (1 ? x A )dCA ? ?C A 0 dx AdCA CA0 dx A rA ? ? ? d? d? 反应A?R为n级不可逆反应，则反应动力学方程式为1 dn A rA ? ? ? kC n A VR d?式中 k――反应速度常数，kmol1-n?m3(n-1)?h-1； n――反应级数。 气相反应rA1 dn A n ?? ? k ppA VR d?? 如果反应气体可视为理想气体，则kp和k的关系为kp k ? ( RT) n 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aA ? bB ? mM ? nN?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：rA rB rM rN ? ? ? a b m n 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。?A的输入量 ? A的输出量 ? A的消耗量 ? A的积累量所定单元消耗的反应物A的量为rA dVR d? 3、热量衡算式 在微元时间d?内对微元体积dVR进行热量衡算得物料带入热量? 物料带出热量? 过程热效应 ? 环境或载热体输入热量? 积累热量物理变化热可忽略时，热量衡算式变为物料带入热量? 物料带出热量? 化学变化热 ? 环境或载热体输入热量? 积累热量注意各项的符号! 在d?内，dVR中因反应产生的化学变化热为t rA dVR d??H r ?A? 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）。 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Z换流型 理想混合流型 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Z无关。? 2、理想Z换反应器（PFR）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 Z换反应器。? 理想置换的特征 3、理想反应器内反应物及产物的浓度变化CAf CRf CA0CA0CAf CRfC A0 浓 度AR C Rf C AfCA0 浓 度AR CRf CAf 位置CA0 浓 度AR CRf CAf 位置间歇釜式反应器时间连续釜式反应器管式反应器 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。? 串联反应釜 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。 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Z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?0 0 流入量 = 流出量 + 反应量 + 累积量-A的反应量=A的积累量 ? rA VR d? ? dn A ? dnA ? ?nA0dxA ,?rAVR d? ? nA0dxA则 积分得n A 0 dx A d? ? rA VRx Af? ? n A0?0dxA rAVR上式对等温、非等温、等容和变容过程均适用。 等容过程n A0 ?? VR?x Af?0dxA ? C A0 rAx Af?0dxA dCA ? ? ? rA C A 0 rAC Af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Z在搅拌和传热两方面均与提供试验数据的装Z完全相同，就可实现高倍数的放大。 图解积分示意图? ? C A0 ?x Af 0 CA dxA dCA ?? ? CA0 rA rA[rA]-1[rA]-1τ/cA0 xA0 xAf x CAf?CA0 CA 零级反应rA ? kx Af? ? C A0?0dx A k等温过程，k为常数C A0 ?? kx Af? dx0A?C A0 x Af k 一级反应，等温等容过程rA ? kCA ? kCA0 ?1 ? x A ?x Af? ? C A0??0dxA 1 ? kCA0 ?1 ? x A ? kx Af?0dxA 1 1 ? ln 1 ? x A k 1 ? x Af二级反应，等温等容过程2 x Af2 2 rA ? kCA ? kCA0 ?1 ? x A ? x Af? ? C A0?0dxA 1 ? 2 2 kCA0 ?1 ? x A ? kCA0?0x Af dxA ? 2 ?1 ? x A ? kCA0 ?1 ? x Af ? 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VR ? Vh (? ? ? )' （2）总容积VTVR 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。 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CH3COOH + C4H9OH?100 OC ?¨ 2SO4 HCH3COOC4H9 + H2O2 kCA当丁醇过量时，反应动力学方程式为 rA ? ? 式中CA为乙酸浓度，kmol?m-3。已知反应速度常数k 为1.04m3?kmol-1?h-1，投料摩尔比为乙酸：丁醇=1： 4.97，反应前后物料的密度为750kg?m-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。 解：(1) 计算反应时间因为是二级反应，故??kCA0 ?1 ? xAf ?xAf1 4.97 M ? ? xi M i ? 60 ? ? 74 ? ? 71.7 5.97 5.97C A01? 750 ? ? 1.75km ol m3 71.7 ? ?1 ? 4.97?0.5 ?? ? 0.55h 1.04?1.75? ?1 ? 0.5? (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3000? 60 每小时乙酸用量： ? 129kg h 24?116? 0.5 ? 129 ? 每小时处理总原料量： ? ? 129 ? 4.97 ? 74? ? 920kg h ? 60 ? 920 每小时处理原料体积： h ? V ? 1.23m3 h 750 反应器的有效容积： VR ? Vh ?? ? ? ?? ? 1.23?0.55 ? 0.5? ? 1.29m3 (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VR 1.29 VT ? ? ? 1.84 m3 ? 0.7 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?Vd Vd ?? ? VRS VTS?式中 Vd―每天需处理的物料体积，m3?d-1； VRS―单台反应器的有效容积,即装料容积,m3。 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24 ?? ? ? ?'? Vd (? ? ?' ) Vh (? ? ?' ) NP ? ? ? ? 24?VTS ?VTS生产能力后备系数?N ?? NP一般?取值在1.1～1.15较合适。 (2)已知N，求VTSVTS? ?Vd ( ? ? ?' )? Vh (? ? ?' )? ? ? 24?N ?NN及VTS均为未知，求N和VTS(3)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。 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。 讨论 ：理想间歇反应器中整级数单反应的反应结果表达式 反应级数 反应速率 残余浓度式k? ? C A0 ? C A转化率式n=0 n=1 n=2 n级 n≠1k? ? CA0 xAk? ? ln 1 1 ? xArA ? kCA ? CA0 ? k?C k? ? ln A0 CAxA ?k? C A0rA ? kCA2 rA ? kCACA ? CA0e?k?k? ? 1 1 ? C A C A0CA ? C A0 1? C A0 k?x A ?1 ? e?k?k? ? 1 xA C A0 1 ? x AxA ? C A0 k? 1? C A0 k?rA ? kCn A1?n n 1 ? 1 ? ?n ? 1?C A?1k? 1? n 1? n ?1 ? x A ? 0 k? ? C A ? C A0 n ?1?? 讨论：间歇反应器中的单反应1. k的影响k增大(温度升高）→τ减少→反应体积减小零级反应τ与初浓度CA0正比2.反应浓度的影响一级反应τ与初浓度CA0无关 二级反应τ与初浓度CA0反比零级反应残余浓度随τ直线下降一3.残余浓度 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 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Z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。 反应器内浓度变化情况CA CA,0CA, f0CAτCA,0CA, f0位置 ? 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 多釜串联操作反应器内的浓度变化CA CA0 CA1 CA2 CA3 CA4 CAf CA* 1 2 3 4 5positionx ?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。 单釜连续操作用于自催化反应rA?A? R ?? rA ? kC AC R1 rA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。rAmaxCACAfCACA0自催化反应的反应速度 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， CA fFAf=FA0(1-xAf) VRCAfoutT?T ?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。0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 ? FA ? FA0 ?1 ? x A ? 或 FAf ? FA0 1 ? x Af可得：FA0 ? FAf ? rAVR ? 0? FA0 ? FAf ? rAVR ? FA0 ? FA0 1 ? x Af ? rAVR ? 0 FA0 x Af ? rAVR，或者VR ?反应器内平均停留时间????FA0 x Af rAFA 0 x Af C A 0 x Af VR ?? ? ? Vh Vh rA rAVR ?VhC A0 x Af rA f进口中已有A反应VR ?VhC A0 ( x Af ? x A0 ) rA f 全混流反应器τ的图解积分(对比右图的BSTR图解积 分)VR ?1 rAVhC A0 x Af rA f??C A0 ( x Af ? x A0 ) rA f1 rA?C A ? rAfVR ? V0 ?C AfCA0?dCA rAVR ?? V0VR ?? V0CSTRCAf CA0 CACAfBSTRCA0 CA 对于零级等容反应rA ? kC A 0 x Af VR ?? ? Vh k?(与BSTR相同）对于一级等容反应， rA ? kCA 0 (1 ? x A )C A 0 x Af VR x Af ?? ? ? Vh kC A 0 (1 ? x Af ) k (1 ? x Af )对于二级等容反应rA ? kC2 0 (1 ? x A ) 2 AC A 0 x Af VR x Af ?? ? ? 2 2 Vh kC A 0 (1 ? x Af ) kC A 0 (1 ? x Af ) 2 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，VR x Af ?? ? Vh kC A 0 (1 ? x Af ) 2由例6-1可知：Vh=1.23m3?h-1，xAf=0.5， CA0=1.75kmol?m-3，k=1.04 m3?kmol-1?h-1。则Vh x Af 1.23 ? 0.5 VR ? ? ? 1.35 m3 kCA 0 (1 ? x Af ) 2 1.04 ? 1.75 ? (1 ? 0.5) 2 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?FA0 CA0 xA0 = 0 Vh FA1 VR1 CA1 xA1 Vh1 FA2 VR2 CA2 xA2 Vh2 FAi-1 CAi-1 xAi-1 Vhi-1 VRi FAi CAi xAi Vhi FAN-1 CAN-1 xAN-1 VhN-1 FAN=FAf VRN CAN=CAf xAN=xAf VhN 在第i釜中对反应物A进行物料衡算得FAi ?1 ? FAi ? rAi VRi式中 FAi-1 、FAi―进入和离开第i釜的反应物A的千摩尔流 量，kmol?s-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FA 0 ( x Ai ? x Ai ?1 ) ? rAi VRiVRiFA 0 ( x Ai ? x Ai ?1 ) ? rAi VRi C A 0 ( x Ai ? x Ai ?1 ) ?i ? ? Vh rAiVRi FAi ?1 ? FAi C Ai ?1 ? C Ai ?i ? ? ? Vh Vh rAi rAi? 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。 对于一级反应， rAi ? k i C AiVRi C Ai ?1 ? C Ai ?i ? ? Vh k i C AiC Ai ? C Ai ?1 1 ? k i ?i第一釜 第二釜C A1 ?C A0 1 ? k1? 1C A2C A0 C A1 1 ? ? 1 ? k2? 2 1 ? k1? 1 1 ? k2? 2…………第N釜 C AN或N C AN 1 ?? C A0 i ?1 1 ? ki? iC AN ?1 C A0 1 1 ? ? ??? 1 ? k N ? N 1 ? k 1?1 1 ? k 2 ? 2 1 ? k N? N 若各釜等温等容 k1 ? k 2 ? ? ? ? ? k N?1 ? ? 2 ? ? ? ? ? ? NC AN C A0 ? (1 ? k?) Nx AN1 ?1? N (1 ? k?)?对于零级反应，若各釜等温等容CAN ? CA0 ? Nk? 二级反应，各釜等温等容 C Ai ?1 ? C Ai ?? kC 2 Ai 可导出?C Ai ??1?1 ? 4k?C Ai ?1 2k?由于浓度不能为负值，故弃去负根，则C Ai ??1?1 ? 4k?C Ai ?1 2k? 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，VR1 C A 0 ? C A1 C A 0 ? C A 0 (1 ? x A1 ) x A1 ?1 ? ? ? ? 2 2 2 Vh kC A1 kC A 0 (1 ? x A1 ) kC A 0 (1 ? x A1 ) 2由例6-1可知：Vｈ＝1.23m3?h-1，CA0=1.75kmol?m-3， k=1.04 m3?kmol-1?h-1。又xA1=0.33，则VR1 Vh x A1 1.23 ? 0.33 ? ? ? 0.50m3 kC A 0 (1 ? x A1 ) 2 1.04 ? 1.75 ? (1 ? 0.33) 2 (2) 第二台反应器由式(6-49)得VR 2 C A1 ? C A 2 ?2 ? ? Vh kC 2 2 A C A 0 (1 ? x A1 ) ? C A 0 (1 ? x A 2 ) x A 2 ? x A1 ? ? 2 2 kC A 0 (1 ? x A 2 ) kC A 0 (1 ? x A 2 ) 2VR 2?Vh (x A 2 ? x A1 ) 1.23 ? (0.5 ? 0.33) ? ? 2 2 kCA0 (1 ? x A 2 ) 1.04 ?1.75 ? (1 ? 0.5)两釜串联连续操作的反应器的总有效容积为? 0.46 m3VR ? VR1 ? VR 2 ? 0.50 ? 0.46 0.96m3 ＝ 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(1)夹套环形夹套 螺旋挡板夹套 带扰流喷嘴的环形夹套 半管螺旋夹套 夹套类型示意图 (2)内构件直管直管型的变形 盘管 D挡板 发夹型管 板式管组? 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 盘管和直管 直管型传热内件的三种变形 2、搅拌釜式反应器传热计算Q ? KA?TQ――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。 n 1 1 ?i 1 ? ?? ? K ?1 i ?1 ?i ? 2α1――被搅液体对传热面的传热系数， W/(m2? ； K) α2――热载体对传热面的传热系数， W/(m2? ； K) δi――第i层固体的厚度，m； λi――第i层固体的导热系数， W/(m? ； K) 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。 几种情况下传热计算（1）连续操作 1）两侧均为恒温时Q ? KA?T2）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。 （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 ? t1 ? KA ? ?? ln ?? T ? t2 ? m Cp ? ? ? t1 ? T ? KA ? ?? ln ?? t2 ? T ? m Cp ? ? ?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。 ? 前式推导过程：Q ? KA?Tm? ? m Cp ?t 2 ? t1 ? ln1?T ? t1 ? ? ?T ? t2 ? ? m C ?t ? t ? KA? p 2 1 T ?tT ? t2 ? ?? ? ?T ? t1 ? KA ? ln ?? T ? t 2 ? m Cp ? 2）当热载体在夹套进出口温差较大时T1 ? t1 ? wC ?? U ? 1 ? ?? ln ?? ?? T1 ? t2 ? m Cp ?? U ? ? ? t1 ? T1 ? wC ?? U ? 1 ? ?? ln ?? ?? t2 ? T1 ? m Cp ?? U ? ? ?T1――夹套进口温度，K； w――热载体的质量，kg；? KA ? U ? exp? ? ? wC ?C――热载体的热容，J/(kg? K)。 （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。 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 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。 管式反应器 管式反应器 管 式 裂 解 炉 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 Z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。 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。 dVRFA0 CA0FAFA+dFACAf,FAfxA0=0xArAxA+ dxAxAf0 流入量 = 流出量 + 反应量 + 累积量FA0(1- xA)＝FA FA0 (1- xA-dxA)＝FA+dFAFA ? FA ? dFA ? rAdVR ? dFA ? ?rAdVRFA0 (1 ? xA ) ? FA0 (1 ? xA ? dxA ) ? rAdVR ? FA0dxA ? rAdVRrAdVR FA0 dxA dVR ? rAx Af积分可得VR ? FA0?0dx A rA管式反应器设计基础方程式VR FA0 ?C ? ? Vh Vhx Af?0dx A ? C A0 rAx Af?0dx A rAτC管式反应器空间时间。等容时，其值与停留时间等。VR 反 应 器 的 有 效 容 积 反应器的有效容积 ?c ? ? ? Vh 进料体积流量 反 应 器 中 物 料 的 体 积量 流 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?rA ? kVR ?C ? ? C A0 Vhx Af?0dx A C A0 x Af ? rA k 一级反应rA ? kCA0 (1 ? x A )x AfVR ?C ? ? C A0 Vh二级反应?0dx A 1 1 ? ln kC A0 ?1 ? x A ? k 1 ? x Af2 rA ? kCA0 (1 ?x AfxA )2?CVR ? ? C A0 Vhx Af?0dxA 2 2 kCA0 ?1 ? x A ?1 ? kCA0?0x Af dxA ? 2 ?1 ? x A ? kCA0 ?1 ? x Af? 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＝1.23m3?h-1， ? CA0=1.75 kmol?m-3，k=1.04 m3?kmol-1?h-1，xAf=0.5。?VR x Af ?C ? ? Vh kC A 0 (1 ? x Af )Vh x Af 1.23 ? 0.5 VR ? ? ? 0.68 m3 kC A 0 (1 ? x Af ) 1.04 ? 1.75 ? (1 ? 0.5) 反应器有效容积的比较反应器类型 管式反应器 有效容积 0.68 有效容积比 1.00 1.41 1.99 1.90两釜串联连续反应器 0.96 单釜连续反应器 间歇釜式反应器 1.35 1.29数据来自例6-1～6-4，醋酸转化率50％ (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 ? 2 du?Re ?4Vh ? Vh ? d? ? 3600? Re ? 900? Re ??Vh ?4d u ? 3600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4VR L ? ?d 2 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Cl NO2 + 2NH3 NH22300CNO2 + NH4ClrA ? kCA C B?式中A―邻硝基氯苯，B―氨水。CA、CB的单位： kmol?m-3；k=1.188m3?kmol-1?h-1。进料量：氨水 0.48m3?h-1,浓度35%,?B=881kg?m-3;邻硝基氯苯 0.08m3?h-1,浓度99%,?A=1350kg?m-3。A和B的分子量 分别为157.6和17,反应物料?为0.15?10-3Pa?s。拟 采用?32?8mm的管子,xA=98%,试计算L。 解：(1) 计算?CrA ? kCA0 (1 ? x A )(C B0 ? 2C A0 x A )? C ? C A0?x Af?0dxA kC A 0 ?1 ? x A ??C B 0 ? 2C A 0 x A ?k ?2C A 01? ? ? ? dx 1 1? x ? ln ? C? ?? ?1 ? x ??B ? Ax? A ? B 1 ? A x ? ? B ? ?1 ? x Af ln ? C B 0 ? 1 ? 2C A 0 x Af CB0 由题知：C A0 CB 00.08?
