1、工藝設計反應器總結必須注意：反應速率恒正！ 因為反應物在變化過程中隨時間減少的故需在前面加一負號： -rAVR =dnArA=- =- =- nA0 d 1.反應器反應速率計算中的基本概念（2）反應時間均液相反應，以原料表示反應速率，根據動力學方程，有反應時間的表示如下： 釜式反應器(管式反應器)反應速率rA=kCArA=kCA2kkkCAok反應級數反應速率殘余濃度式轉化率式n=0n=1n=2n級n1間歇反應器中等溫等溶液相單一不可逆反應的動力學結果 如果已知單位時間平均處理物料的體積Vo，那么反應器體積VR計算公式為： VR=Vo(r+a )實際反應器的體積V 要比有效容積大，則 裝料系數

2、，一般為0.40.8。對不發生泡沫不沸騰的液體，取上限。 式中VR為反應器的有效容積。V=VR3間歇釜式反應器體積 r -反應時間 h a -輔助時間 h -裝料系數 V -間歇反應器體積 m3 Vc - 每日處理量 m3/天 m - 反應器臺數 Vc= V m 則反應器體積V =反應器臺數 m =釜式反應器計算結果不是整數時，m只能取整數，需圓整，向高于m方向進行。取整后實際設備總生產能力比設計任務提高了，其提高的程度稱為設備的后備系數以表示 。取整后的臺數mp， mpm 。釜式反應器后備系數表達式： = 100%一般來說，從勞動生產率和降低設備投資考慮，選用體積大而個數少的設備要比選個數多

3、而體積小的設備有利。但也要作全面比較。 多工段串聯怎樣計算？每天m臺反應器操作總次數 =每天24小時反應器輪作批次數 = r -反應時間 h a -輔助時間 h -裝料系數 V -間歇反應器體積 m3 Vc - 每日處理量 m3/天 m - 反應器臺數 例：在間歇攪拌釜式反應器中進行如下分解反應：ABC, 已知在328 K時 k=0.00231s-1，反應物A的初始濃度為l.24kmolm-3，要求A的轉化率達到 90。又每批操作的輔助時間30 min, A的日處理量為14m3，裝料系數為 0.75，試求反應器的體積。解（1）確定達到要求的轉化率所需反應時間 代入數據得 1000 s(2）計算

4、反應器體積 假定日工作時間為12小時。有 V=VR/=0.90/0.75=1.2m3VR：有效體積 ：裝料系數例：某廠西維因合成車間,采用2000 L 搪玻璃反應鍋,每臺設備每批可得西維因成品125kg。據設計任務每日須生產西維因成品3333kg 。反應周期17hr 。求若用5000 L反應鍋需要幾臺？后備系數？ 解：對于5000l的反應釜來說，相同的日產量跟2000l比，需要的操作批次應該為：4連續操作釜式反應器工藝計算全混流反應器 Continued Stirred Tank Reactor (CSTR)假設：反應物料以穩定流量流入反應器，在反應器中，剛進入的新鮮物料與存留在反應器中的物料

5、瞬間達到完全混合。特點：反應器中所有空間位置的物料參數都是均勻的，而且等于反應器出口處的物料性質，物料質點在反應器中的停留時間參差不齊，有的很長，有的很短，形成一個停留時間分布。反應器內物料的濃度和溫度處處相等，且等于反應器流出物料的濃度和溫度。流入量 = 流出量 + 反應量 + 累積量0CSTR釜式反應器全混流反應器設計方程，為空時，其定義是反應器的有效容積與進料流體的容積流速之比。 解析法由于反應器中的反應速率恒等于出口處值，因此結合反應動力學方程，將出口處的濃度、溫度等參數代入得到出口處反應速率，將其代入基礎設計式即得。如：恒溫恒容不可逆反應n=0 n=1 n=2 例: 某液相反應 A+

6、BR+S，其反應動力學表達式為(-rA)kcAcB；T373K時，k=0.24 m3kmol-1min-1。今要完成生產任務,A的處理量為80kmolh-1，入口物料濃度為cA,0=2.5 kmolm-3，cB,0=5.0kmolm-3，要求A的轉化率達到80，問：采用全混流反應器，反應器的容積應為多少m3？ 又因反應物B稍過量，cB,02cA,0，當A的轉化率為xA時，cA =cA,0(1-xA)，cB= cB,0-cA,0 xA =cA,o(2-xA）,(-rA)=kcAcB=kc2A,0(1-xA)(2-xA) 所以 V0FA,0cA,032m3h-1解：已知 FA,080kmolh-1

7、，cA,02.5kmolm-3，cB,0=5.0kmolm-3 ，在所選的生產條件、物料處理量和最終轉化率下，全混流反應器所需的容積為2.96 m3rA =kcAcB=kc2A,0(1-xA)(2-xA) = 0.24x2.52x(1-0.8)(2-0.8) =0.36 kmolm-3min多釜串聯反應器（MMFR） 如果生產過程中所需的全混流反應器體積比較大，會采用幾個較小的全混流反應器串聯。多釜串聯反應器如下圖所示。VR1cA1cAicAi-1cA2VRmVR2VRiVRi-1cA0cAmV0V0V0V0V0V0 xAixAi-1xA2xA1 多級全混流反應器的級數一般為23級，所以可以按

8、上式從第1級開始逐級計算。根據不同的已知條件計算反應器體積，級數或者最終轉化率。 (2) 圖解計算(1）等溫等容過程，且各級體積相同（2）圖解法基本原理將上述兩個方程同時繪于rACA圖上兩線交點的橫坐標即為CAi.。動力學方程為反映反應釜內操作狀況的操作線反映化學反應規律的平衡線 （2）等溫、等容、各級體積相等情況的圖解計算-1/cA1cA0cArAcA2cA3A1A2A3cAmOMAm圖311 多級串聯全混流反應器圖解計算釜式反應器攪拌過程及攪拌器攪拌在化工生產中的應用非常廣泛，精細化學工藝的許多過程都是在有攪拌機構的釜式反應器中實現的。 a互溶液體的混勻或產生均勻組成液。b改變物相間的關系

9、。c促進化學及物理過程的進行。d強化傳熱。實際操作中，攪拌可以同時達到上述幾種目的。 (1)攪拌的目的是:(2)攪拌混合機理總體流擴散 (循環)：強制對流形成擴散，造成一個在整個容器內的流體循環流動。旋渦流擴散：湍流形成旋渦，流體的較大團塊，通過旋渦的剪切作用，被分散成微小團塊，再通過總體流循環分散到各處。總體流循環是宏觀的流動，旋渦流擴散是微觀的流動。 徑向流（流體流動的方向垂直于攪拌軸，半徑方向流動，軸向吸入，經向流出。 ，碰到容器壁面分成兩股流體分別向上、向下流動，形成上、下兩個循環流動。）軸向流（流體流動方向平行于攪拌軸，流體由槳葉推動，使流體向下流動，遇到容器底面再翻上，形成上下循環

10、流）切向流（無擋板的容器內，流體繞軸作旋轉運動，(沿漿葉切線方向)流速高時液