? ? 1.2km ol? m ?3 157.6 ? ?0.48 ? 0.08? 0.48? 881? 0.35 ? ? 15.5km ol? m ?3 , 17 ? ?0.48 ? 0.08?x Af ? 0.98, k ? 1.188m 3 ? km ol?1 ? h ?11 1 ? 0.98 ?C ? ln ? 0.24h 1.188? ?2 ?1.2 ? 15.5? 1 ? 2 ?1.2 ? 0.98 15.5 (2) 计算管长L4VR 4Vh ? c 4 ? (0.48 ? 0.08) ? 0.24 L? ? ? ? 669 m ?d 2 ?d 2 3.14 ? (0.032 ? 0.016) 2(3) 校核Re 881? 0.48 ? 1350 ? 0.08 kg?m-3 ?? ? 950 0.48 ? 0.084Vh ? du? 4 ? (0.48 ? 0.08) ? 950 Re ? ? ? ? 3600?d? 3600 ? 3.14 ? (0.032 ? 0.016) ? 0.15 ? 10 ? 3 ? 7.8 ? 104 ? 4000反应器内的物料流型为湍流。 此反应器有无不足，怎样改进之？ 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? 反应器特性分析 流动模型概述BSTR1投料 一次加料(起始)PFR连续加料(入口)CSTR连续加料(入口)2年龄3寿命年龄相同(某时)寿命相同(中止)年龄相同(某处)寿命相同(出口)年龄不同寿命不同(出口)4返混无返混无返混返混极大 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物料衡算式?浓度分布联立求解热量衡算式温度分布 反应器容积动力学方程式 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) (1) 反应器中没有热量的积累。 反应过程中的物理变化热可忽略不计。??? ?为简化推导过程，还作如下假设： (2) 反应体系中无相变过程发生。 对如下微元作热量衡算QLdVRFA0 CA0Q1Q2CAf,FAfVh， xA0=0xAfQ1 ? Q2 ? QC ? QL ? 0QC?取0 ℃为热量衡算的基准温度Q1 ?' ' ' ' Ft M Cp T Q2的计算式为Q2 ? Ft MCPTQC ?rA dVR?A?HT r?FA0 dxA?A?HT rQL ? KS ?T ? TW ?得热量衡算式Ft?M ? PT ? ? Ft MCPT ? C? FA0 dxA?AT ?H r ? KS ?T ? TW ? ? 0 dVR内? Ft?M ?CP ? Ft MCP , T ? T ? ? dT,上式简化为 FA0 dxA?A?H ? KS ?T ? TW ? ? Ft MCP dTT rFA0 dxA 等温过程： ?H rT ? KS ?T ? TW ??A ?AFA0 dxA 绝热过程： ?H rT ? Ft MCP dT 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。?始态： F0 , x A0 , FA=FA0 (1-xA0 ) , T0 反 应绝热反应终态： Ft , x A , FA=FA0 (1-x A), T 升 温中间态： Ft , x A , FA=FA0 (1-x A), T0 反应所放出的热量全部用于物料升温（ΔH＝0），则 FA0 ? x A ? x A0 ? T0 ?H r ? Ft MCP ?T ? T0 ??AFA0 ?H rT0 ? x A ? x A0 ? ?T ? T0 ? ? A Ft MCP 若有：Ft ? F0，则 FA0 ?H y A0 ?H ? x A ? x A0 ? ? T ? T0 ? ? A F0 MCP ? A MCPT0 r T0 r? x A ? x A0 ?y A0 ?H rT0 令 ?? , 则 T ? T0 ? ? ?x A ? x A0 ? ? A MCP 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}
制药工程学课件第四章物料衡算
第四章? 第一节? 第二节 ? 第三节物料衡算概述物料衡算基本理论 物料衡算举例 4.1 概述? 4.1.1.物料衡算的重要性? 求出各种物料的数量和组成，设计由定性转入定量。 ? 设计中，物料衡算是最先进行的计算项目， 其结果是后续各单项设计的依据，物料衡 算结果的直接关系到整个工艺设计可靠程 度。 ? 4.1.2.物料衡算的依据 ? 工艺流程示意图以及为物料衡算收集的有 关资料。 4.1.3.物料衡算的作用将工艺流程示意图进一步深化，可绘制出物料 流程图。 ? 在物料衡算的基础上，可进行能量衡算、设备 的选型或工艺设计，以确定设备的容积、台数 和主要工艺尺寸、确定消耗定额、进行车间布 Z设计和管道设计。 ? 对已投产的设备、装Z、车间或工厂进行物料 衡算，以寻找薄弱环节，为改进生产、完善管 理提供可靠的依据 ? 可作为判断工程项目是否达到设计要求以及检 查原料利用率和三废处理完善程度的一种手段。? 4.1.4.物料衡算的类型按物质变化分为： ? 物理过程的物料衡算 ? 化学过程的物料衡算 ? 按操作方式分为： ? 连续过程的物料衡算 ? 间歇过程的物料衡算 ? 按衡算目的分为：?操作型――对已有设备或装Z进行衡算设计型――设计新的设备或装Z 4.2物料衡算的基本理论4.2.1物料平衡方程式 ? 理论基础是质量守恒定律。 ? 1.物理过程?G ? ?GIO? GA（4 ―1 ）?稳态过程，物料在体系内没有累积I O?G ? ?G（4 ― 2） 2.化学过程对i组分的物料衡算式?G ? ?G ? ?G ? ? GIi Pi OiRi? GAi（4 ― 3）?对于稳态过程?G ? ?GIiPi? ?GOi ? ?GRi（4 ― 4） 使用上述各式时要注意以下几点：?1）当无化学反应时，各式对总物料、各组分或元 素 均成立，物料单位可用千克，也可用摩尔。2）当有化学反应时,（4-3）和（4-4）式可对总物料、 各个组分列衡算式，单位既可用千克，也可用摩尔。 ? 3）无论有无化学反应，各式对各元素均可使用。单 位可用千克或摩尔。 ? 4）物理过程，优先对总物料列式，化学过程，优先 对组分列式。? 4.2.2?衡算基准1、时间基准 ? 对连续稳定流动体系，以单位时间作基准。该基准 可与生产规模直接联系 ? 对间歇过程，以处理一批物料的生产周期作基准。 ? 2、质量基准 ? 对于液、固系统 ，因其多为复杂混合物选择一定 质量的原料或产品作为计算基准 。 ? 若原料产品为单一化合物或组成已知，取物质量 （mol）作基准更方便。 3、体积基准? 对气体选用体积作基准。通常取标况下体积Nm3(Hm3)? 在进行物料衡算或热量衡算时，均须选择相应的衡算基准。合理地选择衡算基准，不仅可以简化计算过程，而且可以缩小计算误差 基准选取中几点说明：?（1）上面几种基准具体选哪种（有时几种共用） 视具体条件而定，难以硬性规定。（2）通常选择已知变量数最多的物料流股作 基准 较方便。 （3）取一定物料量作基准，相当于增加了一个已 知条件（当产物和原料的量均未知时，使隐条件明 朗化）。 （4）选取相对量较大的物流作基准，可减少计算 误差。??? 例题 丙烷充分燃烧时，通入的空气量为理论量 的125％，反应式为C3H8+5O2＝＝3CO2+4H2O问100mol 燃烧产物需要多少摩尔空气？解：画出物料流程示意图C3H8 1 空气 O221％, N279％ 2 3 燃烧过程 CO2 H2O O2 N2 （一）取1mol C3H8 为计算基准 完全燃烧所需氧的理论量 5mol实际供氧量供空气量1.25×5＝6.25mol6.25／0.21＝29.76mol烟道气中N2量烟道气中水量29.76×0.79＝23.51mol4mol烟道气中CO2量烟道气中氧量3mol6.25－5＝1.25mol 产生烟道气的量＝3+4+1.25+23.51 ＝31.76mol 100mol烟道气所需空气的量 100×29.76／31.76＝93.7mol （二）取1mol 空气为计算基准 1mol 空气为计算基准中氧量为0.21mol 燃烧丙烷耗氧量 0.21／1.25＝0.168 mol 燃烧丙烷的量 0.168／5＝0.0336mol 衡算结果列于下表： 输组分 C3H8 O2 N2 总计 摩尔 0. 0.79 1.0336入克 44 200 658 902输组分 CO2 H2O O2 N2 总计出摩尔 0.101 0.135 0.042 0.79 1.068 克 132 72 40 658 902 100mol烟道气所需空气的量:100／1.068＝ 93.6mol（三）取100mol烟道气为计算基准烟道气组成未知，气中各组分量及所需丙烯和空气量均未知。设：N――为烟道气中N2的量， M――为烟道气中O2的量， P――为烟道气中CO2的量， Q――为烟道气中H2O的量，A――入口空气的量，B――入口C3H8的量，mol。6个未知量，需列6个独立方程。对元素列平衡式： C元素平衡 H元素平衡 3B＝P 8B＝2Q O元素平衡2×0.21A＝2M+2P+QN元素平衡烟道气总量2×0.79A＝2NM+N+P+Q＝100过剩氧量0.21A×0.25／1.25＝M解上述6个方程的要求的结果。（过程略）由上例可知计算基准选取恰当与否，对计算难易影响。所以要重视计算基准选取。 4.2.3?衡算范围体系――为讨论一个过程，人为地圈定这个过程的 全部或一部分作为一个完整的研究对象，这个圈定 的部分叫体系。衡算范围可以是一台设备、一套装Z、一个工段、 一个车间、一个工厂等。 ? 环境―― 体系以外的部分叫环境。 ? 边界――体系与环境的分界线（人为地圈定）。 ? 衡算中只涉及通过（进出）边界的物料流股。其余 可不考虑。? 4.2.4?物料衡算的方法和步骤(1) 明确衡算目的 ? 如通过物料衡算确定生产能力、纯度、收率等数据。 ? (2) 绘出物料流程示意图，划定衡算范围 ? 画流程简图步骤及要点如下： ? 1）流程简图中的设备可用方框表示; ? 2）用线条和箭头表示物料流股的途径和流向； ? 3）标出流股的已知变量（流量、组成等） ? 4）未知量用符号表示。 ? 根据已知量和未知量划定体系，应特别注意尽量利 用已知条件，要求的未知量要通过体系边界，且应 使通过边界的物料流股的未知项尽量少。 (3) 写出所有化学反应方程式。 ? 包括所有主副反应，且为配平后的，将各反应的选 择性、收率注明。 ? (4) 收集与物料衡算有关的计算数据 ? 规模和年生产日；原辅材料、中间体及产品的规格 ；有关的定额和消耗指标；有关的物理化学常数， 如密度、蒸气压、相平衡常数等。?实验、中试或生产装置测定获取数据的途径手册或专业书籍查取估算注意所得数据的单位要统一。 ??(5)选定衡算基准。计算中要将基准交代清楚，过程中基准变换时，要加以说明。? ?(6)列出物料平衡方程式，进行物料衡算。无化学反应体系，按：（4-1）、（4-2）（连续 稳定过程）式 有化学反应体系，按：（4-3）、（4-4）（稳定 过程）式。 要求所列独立方程式的数目=未知数的数目?? (7)组分编制物料平衡表。输入kg/h w% kmol/h y% kg/h w%输出kmol/h y%AB C 总计?由计算结果查核计算正确性，必要时说明误差范围(8)必要时画出物料衡算图（过程复杂时） 4.3?物料衡算举例4.3.1 物理过程的物料衡算 ? 1.简单物理过程的物料衡算?例4-1硝化混酸配制过程的物料衡算。已知混酸组成为H2SO4 46%(质量百分比，下同)、HNO3 46%、 H2O 8%，配制混酸用的原料为92.5%的工业硫酸、 98%的硝酸及含H2SO4 69%的硝化废酸。试通过物料 衡算确定配制1000kg混酸时各原料的用量。为简 化计算，设原料中除水外的其它杂质可忽略不计。 解：混酸配制过程可在搅拌釜中进行。以搅拌釜为衡 算范围，绘出混酸配制过程的物料衡算示意图。图 G 中 G H2SO4 为92.5%的硫酸用量， HNO3 为98%的硝酸用 G 量， 废 为含69%硫酸的废酸用量。G H 2SO 4G HNO 3G废混酸配制 搅 拌 釜硝化混酸 1000kg图4-1混酸配制过程物料衡算示意图 解：取设备为衡算体系，1000千克混酸为计算基准?对HNO3进行物料衡算得?? ? ? ?0.98 G硝酸= 0.46?1000对H2SO4进行物料衡算得 0.925 G硫酸+ 0.69G废酸=0.46?1000 对H2O进行物料衡算得 (b)(a)0.02G硝酸+0.075G硫酸+0.31G废酸=0.08?1000 混酸配制过程的物料平衡表(略）(c)??解得：G硝酸=469kg, G硫酸=399.5kg, G废酸=131.1kg 例 4-2 一种废酸，组成为23％(w%) HNO3，57％H2SO4和20％H2O，加入93％的H2SO4及90％ 的HNO3，要求混合成 27％HNO3，60％H2SO4的混合酸， 计算所需废酸及加入浓酸的量。? 解：（1）画出流程简图 z kg HNO3 0.90 H2O 0.10 混合过程 废酸 xkg HNO3 0.23 H2SO4 0.57 H2O 0.20y kg H2SO4 0.93 H2O 0.07混合酸 HNO3 0.27 H2SO4 0.60 H2O 0.13 ?（2）选择计算基准4个物流均可选，选取100kg混酸为基准。? ? ? ? ?（3）列物料衡算式 总物料衡算式 x+y+z=100H2SO4的衡算式 0.57x+0.93y=100??0.6=60 HNO3的衡算式 0.23x+0.90z=100х0.27=27解方程得： x=41.8 y=39 z=19.2kg 注意几个问题：?（1）无化学反应的体系，可列出独立的物料衡算式 数目至多等于体系中输入和输出的化学组分数目。如 未知数的数目大于组分数目，需找另外关系列方程，否则无法求解。?（2）首先列出含未知量最少的衡算方程，以便求解?（3）若进出体系的物料流股很多，则将流股编号，列表表示已知量和组成。 ?例4-3 拟用连续精馏塔分离苯和甲苯混合液。已知 混合液的进料流量为200kmol?h-1，其中含苯0.4(摩 尔分率，下同)，其余为甲苯。若规定塔底釜液中苯 的含量不高于0.01，塔顶馏出液中苯的回收率不低 于98.5%，试通过物料衡算确定塔顶馏出液、塔釜釜 液的流量及组成，以摩尔流量和摩尔分率表示。 ? 解：以连续精馏塔为D, xD衡算范围,绘出物料衡 算示意图。图中F为混 合液的进料流量,D为 塔顶馏出液的流量,W 为塔底釜液的流量,x 为苯的摩尔分率。 ? 图中共有3股物料，3 个未知数，需列出3个 独立方程。F=200kmol.?h-1 xF=0.4精 馏 塔W, xW=0.01 图4-2 苯和甲苯混合液精馏 过程物料衡算 ?? ? ? ? ? ?对全塔进行总物料衡算得D+W=200 (a)对苯进行物料衡算得DxD +0.01W =200?0.4 (b)由塔顶馏出液中苯的回收率得DxD =200?0.4 ?0.985 (c)联解式(a)、(b)和(c)得D=80kmol?h-1，W=120 kmol?h-1，xD=0.985 2. 有多个设备过程的物料衡算 ? 多个设备过程的物料衡算，可以分成多个衡算体系。 ? 在体系画定中应注意要想法利用已知条件，尽量减 少所定体系的未知数的数目。做到由简到繁，由易 到难。 xq1 xf1 xp1 xw1 ? 如图 xg1 xq2 xp2 F xf2 xw2 P xg2 Q xq3 xf3 xp3 xw3 Gx W g3 设备1 设备2 可划分为三个体系，进出物流均含3个组分，则每 个体系可写出3+1个衡算方程，其中3个是独立的， 3个体系方程式的数目为3×3个，但其中独立的方 程式为3×2个。 要注意： ? （1）对多个设备过程，并非每个体系写出的所有 方程式都是独立的； ? （2）对各个体系独立物料衡算式数目之和&对总过 程独立的物料衡算式数目。 过程独立方程式数目最多=组分数×设备数 ? 过程由M个设备组成，有C个组分时则最多可能列 出的独立物料衡算式的数目 = MC个。?当有的体系组分数&C时，数目减少； 最多 当未对每个设备列物料衡算式时，数目减少 原则：先易后难，先简后繁。 ?例.下图为具有两个设备的连续稳定过程，图中虚 线表示能建立平衡关系的系统边界，试求出图中的 全部未知量及组成。C 200g/s 475g/s A x3g/g B y3g/g C 1-x3-y3g/g Q3 g/s A 0.012g/g B 0.565g/g C 0.423g/g800g/s A0.2g/g B0.8g/g A 100g/s设备1设备2Q1 g/s A x1 g/g B 1-x1 g/gQ2 g/s A x2 g/g B y2 g/g C 1-x2-y2 g/g 解 ：（1）现对设备1作衡算，取1S作计算基准总物料 800＝Q1+100 得Q1=700g/S ? 对A作衡算 800×0.2＝100+Q1x1 800? 0.2 ? 100 x1 ? ? 0.0857g g 700 y1 ? 1 ? 0.0857 ? 0.9143g g?（2）对节点作衡算 ? 总物料 Q2＝Q1+200?得Q2=900g/S 对A作衡算Q1x1 ＝Q2x2700? 0.0857 x2 ? ? 0.06667g g 900 700? 0.9143 y2 ? ? 0.71112g g 900 z 2 ? 1 ? 0.012? 0.22221g g（3）现对设备2作衡算 ? 总物料 Q2＝Q3+475 得Q3=425 g/S ? 对A作衡算 Q2x2＝475x3+0.012Q3 ? 对B作衡算 Q2y2＝475y3+0.565Q3 ? 联立求解得:x3=0.1156，y3= 0.8418，z3 =0.0426。 例.一连续稳定的精馏系统如图所示,每个物流含有两 个组分A和B,.试计算F3、F5、F7的流率和组成。F2＝40kmol/hx2,A=0.9 F6＝30kmol/h x6,A=0.6x2,B=0.1 x6,B=0.4 F3 F5 精馏塔II 精馏塔I E F7 F1＝100kmol/h F4＝30kmol/h x1,A=0.5 x =0.34,Ax1,B=0.5x4,B=0.7 以精馏塔I作为衡算体系：?对总物料列衡算式 对组分A列式F1＝F2+F3??F3＝F1－F2＝100－40＝60mol/hF1x1,A＝F2x2,A+F3x3,Ax 3,A ??F1x1,A ? F2 x 2,A F3? 0.2333X3,B=0.7667 以节点E作为衡算体系：? 对总物料列衡算式 ? F5＝F3＋F4＝60＋30＝90mol/h? 对组分A列式? F5x5,A＝F3x3,A+F4x4,Ax 5, A ?F3 x 3,A ? F4 x 4,A F5? 0.2556? X5,B=0.7444 以精馏塔II作为衡算体系 对总物料列衡算式 F5＝F6+F7 ? F7＝F5-F6＝90－30＝60mol/h ? 对组分A列式 F5x5,A＝F6x6,A+F7x7,A?x 7,A ??F5 x 5,A ? F6 x 6,A F7? 0.0833X7,B=0.9167 ? 可否不利用结点E作衡算体系完成此计算，同学自 己完成。 ? 可否列出所有方程然后求解之，相比前面做法各 有何利弊 4.3.2. 化学过程的物料衡算1.反应转化率、选择性及收率 ? （1）限制反应物?――化学反应原料不按化学计量比配料时，以 ? 最小化学计量数存在的反应物。 ? （2）过量反应物 ? ――反应物的量超过限制反应物完全反应所需的理 论量的，该反应物叫过量反应物。? 注意 ? （1）按化学计量数最小而非绝对量最小； ? （2）当体系有几个反应时，按主反应计量关系考虑；?（3）计算过量反应物的理论量时，限制反应物必须完 全反应（无论实际情况如何，按转化率100%计。) ? （3）过量百分数 ? ――过量反应物超过限制反应物完全反应所需理论量Nt 的部分占所需理论量的百分数。?N e ? Nt 过量百分数＝ ?100% Nt （4）转化率x ――某反应物反应掉的量占其输入量的百分数。 ? 反应：aA+bB → cC +dD?NA1反应体系NA2N A1 ? N A2 XA ? ? 100% N A1 ? 注意：1）要注明是指那种反应物的转化率 ； ? 2）反应掉的量应包括主副反应消耗的原料之和； ? 3）若未指明是那种反应物的转化率，则常指限制 反应物的转化率。 ? 限制反应物的转化率也叫反应完全程度。?限制反应物的反应量 反应完全程度= 限制反应物的输入量 （5）选择性 ??――生成目的产物所消耗的某原料量占该原料反应量的百分数。?若有反应 ：aA → dDa ND ? 生成目的产物所耗原料 量 d ?100% ?? ? 该原料的反应量 N A1 ? N A 2 （6）收率Y?――生成目的产物所消耗的某原料量占该原料 通入量的百分数。生成目的产物所耗某原 料的量 YD ? ? 100% 该原料的通入量 a ND ? d ? 100% ? N A1目的产物的质量 ?100% 质量收率： YW ? 通入的某原料的质量 转化率选择性和收率的关系y ? x?（7）总收率?产品生产有多个工序完成时，总收率等于各工 序收率之积。yT ? ? yii ?1 n注意不能有遗漏及重复考虑。 （8）单程转化率和总转化率 循环过程的物料衡算 ? 如下循环物料――加到进料中循环使用的部分物料 （产物）。 ? 过程流程示意图如下?新鲜 原料 F MF循环物料R反 应 器RP分 离 器产品P 以反应器为体系得单程转化率x单， MF RP NA ? NA x单 ? ?100% MF NA?以整个过程为体系得总转化率x总，F S NA ? NA x总 ? ?100% F NA当体系中仅有一个反应器，则系统内反应掉的A的 量与反应器内反应掉的A的量相同。x单.NMF A? x总. NF A此关系在物料衡算中可利用之。采用循环提高原料 总转化率。 例题 苯与丙烯反应生产异丙苯，丙烯转化率为84％， 温度为523K、压力1.722MPa、苯与丙烯的摩尔比为5。 原料苯中含有5％的甲苯，假定不考虑甲苯的反应，计 算产物的组成。?解：画出流程简图 F2F3反 应 系 统?下标1，2，3，4分别表示丙烯、苯、x2,2 x2,3F4 x4,2 x4，3 x4,4甲苯和异丙苯F1 选定体系如图，基准为原料苯F2＝100kmol/h，由题意 知：原料丙烯F1＝20kmol/h。过程中化学反应式 ? C6H6+C3H6→C6H5C3H7?? ?衡算式：输入的+生成的＝输出的+反应掉的对丙烯列衡算式：F1＝F3 +反应的丙烯 ? F3=F1(1－84％）＝20×0.16＝3.2kmol/h ? 对苯列衡算式：F2x2,2＝F4x4,2 +反应的苯 ? F4x4,2=F2x2,2－84％F1＝100×95％－84％×20 ＝78.2kmol/h 对异丙苯列衡算式： ? F2x2,4+生成的异丙苯＝F4x4,4 ? F4x4,4 ＝F2x2,4+ 84％F1＝0+16.8＝16.8kmol/h ? 对甲苯列衡算式： ? F4x4,3＝ F2x2,2＝100×5％＝5kmol/h ? 浓度限制关系 ? x4.2+x4.3+x4.4=1 ? F4x4,2＝78.2kmol/h , ? F4x4,4 ＝16.8kmol/h, ? F4x4,3＝5kmol/h? F4＝ 78.2kmol/h +16.8kmol/h+5kmol/h＝ 100kmol/h ? x4,2＝78.2% , ? x4,4 ＝16.8%， ? x4,3＝5% 。? ? 此题还有无更简便的方法？ 2、一般反应过程的物料衡算? ?（1）直接求算法 (由化学计量关系计算物流组成) 直接由初始反应物组成计算反应产物组成,或由产物组成去反算所要求的原料组成,从而完成物料衡算。?例题 乙烷与氧气混合得到含80％乙烷和20％氧的混合物，然后再在200％的空气过量分数下燃烧， 结果有80％的乙烷变为CO2，10％变为CO，10％未燃 烧，计算废气组成 解：据题意，送入的氧应为C2H6完全燃烧所需氧量的3 倍，画出过程示意图nC2H6=80kmol nO2=20kmol废气n? 燃烧系统 n空气,O2,N2?n?CO2 n?CO n?H2O n?C2H6 n?O2 n?N2取80kmol进料乙烷为计算基准?过程中发生的化学反应为：C2 H 6 C2 H 6 7 ? O2 ? 2CO2 ? 3 H 2 O 2 5 ? O2 ? 2CO ? 3 H 2 O 2 C2H6的理论需氧量 nt=80×3.5=280kmol ? 实际用氧量＝3×280＝840kmol ? 应由空气供入的氧量＝840－20＝820kmol ? 由空气带入的氮量＝820×79／21＝3085kmol?衡算式：输入的+生成的＝输出的+反应掉的 ? 废气中CO2的量n?CO2=80×0.8×2=128kmol ? 废气中CO的量n?CO=80×0.1×2=16kmol ? 废气中H2O的量n?H2O=80×0.9×3=216kmol ? 废气中C2H6的量n?C2H6=80×(1-0.9)=8kmol ? 废气中N2的量n?N2=3085kmol ? 废气中O2的量n?O2=840－80×0.8×3.5－ 80×0.1×2.5=596kmol? ? ? ? ? ? ? ?废气n?=n?CO2+n?CO+n?H2O+n?C2H6+n?O2+n?N2 =128+16+216+8+596+kmol 由上数据求湿基废气组成 CO2 3.16％，CO 0.40％，H2O 5.33％，O2 14.72％，N2 76.19％，C2H6 0.20％。分析： （1）由于输出方的组分摩尔分数均未知，使用组分摩尔数 作为未知变量计算要比使用组分摩尔分数更为简便。 （2）反应物中C2H6是限制反应物，故进入的氧应该是C2H6完 全燃烧所需理论氧量的3倍。??（3）在产物中有O2和C2H6(未转化的)存在，这是空气过量分 数过大的结果 （2）元素衡算反应过程物料衡算，如知化学计量式，使用物流中 各个组分衡算比较方便，但反应前后的摩尔衡算和 总摩尔衡算一般不满足守恒关系。总质量衡算在反 应前后虽可保持守恒，但不同组分的质量在反应前 后又是变化的。进行元素衡算时，由于元素在反应 过程中具有不变性，用元素的摩尔数或质量进行衡 算都能保持守恒关系，且计算形式比较简单，校核 较方便，尤其对反应过程比较复杂，组分间计量关 系难以确定的情况，多用此法。 ? 输入某元素的量=输出同元素量? 例题：三氯苯可作干洗剂，由苯氯化制取，由于连串 反应会同时生成各种取代物： C6H6＋Cl2 → C6H5Cl+HCl （a） C6H5Cl＋Cl2 → C6H4Cl2+HCl （b） C6H4Cl2＋Cl2 → C6H3Cl3+HCl （c） C6H3Cl3＋Cl2 → C6H2Cl4+HCl （d） 进料氯气与苯的摩尔比为3.6：1，反应后的Cl2和HCl 呈气相逸出，得到液相组成为C6H61％， C6H5Cl 7％， C6H4Cl212％， C6H4Cl375％， C6H2Cl45％,苯的投料量 为1000mol/h。求液相产物与气相产物的排出量， mol/h。 解：过程示意图及物流标注如图nC6H6=1000mol/h氯化反应器nCl2=3600mol/h 液相 n?1气相n? n?HCl,n?Cl2,xC6H6=0.01 xC6H5Cl=0.07 xC6H4Cl2=0.12 xC6H3Cl3=0.75 xC6H2Cl4=0.05?系统有C、H、Cl三个元素，可列三个元素衡算式 C衡算 6nC6H6=n?1(6x?1，C6H6+6x?1，C6H5Cl+6x?1， C6H4Cl2+6x?1，C6H3Cl3+6x?1，C6H2Cl4) ? 所以 n?1=nC6H6=1000mol/h ? H衡算 6nC6H6=n?HCl+n?1(6x?1，C6H6+5x?1，C6H5Cl +4x?1，C6H4Cl2+3x?1 ，C6H3Cl3+2x?1，C6H2Cl4) ? 6000=n?HCl+3240 ? 所以 n?HCl=2760mol/h ? Cl 衡算 2 nCl2=n?HCl+2n?Cl2+n?1(x?1，C6H5Cl +2x?1，C6H4Cl2+3x?1，C6H3Cl3+4x?1，C6H2Cl4) ? n?Cl2+ ? 所以 n?Cl2=80=840mol/h? 利用元素衡算和利用组分衡算方法选择的原则：?（1）组分衡算式的各项与反应进度有关，若已知 独立反应的反应进度或转化率等进程变量,使用组 分衡算比较方便 （2）元素衡算式各项均与组分变化量有关，如组 分在反应前后的变化量已知，则用元素衡算求未知 物流量较方便。 （3）若只知进出物料的组成或量，而发生的具体 反应不知，这时用元素衡算方便，该法仅与组分有 关，与具体反应无关。?? ?（4）对多单元系统，逐个单元进行元素衡算反而烦琐，常采用组分衡算，但对总系统使用元素衡算可以不考虑系统内部组分的种种变化，却有方便之处。灵活地将元素衡算和组分衡算结合起来，常可简化计算?（5）燃料燃烧过程中，若给出燃料的元素分析和产物的组成分析，使用元素衡算较宜。 （3）利用联系物作衡算?联系物――随物料输入体系，但完全不参加反应, 又随物料从体系输出的组分，在整个反应过程中， 它的数量不变。 写出形式简单，只包括两个物料的物料平衡式：?FxFT ? PxPT或F xPT ? P xFT上式中参数适用单位 ？ 选择联系物，先分析：什么组分以固定的量和形 态未经变化的由一个物料到另一个物料中去。未经变 化，反应不行，固定的量，有损失不可。?某个元素 或某个不变的基团也可作联系组分。选择联系物时应注意： ? （1）当体系中有多个惰性组分时，可用其总量作 联系物； ? （2）当惰性组分量很少时，且分析误差大时，该 组分不宜作联系物。此时将引入大的计算误差。? 例题.乙烷与空气在炉子里完全燃烧，反应式 C2H6 + 3.5O2 ? 2CO2 + 3H2O 经分析知烟道气的干基组成（mol%）为：N2，85%；CO2， 10.1%；O2，4.9% 。试求进料中空气与乙烷的摩尔比。?解：画出物料流程图F乙烷燃 烧 炉A空气 N2 79％ O2 21％P烟道气 N2 85％ CO2 10.1％ O2 4.9％ ??取100kmol/h干基烟道气为计算基准利用N2为联系物，79%A＝85%P A＝107.59kmol/h ? 对碳元素作衡算: ? 10.1%P=2F ? 所以 F＝5.05kmol/h?? ?A/F=107.59/5.05=21.2 能否用其它方法求之？ 例题：进行某种燃料完全燃烧实验以确定适宜的空 气过量百分数和生成的烟道气体积。燃料分析含C 88%，H 12%（质量百分数），由于缺少流量测量装 Z，只知烟道气分析结果为：CO2 12%；O23.6%； N283%（干基体积百分数）。 ? 解：1、分析题意并画出过程示意图WC ? 88% WH ? 12%水汽 Wkmol燃烧过程yCO2 ? 1 3.4% yO2 ? 3.6% y N 2 ? 8 3%原料G空气 Akmol干烟道气F 讨论： ? （1）各物流量均未知，但组成分析已知。?(2) 实验结果为完全燃烧，故烟道气中必含水蒸汽， 其完全由燃料转化而来；已知烟道气干基组成，将水 蒸气和烟道气分成两股物流计算 更方便。 (3) N2是由空气带入的不变组分，可作为联系组分。? ?(4) 原料结构不明，应使用元素衡算，因C和H元素各 自完整地转移到烟道气和水蒸气中，它们也可作为联 系组分 ? （5）元素衡算可用质量单位，但本例物流多为气相， 给出的是摩尔组成，故采用摩尔计算略为简便。 2、计算?基 准 F=100kmol 干 烟 道 气 为 基 准 。 （ 可 否 取 可 取 100kg燃料或100kmol 空气为基准）?查得C和H千摩尔质量分别为12.01kg/kmol和 1.008kg/kmol。由联系物N2求空气量AA ? 0.79 ? F ? 0.83A ? 105 .1kmolG ? 182 .9kg由联系物C衡算求燃料量G G ? 0.88 ? F ? 0.134 ， 12.01 由氧衡算求水量W ，反应： C+O2 → CO2；2H+0.5O2 →?H 2O空气中氧的量=干烟道气中的氧的量+CO2中氧量 +水汽中氧的量 W A ? 0.21 ? F (0.134? 0.036) ? 2 解得 : W ? 10.14km ol利用联系物H衡算水汽量更简便 G ? 12 % W ? ? 10 .89 kmol 2 ? 1.008两W间误差达7%，显然非舍入误差。 计算空气过量百分数先计算理论空气量At1 ? 182.9 ? 0.88 182.9 ? 0.12 ? At ? ? ? ? 89.74km ol ?? 12.01 1.008? 4 ? 0.21 ? 空气过量百分数??A ? At 105.1 ? 89.74 ? 100% ? ? 100% ? 17.1% At 89.74本例中空气过量百分数也可由干基烟道气实测 O2%计算剩余O2的量 ?? ? 100% 进入O2的量 ? 剩余O2的量 100? 3.6% ? ? 100% ? 19.5% 105.1? 21% ? 100? 3.6% 3、计算结果分析 （1） 利用联系物常可立即求得某些物流量或组 成，从而简化计算 ? （2） 校核结果有较大误差，主要是物料组成的 分析误差所致。因此，利用联系组分衡算，从组 成求物流量时，组成分析数据必须力求准确 ? （3）通常因元素分析结果要比目前工业烟道气组 成分析（使用奥氏气体分析仪）准确。因此，采 用H衡算得水汽量要比由O2衡算的结果更可靠（O2 衡算时还涉及两个大数相减，会进一步增加误 差）。所以，空气过量百分数由计算At得出的数 值更可靠? 3、有平衡反应过程的物料衡算?有平衡反应过程的物料衡算，除了需建 立物料或元素衡算式外，常常还需要利 用反应平衡关系来计算产物的平衡组成。 4.3.3具有循环、排放及旁路过程的物料衡算1、循环过程的物料衡算 ? 如下循环物料――加到进料中循环使用的部分物料 （产物）。 ? 过程流程示意图如下?新鲜 原料 F MF循环物料R反 应 器RP分 离 器产品P 循环过程的物料衡算求解方法有二： （1）试差法 ? 先估计一循环量，计算至回流的那一点，将计算值 与估算值比较，并重新假定一估计值，直至估计值 与计算值在一定误差范围内。 ? （2）代数求解法 ? 列物料衡算式，联立求解求R ? 一般对于仅有一个或两个循环物流的简单情况，只 要计算基准及体系边界选取得当，可简化计算。 ? 通常衡算时，先对总体系进行衡算（可不考虑循环 物料）再对循环体系列式求解。? 应特别注意：?衡算中讨论的是定常过程 ，由于发生反应、分离、分割、循环和混合，各流股的量和组成可能彼此不同，但均不会随时间而变化，也不会在各个单元 中发生积累；进入和离开总系统的物料在质量上必 然保持守恒，不因循环回去一部分而使系统的出料 小于进料；在系统进出料间的摩尔数的改变（化学反应而致）应当符合化学计量关系。 2、有循环和排放过程的物料衡算排放物料――为去掉积累的惰性物质或循环物料中产 生的其它不需要的成分而放掉的部分物料。 ? 防止杂质、副产物积累，排杂质出系统的两种方法： ? （1）杂质、副产物与主产物一块出系统 ? （2）杂质、副产物被排放物料带出（常用） R?F AMF 反应器RP 分离器S BWP 列物料衡算式求解?总系统物料衡算式 （4-4式）（1）?? ? ?反应器物料衡算式 （4-4式）分离器物料衡算式 （4-2式） RP=S+P 对结点A作衡算 （4-2式） F+R=MF（2）（3） （4）对结点B作衡算 （4-2式） S=W+R （5） ? 还可利用联系物T对（反应器）MF和RP衡算MFyMF ,T ? RPyRP,T 若产物P中不含惰性物质T，利用T对系统作衡算FyF ,T ? WyW ,T注意几点： ? 1）结点A和B，哪类更有用？（分支点，汇集点） ? 2）已知x总，先对总体系衡算；已知x单，先对反 应器衡算。? 例题 苯直接加氢转化为环己烷，如下图，输入过程的 苯转化率为95％，进入反应器的物流的组成为80％H2 和20％的苯（mol%)。产物中环己烷为100kmol/h，产 物中含3％的氢。试计算（1）产物物流的组成；（2） 苯和氢的进料速率；（3）氢的循环速率。新鲜H2 F2 F3 F1 纯 苯 反应器 A H280％，苯20％ 冷凝器 B R循环H2 F4 环己烷 100kmol/h H23% 解：取产物物流中环己烷为100kmol／h作计算基准?取整个过程为衡算体系，对苯列衡算式F1－95％F1＝F4x4,苯 ? 因过程中无副反应，反应的苯与生成的环己烷摩尔 数相等?100 F1 ? ? 105 .26 kmol / h 95 %F4中苯＝105.26（1-95％）＝5.26kmol/h X4，环己烷＝（100／105.26）×97％＝92.15％ X4，苯＝（5.26／105.26）×97％＝4.85％ X4，H2＝3％? ? ? ? ? ?F4＝100／92.15％＝108.52kmol/h （2）苯和氢的进料速率苯进料速率F1＝F1×95％+F4×4.85％＝105.26kmol/h氢进料速率（节点A作为衡算对象）F2＝3F1×95％+F4×3％＝303.26kmol/h （3）H2的循环速率R??以节点B作为衡算对象F2+R=F3×80％105.26? 80% R ? 80%F3 ? F2 ? ? 303.26 20% ? 117.78kmol/ h例题 例题 由CO和H2合成甲醇的反应式已知为CO ? 2H 2 ? CH 3OH若原料气中含有少量杂质CH4，其组成（mol%) 为：H267.3%,CO32.5%,CH40.2％。已知反应器中CO 的单程转化率xCO＝18％，反应器出口物料在分离 器中冷凝出全部甲醇，未反应的原料气循环使用， 为维持循环气中CH4含量不大于3％，在分离器后 要排放一部分气体。试计算对100kmol 原料气的 甲醇产量、排放气量和循环气量。若要求循环气 中CH4含量不大于1％，则这些值将如何变化？ 解：根据题意进行分析并画出流程示意图?（1）本过程属于带循环和排放过程的反应系统；?（2）为简化计算，忽略生成甲烷反应，将甲烷看 为惰性气体；（3）分离器分出全部甲醇，故出口气不含甲醇； （4）分离器出口气体分为排放气和循环气两股， 相当于一个分割单元，气体组成应相同；? ???（5）循环气与原料气混合处相当于混合单元；（6）本例可用组分衡算或元素衡算求解，由于已 知CO转化率，按组分衡算较为方便； （7）全过程有4个单元、7股物流、4个组分如流程示 意图,下标1、2、3和4分别为氢、CO、CH4和甲醇。新鲜原 料气 n2 反应器混合 单元n3 分离器 y3,1 y3,2 y3,3 y3,4 n4 分割 单元甲醇npn1=100kmol y1,1=67.3% y1,2=32.5% y1,3=0.2%y2,1 y2,2 y2,3循环气n5y5,1 y5,2 y5,3y4,1 y4,2 y4,3y6,1 y6,2 y6,3排放气n6 2、计算?先以整个系统作为衡算体系CH4衡算：CH4是惰性组分，可作为联系物直接计算 n6kmol,n1 y1,3 ? n6 y6,3 ??? (1)H2衡算：100? 0.2% n6 ? ? 6.667km ol 3% n1 y1,1 ? 2n p ? n6 y6,1100? 0.673? 2n p ? 6.667y6,1 6.667y6,1 ? 2n p ? 67.3?? (2) CO衡算100? 0.325? n p ? 6.667?1 ? y6,1 ? 0.03? n p ? 6.667y6,1 ? 26.033??? (3)?n1 y1, 2 ? n p ? n6 y6, 2联立（1）、（2）、（3）求解得：n p ? 31.11km ol y6,1 ? 76.17% y6, 2 ? 1 ? 76.17% ? 3% ? 20.38% 对混合单元作衡算 因为CO的单程转化率为18％，则有：n2 y2, 2 ? n1 y1, 2 ? n6 y6, 2 18% 100? 0.325? 6.667? 0.2038 ? ? 173.007km ol 0.18对CO列衡算式 n1y1,2+n5y5,2=n2y2,2 ? 由分割单元知： ? y4,1＝y5,1=y6,1＝76.17％ ? 4,2＝y5,2=y6,2＝20.83％， ? y4,3＝y5,3=y6,3＝3％。? n5 ?n2 y2, 2 ? n1 y1, 2 y5, 2173 007 ? 32.5 . ? ? 674 542km ol . 0.2083? ? ? ?n2=n1+n5=100+674.542=774.542kmol 解得：y2,2=22.34%, y2,1=75.02%, y2,3=2.64%, n4=n5+n6=674.542+6.667=681.209kmol 当循环气中CH4含量降为1％，计算得： np=26.67kmol,n6=20kmol,n5=396.5kmol. 3、具有旁路过程的物料衡算在工艺过程中的旁路调节物流，出现物流的分支点 和汇集点（即结点）。利用结点进行衡算可使计算 简化。 ? 例题某工厂用烃类气体转化合成气生产甲醇。要求 合成气量为2321HM3/h，CO：H2=1：2.4（mol）。转 化气中含CO43.12%（mol%），H2 54.20%，不符合要 求，为此需将部分转化气送至CO变换反应器，变换 后气体含CO8.76%，H2 89.75%（mol%） ，气体体积 减小2%，用此变换气去调节转化气，求转化气和变 换气各应多少？? 解：画出物料流程示意图SF 转化气 CO变 换过程CO2CO 8.76% H2 89.75%CO2 脱 SP 除 过 程合成气 b MPFaBH 254.20% CO 43.21%?2321HM3/h CO：H2=1：2.4F在a点分流，SP与B在b点合并，在结点无化学反应 及体积变化。利用之进行衡算。 1）可否由MP求F ? 过程有体积变化 MP组成未知，未知数多方程式少 ? 2）可否由a点衡算 ? F、SF、B均未知，且组成相同（仅有一个总衡算 式 ） ? 3）由结点b 衡算 ? 总物料衡算式 SP+B=MP=2321 （1） ? 对CO列物料衡算式 ? 43.21%B+8.76%SP=2321yCO （2） ? 对H2列物料衡算式 ? 54.20%B+89.75%SP=2321yH2 （3） ? 利用题给限制条件 ? yCO：yH2=1：2.4 （4） 联立求解得：B=1352HM3/hSP=969 HM3/hSF=989 HM3/h F=2341 HM3/h a和b两类结点哪种更有用? ? 汇集点较分流点更有用？? 多单元过程物料衡算注意下几点有利于简化计算?1、如果未给出物流量，可选用一个合适的物流作计算基准，可以减少一个未知数；?2、观察可否合并一些单元，合并某些物流或合并某些变量减少未知数，如有时将两变量的乘积看成一个变量可简化计算；?3.要注意反应器的单程转化率常常不等于总体系的 转化率，在衡算时要加以注意； ?4、过程和 排放物料的系统，要注意这里计算的是稳 定连续过程，而不是操作变化中的循环过程，因此总体系和反应器进出物料及循环气量和组成都不随时间而变，不发生积累，在过程中会有混合点 、分离器和分割点，应作为计算单位考虑，还要注 意新鲜气和反应器进料的区别，x单和x总的区别；?5、衡算中物流中的联系物要尽可能加以利用，要 从含一个未知量的方程开始解题，以尽量实现顺序 求解，避免联立求解 。 习题一 原料A与B进行下列反应 2A+5B → 3C+6D 若新鲜原料中A过剩20％，B的单程转化率为60％，总 转化率为90％，。反应器出来的产物混合物进分离器 分离出产物C与D，剩下的未反应的A与B，一部分排放， 其余循环返回反应器，流程如下：原 料 F A、B MF R反应器分离器产品：C、DW，A、B求（1）循环气R的摩尔组成； （2）排放气W与循环气R的摩尔比； （3）循环气R与进反应器原料MF的摩尔比。 解：（1）取整个过程作为衡算体系，设B的加入 量为100mol。?则A的加入量为100／5×2×120％＝48mol?由x总＝90％知，系统内反应的B量为：100×90％＝90mol??系统内反应的A量为：90×2／5＝36mol对于B 输入的B－反应的B＝输出的B?W中B的量＝100－90＝10mol 对于A??输入的A－反应的A＝输出的AW中A的量＝48－36＝12molR组成（与W同）：yA ?nW , A nW , A ? nW , B12 ? ? 54.5% 12 ? 10nB 10 yB ? ? ? 45.5% nW , A ? nW , B 12 ? 10 (2)以节点作为衡算对象? ?对B衡算nF,B+nR,B=nMF,BnMF,B=90/60%=150mol ? nR,B=nMF,B－ nF,B＝150－100＝50mol ? 同理nR,A=60mol循环气量 R 110 ? ? ?5 排放气量 W 22循环气量R＝50／45，5％＝110mol循环气量 R R 110 ? ? ＝ ? 0.4263 混合原料量 MF F＋R 100? 48 ? 110 习题 下图为NaCO3生产工艺简图，反应式为 Na2S＋CaCO3 → Na2CO3+CaSF 1000kg/h Na2S45% H2O55% W H2O R纯Na2S反应器N 1960kg/h H CaCO330% CaCO330% H2O 70% H2O 70% 结晶分离蒸发S CaS20％ H2O80％P Na2CO380％ H2O20%CaCO3溶液 M CaCO36kg／hNaS通过反应器的转化率为90％，进入反应器的CaCO3较理论需要 量过量50％，计算：（1）纯Na2S循环量（kg/h);（2）生成 Na2CO3溶液量（kg/h）。 解：以整个系统为衡算对象，取进系统Na2S水溶液量 1000kg/h为基准。对Na元素作衡算： ? F中Na量＝P中Na量?F ? 45% P ? 80% ?2 ? ?2 78 106 1000? 45% ? 106 P? ? 764.42kg / h 78? 80% 由题意知，新鲜原料中加入的Na2S全部反应，由Na2S 单程转化率为90％得1000 ? 45% R? ? 1000 ? 45% ? 50 kg / h 90% 习题二 乙烯与空气氧化生产环氧乙烷，离开反应器 的气体组成如下（干基mol%）： C2H4 3.2％；N2 78.2％；O2 12.2％；C2H4O 0.824％； CO2 5.5％。求选择性、循环气对废气（R／W）的摩 尔比以及新鲜原料（FF）中乙烯对空气的摩尔比。反 应式为： C2H4+0.5O2 →C2H4O C2H4+3O2 → CO2+H2O 例4-3甲苯用浓硫酸磺化制备对甲苯磺酸。已知甲苯的投料量为1000kg，反应产物中含对甲苯磺酸1460kg，未反应的甲苯20kg。试分别计算甲苯的转化 率、对甲苯磺酸的收率和选择性。 解：化学反应方程式为CH3 + H2SO4 110~140 0 C CH3 + H2O SO3H分子量 929817218 ?则甲苯的转化率为1000 ? 20 xA ? ?100% ? 98% 1000?对甲苯磺酸的收率为1460 ? 92 y? ?100% ? 78.1% ?对甲苯磺酸的选择性为1460 ? 92 ?? ? 100% ? 79.7% (1000 ? 20) ? 172产品的生产工艺过程通常由若干组成，各工序 的收率之积即为总收率。 例4-5用苯氯化制备一氯苯时，为减少副产二氯苯的生成量，应控制氯的消耗量。已知每100mol苯与40mol氯反应，反应产物中含38mol氯苯、1mol二氯苯以及61mol未反应的苯。反应产物经分离后可回收60mol的苯，损失1mol苯。试计算苯的单程转化率和 总转化率。?解：苯的单程转化率为100 ? 61 xA ? ? 100 % ? 39 .0% 100 设苯的总转化率为xT100 ? 61 xT ? ?100% ? 97.5% 100 ? 60?对于某些反应，主要反应物的单程转化率可以很低， 但总转化率却可以提高。 例4－6在间歇式反应釜中用浓硫酸磺化生产对 甲苯磺酸，试对该过程作物料衡算。已知 1000kg，纯度99.9％（质量）；浓硫酸1100kg， 纯度98％，甲苯转化率为98％，生成对甲苯磺 酸的选择性为82％，生成邻甲苯磺酸的选择性 为9.2％，生成间甲苯磺酸的选择行为8.8％， 物料中的水约90％经连续脱水器排出。此外， 为简化计算，假设原料中除纯品外都是水，且 磺化过程中无物料损失。 解：以间歇釜式反应器为衡算范围，绘出物料衡算示 意图，取一个操作周期内的投料量为基准。?对甲苯磺酸 ? ?邻甲苯磺酸 ?间 甲 苯 磺 酸 ? 磺化液 ? ?甲 苯 ?硫 酸 ? 脱水器 ?水 ? 排 水原料甲苯：1000kg 纯度 99.9% 浓硫酸：1100kg 纯度 98%甲苯磺 化釜原料甲苯中的甲苯量为：=999kg ? 原料甲苯中的水量为：kg? ?浓硫酸中的硫酸量为：=1078kg??浓硫酸中的水量为：kg进料总量为：00kg ，?其中含甲苯999kg，硫酸1078kg，水23kg。??出料：?G ? ?GIiPi? ?GOi ? ?GRi甲苯: 999? 0 ? 999? 98% ? Go , GO ? 20kg 过程主反应副反应CH3 CH3 + H2SO4 110~140 0 C + H2O SO3H CH3主反应CH3? 副反应I+ H2SO4110~140 0CSO3H + H2O? 副反应IICH3 + H2SO4 110~140 0CCH3 + H2O SO3H分子量929817218 ?对甲苯磺酸: 0 ? 979 ? 172 ? 82% ? 0 ? G ? 1500 .8kg o92?172 ? 9.2% ? 0 ? Go ? 168 .4kg 邻甲苯磺酸： 0 ? 979 ? 92 172 间甲苯磺酸： 0 ? 979 ? ? 8.8% ? 0 ? Go ? 161 .1kg 92??水：18 23 ? 979 ? ? 0 ? Go ? 214 .5kg 92 ?经脱水器排出的水量为：214.5?90%=193.1kg?? ? ? ?磺化液中剩余的水量为：214.5-193.1=21.4kg98 硫酸: 1078 ? 0 ? 979 ? ? Go 92 GO==35.2kg磺化液总量为： .4+161.1+20+35.2+21.4=1906.9kg 表4-3物料名称 输 入 原料甲苯甲苯磺化过程的物料平衡表质量/kg 1000 质量组成/% 甲苯 99.9 水 0.1 硫酸 98.0 水 2.0 对甲苯磺酸 邻甲苯磺酸 间甲苯磺酸 甲苯 硫酸 水 水 78.7 8.83 8.45 1.05 1.85 1.12 100 纯品量/kg 999 1 0 .4 161.1 20.0 35.2 21.4 193.1 2100浓硫酸总计11002100输磺化液1906.9出 脱水器排水总计193.1 2100 例4-7 在催化剂作用下，乙醇脱氢可制备乙醛， 其反应方程式为C2H5OH CH3CHO + H2同时存在副反应2C2H5OH?CH3COOC2H5 + 2H2已知原料为无水乙醇(纯度以100%计)，流量为 1000kg?h-1，其转化率为95%，乙醛收率为80%，试 对该过程进行物料衡算 解：以反应器为衡算范围，绘出物料衡算示意图。 乙醇：1500kg 纯度100%?乙醇催化 脱氢制 乙醛反应器?乙 醇 ? ?乙 醛 产物 ?乙 酸 乙 酯 ? ?氢 气 ?过程为连续操作过程，以单位时间，即1h内的进料 量为基准进行物料衡算比较方便?主反应方程式为C2H5OH分子量 46CH3CHO + H244 2 副反应方程式为:2C2H5OH分子量 92 ? 出料：乙醇流量为CH3COOC2H5 + 2H288 41000 ? (1 ? 0.95) ? 50.0kg/h乙醛流量为 1000 ? 0.95 ? 0.8 ? 44 ? 727 .0 kg h 46 乙酸乙酯流量为88 1000 ? 0.95 ? ?1 ? 0.8?? ? 181 .7 kg h 92 氢气流量为100? 50 ? 727?181.7 ? 41.3 kg h或2 4 1000 ? 0.95 ? 0.8 ? ? 1000 ? 0.95 ? ?1 ? 0.8?? ? 41.3 kg h 46 92 ? 表4-4物料 名称乙醇催化脱氢过程物料平衡表流量 质量组 /kg?h-1 成/% 物料 流量 -1 名称 /kg?h 乙醇 50.0 727.0 181.7 41.3 1000 质量组 成/% 5.0 72.7 18.2 4.1 100.0输 乙醇 入 输乙醛乙酸 出 乙酯 氢气总计1000100总计 例4-8蒽醌用混酸硝化后所得硝化液的组成为：硝基蒽醌5.6%(质量百分比，下同)、H2SO4 34.5%、HNO36.7%、H2O 53.2%。拟采用含量为18%、密度为932kg?m3的氨水将硝化液中和至pH=7。已知每批操作硝化液的投料量为3000kg，硝化液的密度为1170kg?m-3，K水＝1/1.77?10-9 ，试对硝化液中和过程进行物料衡算。为简化计算，假设中和前后物料的总体积保持不变。 解：以中和反应器为衡算范围，绘出物料衡算示意图，? 硝 基 蒽 醌: 5.6% ? 硝化液: ? 硫 酸 : 34.5% 3000kg ? 硝 酸 : 6.7% ? 中 ?水 : 53.2% 和 ?18%氨水反应器?硝 基 蒽 醌 ? ?硫 酸 铵 ? 中和液? 硝 酸 铵 ?氨 水 ? ?水 ??以每批操作硝化液的投料量3000kg为计算基准 硝化液总量为：3000kg，? ?其中含硝基蒽醌的量为：%=168kg硫酸的量为：%=1035kg??硝酸的量为：%=201kg水的量：%=1596kg?H2SO4中和反应方程式为：H2SO4 + 2NH3分子量 98 2?17=34(NH4)2SO4132 生成的硫酸铵量为 kg ?
1035? 34 ? NH3的消耗量为： ? 359.1 kg 98HNO3中和反应方程式为：HNO3 + NH3分子量 63 17NH4NO380反应生成的硝酸铵量为：201? 80 ? 255.2kg 63 NH3的消耗量为：?201 ? 17 ? 54 .2kg 63中和反应中18%氨水的消耗量为359 .1 ? 54 .2 ? 2296 kg 0.1818%氨水的体积为：2296 3 ? 2.464 m 932 pH=7时溶液中的氨量计算，式中 [H+]=10-7 ，平 衡方程式为 ：[NH4+] + H2O NH4OH + [H+][ NHK水?4OH] ? K 水[NH ? ] 4 [H ? ]1 ? ? 10 ? 9 1 . 77硝化液的体积为? 2 . 564 m3 [ NH? 4359 . 1 ? 54 .2 ]? ? 4 .835 17 ? ( 2 .464 ? 2 . 564 )mol/L1 4.835 ?9 [ NH 4 OH] ? ? 10 ? ? 2 .732 ? 10 ? 2 mol/L 1 . 77 10 - 7需过量8％氨水的量为2.732?10?2 ? ?2.464? 2.564??17 ? 13.0kg 18%其中含氨量 13.0?18％＝2.3kg 为达到中和要求需加入18％氨水总量为 09kg? ? ?其中含氨量为6kg 其中含水量为93kg 溶液中总含水量为＝3489kg?物料平衡表略。 作业中存在问题：? 1、流程图中线条、设备、仪表画法不规范、不认真 ? 2、对几种情况应进行讨论讲其理由 ? 3、有的未交作业，有的缺一次。 作业1.对于列管式换热器，若冷、热工艺流体均 无相变，且热流体的温降(T1-T2)大于冷流体 的温升(t2-t1)，试设计一适宜的自控方案来控 制热流体的出口温度，并讲明设计的理由。 2. 某厂共有4个车间，其中2车间共有4道工 序。已知第2车间第2工序中有两台相同的编 号为02的反应器并联，写出在带控制点的工 艺流程图中这二台反应器的设备位号常表示 形式。 热流体热流体 TIC冷流体换热器 TIC冷流体 换热器热流体热流体TIC冷流体 换热器冷流体 换热器TIC 2.调节流量改变换热量，热流体：冷流体?Q ? ?G?C? ?t2 ? t1 ? p?Q ? ?GCp ?T1 ? T2 ?通常希望较小的 ? G 获得较大的 ?Q当?T1 ? T2 ???t2 ? t1 ?时?Q一定，应有?G? ?G?； 当?T1 ? T2 ???t2 ? t1 ?时?Q一定，应有?G? ?G?。所以，调节温度变化大的流体的流量效果较好。 对工艺流体流量不能随意改变，故设置旁路。 4. 某产品的生产过程包括磺化、中和、脱色三个工 序，各工序的操作周期分别为8h、12h、24h， 全部物料均为液体，且在整个生产过程中的体积 保持不变。经计算判断若要保持各设备之间的能 力平衡，下列几种安排中最合理的是哪一种？并 说明是否需要中间储槽。 ? A. 1000L磺化釜1只，1500L中和釜1只， 3000L脱色釜2只 ? B. 2000L磺化釜1只，1500L中和釜2只， 1000L脱色釜3只 ? C. 500L磺化釜2只，1500L中和釜1只， 3000L脱色釜1只 ? D. 1500L磺化釜1只，1500L中和釜2只， 2500L脱色釜2只 解：先按生产能力最小的工序确定日生产能力，因为以 产 品 量 计 算 的 批 生能 力 产 24 ?设备台数 ? ?1 日产品量 操作周期24 日产品量 ? 产品的批生产能力 设备台数? ? 操作周期A.磺化 中和24 日产品量 ? 1000 ?1? ? 3000 l 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 1? ?1 3000 12 脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 3000 24 ? ? 2? ?2 3000 24磺化、中和无闲置时间，脱色闲置12小时。磺化和中和工 序间需设置中间贮罐。 ?B 脱色24 日产品量 ? 产品的批生产能力 设备台数? ? 操作周期 24 ? 1000? 3 ? ? 3000 l 24 磺化产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 2000 24 ? ? 1? ?2 3000 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 2? ?2 3000 12中和?磺化、中和分别闲置12小时，脱色无闲置时间。 24 C. 磺化 日产品量 ? 500 ? 2 ? ? 3000 l 8 产品批生产能力 24 中和 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 1? ?1 3000 12脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 3000 24 ? ? 1? ?1 3000 24?磺化、中和、脱色均无闲置时间，磺化和中和工 序间及中和与脱色工序间均需设置中间贮罐。 24 D. 磺化 日产品量 ? 1500 ?1? ? 4500 l 8 产品批生产能力 24 中和 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 2? ? 1.脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 2500 24 ? ? 2? ? 1.?磺化无闲置时间，中和闲置时间8h，脱色闲置时 间2.4h。磺化和中和工序间无需设中间储槽，中 和与脱色工序间需设置中间贮罐。 方案A（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 1/3 1 0 1 1/2 1 0 2 1 1 12 方案B（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 2/3 3/2 12 2 1/2 2 12 3 1/3 3 0 方案C（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 500
1/6 6 0 1 1/2 2 0 1 1 1 0 方案D（最大日产量4500L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 1/3 3 0 2 1/3 3 6 2 5/9 1.8 2.4 作业中存在问题：1、物料衡算不画流程示意图，或画法不规范 ? 2、注意用物料平衡式解题 ? 3、利用联系物作衡算，N2一般优先选用 ? 4、注意SI词头用正体，不要用手写体? ?? ?1、丙烷与空气在炉子里完全燃烧，反应式C3H8 + 5O2 ? CO2 + 2H2O经分析知烟道气的干基组成（mol%）为：N2， 84.69%；CO2，10.80%；O2，4.51% 。 试求进料中 空气与丙烷的摩尔比和氧的过量百分数。 ? 2、通入纯甲烷燃料气与空气在炉子里燃烧，反应 式 ? CH4 + 2O2 → CO2 + 2H2O ? 经分析知烟道气的干基组成（mol%）为：N2， 85.0%；CO2，8.0%；CH4，1.0%;O2，6.0% 。 试求进料中空气与甲烷的摩尔比和氧的过量百分数. 1、解：画出物料流程图F丙烷燃 烧 炉A空气 N2 79％ O2 21％P烟道气 N2 84.69％ CO2 10.8％ O2 4.51％取100kmol/h烟道气为计算基准（可否取其它基准？）? ?利用N2为联系物， 79%A＝84.69%P A＝107.20kmol/h ?对碳元素作衡算: 10.8%P=3F?? ?所以 F＝3.6kmol/hA/F=107.20/3.6=29.78 氧的过量百分数At ? 3.6 ? 5 ? 18km ol 空气过量百分数 A ? At 107.2 ? 0.21? 18 ?? ?100% ? ?100% ? 25.08% At 18 2、解：画出物料流程图F甲烷燃 烧 炉A空气 N2 79％ O2 21％P烟道气 N2 85.0％ CO2 8.0％ O2 6.0％ CH4，1.0%;取100kmol/h烟道气为计算基准（可否取其它基准？）? ?利用N2为联系物， 79%A＝85%P A＝107.595kmol/h ?对碳元素作衡算: 8.0%P+1.0％P=F?? ?所以 F＝9kmol/hA/F=107.595/9.0=11.955 氧的过量百分数At ? 9 ? 2 ? 18km ol 空气过量百分数 A ? At 107.595? 0.21? 18 ?? ?100% ? ?100% ? 25.53% At 18 3.1000kg对硝基氯苯（纯度按100％计）用20％的游 离SO3的发烟硫酸3630kg进行磺化，反应式： ClC6 H 4 NO2 ? SO3 ? ?ClC6 H3 ?SO3 H ?NO2 ? 反应转化率为99％，求：（1）反应终了时废酸 的浓度；（2）如改用22％发烟硫酸，时废酸浓 度相同，求磺化剂用量；（3）用20％发烟硫酸 磺化之终点后，加水稀释废酸浓度至50％H2SO4， 求加水量。发烟硫酸 对硝基氯苯磺化反应器对硝基氯苯磺酸废酸 解：画出物料流程简图F＝1000kgClC6H3(SO3H)NO2 P 废酸 wSO3反应分离系统 S＝3636kg发烟硫酸取1000kg对硝基氯苯为计算基准?G ? ?GIiPi? ?GOi ? ?GRi对SO3作衡算（1）求wSO300? 99% ? ? 3630? 20 ? 0 ? ％ ? 80 ? ? 3630? ? 80?wSO3 157.5 157.5 ? ? wSO3 ? 7.136% 废酸中S O3的量 30? 20 ? ％ ? 80 ? 223.14k g 157.5P=.2）＋223.14＝3127.14kg (2)设需要22％发烟硫酸G kg,则有00? 99% ? ? 22%G ? ? 80 ? ? G ? ? 80? ? 7.136% 157.5 157.5 ? ? G ? 3141 64kg . （3）设稀释加水量为y kg98 ?3127.14 ? y ?? 50% ? 3630?1 ? 20%? ? 223.14? 80 98
? 223.14? ? .5 . 80 y? ? 3227 6kg . 0.5得到废酸量＝7.6＝6354.7kg 3、原料A与B进行下列反应 3A+5B →2C+6D， 若新鲜原料中仅有A和B，A过剩20％，B的单程转 化率为60％，总转化率为90％。反应器出来的 产物混合物进分离器分离出产物C与D，剩下的 未反应的A与B，一部分排放，其余循环返回反 应器，流程如下： 求（1）循环气R的摩尔组成；（2）排放气 W与循环气R的摩尔比；（3）循环气R与进反应 器原料MF的摩尔比。R 新鲜原料 W 组分A与B反应器MF，A与B分离器产品，C与D 4. 某产品的生产过程包括磺化、中和、脱色三个工序，各 工序的操作周期分别为8h、12h、24h，全部物料均为液 体，且在整个生产过程中的体积保持不变。经计算判断 若要保持各设备之间的能力平衡，下列几种安排中最合 理的是哪一种？并说明是否需要中间储槽。 ? A. 1000L磺化釜1只，1500L中和釜1只，3000L脱色 釜2只 ? B. 2000L磺化釜1只，1500L中和釜2只，1000L脱色 釜3只 ? C. 500L磺化釜2只，1500L中和釜1只，3000L脱色釜 1只 ? D. 1500L磺化釜1只，1500L中和釜2只，2500L脱色 釜2只 解：先按生产能力最小的工序确定日生产能力，因为以 产 品 量 计 算 的 批 生能 力 产 24 ?设备台数 ? ?1 日产品量 操作周期24 日产品量 ? 产品的批生产能力 设备台数? ? 操作周期A.磺化 中和24 日产品量 ? 1000 ?1? ? 3000 l 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 1? ?1 3000 12 脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 3000 24 ? ? 2? ?2 3000 24磺化、中和无闲置时间，脱色闲置12小时。磺化和中和 工序间需设置中间贮罐。 ?B 脱色24 日产品量 ? 产品的批生产能力 设备台数? ? 操作周期 24 ? 1000? 3 ? ? 3000 l 24 磺化产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 2000 24 ? ? 1? ?2 3000 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 2? ?2 3000 12中和? 磺化、中和分别闲置12小时，脱色无闲置时间。 C.磺化中和24 日产品量 ? 500 ? 2 ? ? 3000 l 8 产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 1? ?1 3000 12产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 3000 24 ? ? 1? ?1 3000 24脱色?磺化、中和、脱色均无闲置时间，磺化和中和工 序间及中和与脱色工序间均需设置中间贮罐。 24 D. 磺化 日产品量 ? 1500 ?1? ? 4500 l 8 产品批生产能力 24 中和 ? 设备台数? 日产量 操作周期 1500 24 ? ? 2? ? 1.脱色产品批生产能力 24 ? 设备台数? 日产量 操作周期 2500 24 ? ? 2? ? 1.?磺化无闲置时间，中和闲置时间6h，脱色闲置 时间2.4h。磺化和中和工序间无需设中间储槽， 中和与脱色工序间需设置中间贮罐。 方案A（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 1/3 1 0 1 1/2 1 0 2 1 1 12 方案B（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 2/3 3/2 12 2 1/2 2 12 3 1/3 3 0 方案C（最大日产量3000L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 500
1/6 6 0 1 1/2 2 0 1 1 1 0 方案D（最大日产量4500L)设备名称 操作周期 每台设备容积 设备台数 每批操作产品量/日产品量 日总操作批数 每台设备闲置时间 磺化釜 中和釜 浓缩釜 8 12 24 00 1 1/3 3 0 2 1/3 3 6 2 5/9 1.8 2.4 2.对于列管式换热器，若冷、热工艺流体均 无相变，且热流体的温降(T1-T2)大于冷流体的温升(t2-t1)，试设计一适宜的自控方案来控制热流体的出口温度，并讲明设计的理由。 热流体热流体 TIC冷流体换热器 TIC冷流体 换热器热流体热流体TIC冷流体 换热器冷流体 换热器TIC 2.调节流量改变换热量，热流体：冷流体?Q ? ?G?C? ?t2 ? t1 ? p?Q ? ?GCp ?T1 ? T2 ?通常希望较小的? G 获得较大的?Q当?T1 ? T2 ???t2 ? t1 ?时?Q一定，应有?G? ?G?； 当?T1 ? T2 ???t2 ? t1 ?时?Q一定，应有?G? ?G?。所以，调节温度变化大的流体的流量效果较好。 对工艺流体流量不能随意改变，故设置旁路。 作业：1、现有100kg混合酸，组成26％HNO3，56％H2SO4 及18％H2O。今需调整至： 30％HNO3，58％ H2SO4及12％H2O，试计算需加入一以下两种酸各 多少kg。（1） 87％HNO3，8％H2SO4及5％H2O； （2）98％H2SO4及2％H2O。 ? 2、一蒸发器连续操作，处理量为25吨／时溶液， 原液含10％NaCl，10％NaOH及80％（w%)H2O。 经蒸发后，溶液中水分蒸出，并有NaCl结晶析出， 离开蒸发器的溶液浓度为： 2％NaCl，50％NaOH 及48％（w%)H2O。计算：（1）每小时蒸出的水量； （2）每小时析出的NaCl量；（3）每小时离开蒸发 器的浓溶液的量。?
1 ?1.含H2和CO混合气和空气燃烧，燃烧后废气分析结 果如下：N279.8％（mol%),O218.0%，CO22.4%(为 干基）计算：（1）H2和CO混合燃料的组成；（2） 混合燃料和空气的比率。 ?2、原料A与B进行下反应，反应式：A? 3 B ? ? 2C ? 3 D ? 2若新鲜原料中A过剩20％，B的单程转化率为65％，B的 总转化率为90％，反应器出来的产物进分离器将产物C与 D分离，剩下未反应的A与B组分，一部分排放，其余返 回反应器流程如下： W R A B FA B 反应器 分离器 MF PC D? ?求：（1）循环气R的摩尔组成；（2）排放气W与循环气 R的摩尔比；（3）循环气R与进反应器原料MF的摩尔比 第四章 物料衡算4.1 概述 ? 4.2 物料衡算的基本理论 ? 4.3 物料衡算举例 ? 4.3.1 物理过程的物料衡算 ? 4.3.2. 化学过程的物料衡算 ? 1.反应转化率、选择性及收率 ? （1）限制反应物 ? （2）过量反应物 ? （3）过量百分数 ? （4）转化率x ? （5）选择性? 第六章 制药反应设备6.1.反应器基础6.2.釜式反应器的工艺计算6.3.管式反应器的工艺计算6.4.反应器形式和操作方式选择6.5 .搅拌器 6.6.气－固相催化反应器 6.7.反应器中的混合及对反应的影响 反应器的工作原理、工艺计算和选型 6.1反应器基础? 6.1.1反应器类型? 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。反应器的类型很多， 特点不一，可按不同的方式进行分类。 1、按结构分类进料(a) 釜式进 料(b) 管式出 料气体气体 液体出料液体液体气体液体气体(c)板式塔(d)填料塔 气体 液体气体 液体气体或液体气体或液体液体气体气体 液体气体或液体气体或液体(f) 鼓泡塔(g) 喷雾塔(h) 固定床(i) 流化床 2、反应器按相态分类? ?气 相 反 应 器 ? 均相反应器 ? ?液 相 反 应 器 ? ? ?气 ? 液 相 反 应 器 ? ? ? ?液 ? 液 相 反 应 器 ? ? ? ?非 均 相 反 应 器气 ? 固 相 反 应 器 ? ? ?液 ?固 相 反 应 器 ? ?固 ? 固 相 反 应 器 ? ? ? ?气 ? 液 ? 固 三 相 反 应 器 ? ?反应器 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 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。 ? 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A?RCA0 CR 浓 度 CA? CAfCRf的浓度随时间的变 化关系如图所示。0间歇釜式反应器及其浓度变化时间 ? 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A?R(产物) ，R的浓度随反应时 间的增加而增大； ? 连串反应A?R(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。 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 Z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。?釜式反应器 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。?C CA0CRfCR0 LCAfCR* CA0 CRf CAf CR0 L CA* （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， 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。 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。 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，rA1 dn A ?? VR d?反应物取“-”,产物取“+”。 等容过程rAdC A 1 dn A ?? ?? VR d? d?对反应物AxAn A0 ? n A ? n A0n A ? n A 0 (1 ? x A )dn A ? ?n A 0 dx A1 dn A 1 n A 0 dx A rA ? ? ? VR d? VR d??A为反应物，取负号。 等容过程n A0 ? n A CA0 ? CA xA ? ? n A0 CA0CA ? CA0 (1 ? x A )dCA ? ?C A 0 dx AdCA CA0 dx A rA ? ? ? d? d? 反应A?R为n级不可逆反应，则反应动力学方程式为1 dn A rA ? ? ? kC n A VR d?式中 k――反应速度常数，kmol1-n?m3(n-1)?h-1； n――反应级数。 气相反应rA1 dn A n ?? ? k ppA VR d?? 如果反应气体可视为理想气体，则kp和k的关系为kp k ? ( RT) n 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aA ? bB ? mM ? nN?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：rA rB rM rN ? ? ? a b m n 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。?A的输入量 ? A的输出量 ? A的消耗量 ? A的积累量所定单元消耗的反应物A的量为rA dVR d? 3、热量衡算式 在微元时间d?内对微元体积dVR进行热量衡算得物料带入热量? 物料带出热量? 过程热效应 ? 环境或载热体输入热量? 积累热量物理变化热可忽略时，热量衡算式变为物料带入热量? 物料带出热量? 化学变化热 ? 环境或载热体输入热量? 积累热量注意各项的符号! 在d?内，dVR中因反应产生的化学变化热为t rA dVR d??H r ?A? 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）。 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Z换流型 理想混合流型 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Z无关。? 2、理想Z换反应器（PFR）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 Z换反应器。? 理想置换的特征 3、理想反应器内反应物及产物的浓度变化CAf CRf CA0CA0CAf CRfC A0 浓 度AR C Rf C AfCA0 浓 度AR CRf CAf 位置CA0 浓 度AR CRf CAf 位置间歇釜式反应器时间连续釜式反应器管式反应器 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。? 串联反应釜 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。 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Z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?0 0 流入量 = 流出量 + 反应量 + 累积量-A的反应量=A的积累量 ? rA VR d? ? dn A ? dnA ? ?nA0dxA ,?rAVR d? ? nA0dxA则 积分得n A 0 dx A d? ? rA VRx Af? ? n A0?0dxA rAVR上式对等温、非等温、等容和变容过程均适用。 等容过程n A0 ?? VR?x Af?0dxA ? C A0 rAx Af?0dxA dCA ? ? ? rA C A 0 rAC Af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Z在搅拌和传热两方面均与提供试验数据的装Z完全相同，就可实现高倍数的放大。 图解积分示意图? ? C A0 ?x Af 0 CA dxA dCA ?? ? CA0 rA rA[rA]-1[rA]-1τ/cA0 xA0 xAf x CAf?CA0 CA 零级反应rA ? kx Af? ? C A0?0dx A k等温过程，k为常数C A0 ?? kx Af? dx0A?C A0 x Af k 一级反应，等温等容过程rA ? kCA ? kCA0 ?1 ? x A ?x Af? ? C A0??0dxA 1 ? kCA0 ?1 ? x A ? kx Af?0dxA 1 1 ? ln 1 ? x A k 1 ? x Af二级反应，等温等容过程2 x Af2 2 rA ? kCA ? kCA0 ?1 ? x A ? x Af? ? C A0?0dxA 1 ? 2 2 kCA0 ?1 ? x A ? kCA0?0x Af dxA ? 2 ?1 ? x A ? kCA0 ?1 ? x Af ? 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VR ? Vh (? ? ? )' （2）总容积VTVR 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。 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CH3COOH + C4H9OH?100 OC ?¨ 2SO4 HCH3COOC4H9 + H2O2 kCA当丁醇过量时，反应动力学方程式为 rA ? ? 式中CA为乙酸浓度，kmol?m-3。已知反应速度常数k 为1.04m3?kmol-1?h-1，投料摩尔比为乙酸：丁醇=1： 4.97，反应前后物料的密度为750kg?m-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。 解：(1) 计算反应时间因为是二级反应，故??kCA0 ?1 ? xAf ?xAf1 4.97 M ? ? xi M i ? 60 ? ? 74 ? ? 71.7 5.97 5.97C A01? 750 ? ? 1.75km ol m3 71.7 ? ?1 ? 4.97?0.5 ?? ? 0.55h 1.04?1.75? ?1 ? 0.5? (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3000? 60 每小时乙酸用量： ? 129kg h 24?116? 0.5 ? 129 ? 每小时处理总原料量： ? ? 129 ? 4.97 ? 74? ? 920kg h ? 60 ? 920 每小时处理原料体积： h ? V ? 1.23m3 h 750 反应器的有效容积： VR ? Vh ?? ? ? ?? ? 1.23?0.55 ? 0.5? ? 1.29m3 (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VR 1.29 VT ? ? ? 1.84 m3 ? 0.7 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?Vd Vd ?? ? VRS VTS?式中 Vd―每天需处理的物料体积，m3?d-1； VRS―单台反应器的有效容积,即装料容积,m3。 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24 ?? ? ? ?'? Vd (? ? ?' ) Vh (? ? ?' ) NP ? ? ? ? 24?VTS ?VTS生产能力后备系数?N ?? NP一般?取值在1.1～1.15较合适。 (2)已知N，求VTSVTS? ?Vd ( ? ? ?' )? Vh (? ? ?' )? ? ? 24?N ?NN及VTS均为未知，求N和VTS(3)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。 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。 讨论 ：理想间歇反应器中整级数单反应的反应结果表达式 反应级数 反应速率 残余浓度式k? ? C A0 ? C A转化率式n=0 n=1 n=2 n级 n≠1k? ? CA0 xAk? ? ln 1 1 ? xArA ? kCA ? CA0 ? k?C k? ? ln A0 CAxA ?k? C A0rA ? kCA2 rA ? kCACA ? CA0e?k?k? ? 1 1 ? C A C A0CA ? C A0 1? C A0 k?x A ?1 ? e?k?k? ? 1 xA C A0 1 ? x AxA ? C A0 k? 1? C A0 k?rA ? kCn A1?n n 1 ? 1 ? ?n ? 1?C A?1k? 1? n 1? n ?1 ? x A ? 0 k? ? C A ? C A0 n ?1?? 讨论：间歇反应器中的单反应1. k的影响k增大(温度升高）→τ减少→反应体积减小零级反应τ与初浓度CA0正比2.反应浓度的影响一级反应τ与初浓度CA0无关 二级反应τ与初浓度CA0反比零级反应残余浓度随τ直线下降一3.残余浓度 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 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Z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。 反应器内浓度变化情况CA CA,0CA, f0CAτCA,0CA, f0位置 ? 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 多釜串联操作反应器内的浓度变化CA CA0 CA1 CA2 CA3 CA4 CAf CA* 1 2 3 4 5positionx ?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。 单釜连续操作用于自催化反应rA?A? R ?? rA ? kC AC R1 rA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。rAmaxCACAfCACA0自催化反应的反应速度 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， CA fFAf=FA0(1-xAf) VRCAfoutT?T ?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。0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 ? FA ? FA0 ?1 ? x A ? 或 FAf ? FA0 1 ? x Af可得：FA0 ? FAf ? rAVR ? 0? FA0 ? FAf ? rAVR ? FA0 ? FA0 1 ? x Af ? rAVR ? 0 FA0 x Af ? rAVR，或者VR ?反应器内平均停留时间????FA0 x Af rAFA 0 x Af C A 0 x Af VR ?? ? ? Vh Vh rA rAVR ?VhC A0 x Af rA f进口中已有A反应VR ?VhC A0 ( x Af ? x A0 ) rA f 全混流反应器τ的图解积分(对比右图的BSTR图解积 分)VR ?1 rAVhC A0 x Af rA f??C A0 ( x Af ? x A0 ) rA f1 rA?C A ? rAfVR ? V0 ?C AfCA0?dCA rAVR ?? V0VR ?? V0CSTRCAf CA0 CACAfBSTRCA0 CA 对于零级等容反应rA ? kC A 0 x Af VR ?? ? Vh k?(与BSTR相同）对于一级等容反应， rA ? kCA 0 (1 ? x A )C A 0 x Af VR x Af ?? ? ? Vh kC A 0 (1 ? x Af ) k (1 ? x Af )对于二级等容反应rA ? kC2 0 (1 ? x A ) 2 AC A 0 x Af VR x Af ?? ? ? 2 2 Vh kC A 0 (1 ? x Af ) kC A 0 (1 ? x Af ) 2 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，VR x Af ?? ? Vh kC A 0 (1 ? x Af ) 2由例6-1可知：Vh=1.23m3?h-1，xAf=0.5， CA0=1.75kmol?m-3，k=1.04 m3?kmol-1?h-1。则Vh x Af 1.23 ? 0.5 VR ? ? ? 1.35 m3 kCA 0 (1 ? x Af ) 2 1.04 ? 1.75 ? (1 ? 0.5) 2 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?FA0 CA0 xA0 = 0 Vh FA1 VR1 CA1 xA1 Vh1 FA2 VR2 CA2 xA2 Vh2 FAi-1 CAi-1 xAi-1 Vhi-1 VRi FAi CAi xAi Vhi FAN-1 CAN-1 xAN-1 VhN-1 FAN=FAf VRN CAN=CAf xAN=xAf VhN 在第i釜中对反应物A进行物料衡算得FAi ?1 ? FAi ? rAi VRi式中 FAi-1 、FAi―进入和离开第i釜的反应物A的千摩尔流 量，kmol?s-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FA 0 ( x Ai ? x Ai ?1 ) ? rAi VRiVRiFA 0 ( x Ai ? x Ai ?1 ) ? rAi VRi C A 0 ( x Ai ? x Ai ?1 ) ?i ? ? Vh rAiVRi FAi ?1 ? FAi C Ai ?1 ? C Ai ?i ? ? ? Vh Vh rAi rAi? 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。 对于一级反应， rAi ? k i C AiVRi C Ai ?1 ? C Ai ?i ? ? Vh k i C AiC Ai ? C Ai ?1 1 ? k i ?i第一釜 第二釜C A1 ?C A0 1 ? k1? 1C A2C A0 C A1 1 ? ? 1 ? k2? 2 1 ? k1? 1 1 ? k2? 2…………第N釜 C AN或N C AN 1 ?? C A0 i ?1 1 ? ki? iC AN ?1 C A0 1 1 ? ? ??? 1 ? k N ? N 1 ? k 1?1 1 ? k 2 ? 2 1 ? k N? N 若各釜等温等容 k1 ? k 2 ? ? ? ? ? k N?1 ? ? 2 ? ? ? ? ? ? NC AN C A0 ? (1 ? k?) Nx AN1 ?1? N (1 ? k?)?对于零级反应，若各釜等温等容CAN ? CA0 ? Nk? 二级反应，各釜等温等容 C Ai ?1 ? C Ai ?? kC 2 Ai 可导出?C Ai ??1?1 ? 4k?C Ai ?1 2k?由于浓度不能为负值，故弃去负根，则C Ai ??1?1 ? 4k?C Ai ?1 2k? 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，VR1 C A 0 ? C A1 C A 0 ? C A 0 (1 ? x A1 ) x A1 ?1 ? ? ? ? 2 2 2 Vh kC A1 kC A 0 (1 ? x A1 ) kC A 0 (1 ? x A1 ) 2由例6-1可知：Vｈ＝1.23m3?h-1，CA0=1.75kmol?m-3， k=1.04 m3?kmol-1?h-1。又xA1=0.33，则VR1 Vh x A1 1.23 ? 0.33 ? ? ? 0.50m3 kC A 0 (1 ? x A1 ) 2 1.04 ? 1.75 ? (1 ? 0.33) 2 (2) 第二台反应器由式(6-49)得VR 2 C A1 ? C A 2 ?2 ? ? Vh kC 2 2 A C A 0 (1 ? x A1 ) ? C A 0 (1 ? x A 2 ) x A 2 ? x A1 ? ? 2 2 kC A 0 (1 ? x A 2 ) kC A 0 (1 ? x A 2 ) 2VR 2?Vh (x A 2 ? x A1 ) 1.23 ? (0.5 ? 0.33) ? ? 2 2 kCA0 (1 ? x A 2 ) 1.04 ?1.75 ? (1 ? 0.5)两釜串联连续操作的反应器的总有效容积为? 0.46 m3VR ? VR1 ? VR 2 ? 0.50 ? 0.46 0.96m3 ＝ 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(1)夹套环形夹套 螺旋挡板夹套 带扰流喷嘴的环形夹套 半管螺旋夹套 夹套类型示意图 (2)内构件直管直管型的变形 盘管 D挡板 发夹型管 板式管组? 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 盘管和直管 直管型传热内件的三种变形 2、搅拌釜式反应器传热计算Q ? KA?TQ――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。 n 1 1 ?i 1 ? ?? ? K ?1 i ?1 ?i ? 2α1――被搅液体对传热面的传热系数， W/(m2? ； K) α2――热载体对传热面的传热系数， W/(m2? ； K) δi――第i层固体的厚度，m； λi――第i层固体的导热系数， W/(m? ； K) 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。 几种情况下传热计算（1）连续操作 1）两侧均为恒温时Q ? KA?T2）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。 （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 ? t1 ? KA ? ?? ln ?? T ? t2 ? m Cp ? ? ? t1 ? T ? KA ? ?? ln ?? t2 ? T ? m Cp ? ? ?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。 ? 前式推导过程：Q ? KA?Tm? ? m Cp ?t 2 ? t1 ? ln1?T ? t1 ? ? ?T ? t2 ? ? m C ?t ? t ? KA? p 2 1 T ?tT ? t2 ? ?? ? ?T ? t1 ? KA ? ln ?? T ? t 2 ? m Cp ? 2）当热载体在夹套进出口温差较大时T1 ? t1 ? wC ?? U ? 1 ? ?? ln ?? ?? T1 ? t2 ? m Cp ?? U ? ? ? t1 ? T1 ? wC ?? U ? 1 ? ?? ln ?? ?? t2 ? T1 ? m Cp ?? U ? ? ?T1――夹套进口温度，K； w――热载体的质量，kg；? KA ? U ? exp? ? ? wC ?C――热载体的热容，J/(kg? K)。 （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。 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 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。 管式反应器 管式反应器 管 式 裂 解 炉 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 Z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。 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。 dVRFA0 CA0FAFA+dFACAf,FAfxA0=0xArAxA+ dxAxAf0 流入量 = 流出量 + 反应量 + 累积量FA0(1- xA)＝FA FA0 (1- xA-dxA)＝FA+dFAFA ? FA ? dFA ? rAdVR ? dFA ? ?rAdVRFA0 (1 ? xA ) ? FA0 (1 ? xA ? dxA ) ? rAdVR ? FA0dxA ? rAdVRrAdVR FA0 dxA dVR ? rAx Af积分可得VR ? FA0?0dx A rA管式反应器设计基础方程式VR FA0 ?C ? ? Vh Vhx Af?0dx A ? C A0 rAx Af?0dx A rAτC管式反应器空间时间。等容时，其值与停留时间等。VR 反 应 器 的 有 效 容 积 反应器的有效容积 ?c ? ? ? Vh 进料体积流量 反 应 器 中 物 料 的 体 积量 流 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?rA ? kVR ?C ? ? C A0 Vhx Af?0dx A C A0 x Af ? rA k 一级反应rA ? kCA0 (1 ? x A )x AfVR ?C ? ? C A0 Vh二级反应?0dx A 1 1 ? ln kC A0 ?1 ? x A ? k 1 ? x Af2 rA ? kCA0 (1 ?x AfxA )2?CVR ? ? C A0 Vhx Af?0dxA 2 2 kCA0 ?1 ? x A ?1 ? kCA0?0x Af dxA ? 2 ?1 ? x A ? kCA0 ?1 ? x Af? 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＝1.23m3?h-1， ? CA0=1.75 kmol?m-3，k=1.04 m3?kmol-1?h-1，xAf=0.5。?VR x Af ?C ? ? Vh kC A 0 (1 ? x Af )Vh x Af 1.23 ? 0.5 VR ? ? ? 0.68 m3 kC A 0 (1 ? x Af ) 1.04 ? 1.75 ? (1 ? 0.5) 反应器有效容积的比较反应器类型 管式反应器 有效容积 0.68 有效容积比 1.00 1.41 1.99 1.90两釜串联连续反应器 0.96 单釜连续反应器 间歇釜式反应器 1.35 1.29数据来自例6-1～6-4，醋酸转化率50％ (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 ? 2 du?Re ?4Vh ? Vh ? d? ? 3600? Re ? 900? Re ??Vh ?4d u ? 3600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4VR L ? ?d 2 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Cl NO2 + 2NH3 NH22300CNO2 + NH4ClrA ? kCA C B?式中A―邻硝基氯苯，B―氨水。CA、CB的单位： kmol?m-3；k=1.188m3?kmol-1?h-1。进料量：氨水 0.48m3?h-1,浓度35%,?B=881kg?m-3;邻硝基氯苯 0.08m3?h-1,浓度99%,?A=1350kg?m-3。A和B的分子量 分别为157.6和17,反应物料?为0.15?10-3Pa?s。拟 采用?32?8mm的管子,xA=98%,试计算L。 解：(1) 计算?CrA ? kCA0 (1 ? x A )(C B0 ? 2C A0 x A )? C ? C A0?x Af?0dxA kC A 0 ?1 ? x A ??C B 0 ? 2C A 0 x A ?k ?2C A 01? ? ? ? dx 1 1? x ? ln ? C? ?? ?1 ? x ??B ? Ax? A ? B 1 ? A x ? ? B ? ?1 ? x Af ln ? C B 0 ? 1 ? 2C A 0 x Af CB0 由题知：C A0 CB 00.08?
? ? 1.2km ol? m ?3 157.6 ? ?0.48 ? 0.08? 0.48? 881? 0.35 ? ? 15.5km ol? m ?3 , 17 ? ?0.48 ? 0.08?x Af ? 0.98, k ? 1.188m 3 ? km ol?1 ? h ?11 1 ? 0.98 ?C ? ln ? 0.24h 1.188? ?2 ?1.2 ? 15.5? 1 ? 2 ?1.2 ? 0.98 15.5 (2) 计算管长L4VR 4Vh ? c 4 ? (0.48 ? 0.08) ? 0.24 L? ? ? ? 669 m ?d 2 ?d 2 3.14 ? (0.032 ? 0.016) 2(3) 校核Re 881? 0.48 ? 1350 ? 0.08 kg?m-3 ?? ? 950 0.48 ? 0.084Vh ? du? 4 ? (0.48 ? 0.08) ? 950 Re ? ? ? ? 3600?d? 3600 ? 3.14 ? (0.032 ? 0.016) ? 0.15 ? 10 ? 3 ? 7.8 ? 104 ? 4000反应器内的物料流型为湍流。 此反应器有无不足，怎样改进之？ 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? 反应器特性分析 流动模型概述BSTR1投料 一次加料(起始)PFR连续加料(入口)CSTR连续加料(入口)2年龄3寿命年龄相同(某时)寿命相同(中止)年龄相同(某处)寿命相同(出口)年龄不同寿命不同(出口)4返混无返混无返混返混极大 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物料衡算式?浓度分布联立求解热量衡算式温度分布 反应器容积动力学方程式 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) (1) 反应器中没有热量的积累。 反应过程中的物理变化热可忽略不计。??? ?为简化推导过程，还作如下假设： (2) 反应体系中无相变过程发生。 对如下微元作热量衡算QLdVRFA0 CA0Q1Q2CAf,FAfVh， xA0=0xAfQ1 ? Q2 ? QC ? QL ? 0QC?取0 ℃为热量衡算的基准温度Q1 ?' ' ' ' Ft M Cp T Q2的计算式为Q2 ? Ft MCPTQC ?rA dVR?A?HT r?FA0 dxA?A?HT rQL ? KS ?T ? TW ?得热量衡算式Ft?M ? PT ? ? Ft MCPT ? C? FA0 dxA?AT ?H r ? KS ?T ? TW ? ? 0 dVR内? Ft?M ?CP ? Ft MCP , T ? T ? ? dT,上式简化为 FA0 dxA?A?H ? KS ?T ? TW ? ? Ft MCP dTT rFA0 dxA 等温过程： ?H rT ? KS ?T ? TW ??A ?AFA0 dxA 绝热过程： ?H rT ? Ft MCP dT 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。?始态： F0 , x A0 , FA=FA0 (1-xA0 ) , T0 反 应绝热反应终态： Ft , x A , FA=FA0 (1-x A), T 升 温中间态： Ft , x A , FA=FA0 (1-x A), T0 反应所放出的热量全部用于物料升温（ΔH＝0），则 FA0 ? x A ? x A0 ? T0 ?H r ? Ft MCP ?T ? T0 ??AFA0 ?H rT0 ? x A ? x A0 ? ?T ? T0 ? ? A Ft MCP 若有：Ft ? F0，则 FA0 ?H y A0 ?H ? x A ? x A0 ? ? T ? T0 ? ? A F0 MCP ? A MCPT0 r T0 r? x A ? x A0 ?y A0 ?H rT0 令 ?? , 则 T ? T0 ? ? ?x A ? x A0 ? ? A MCP 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}
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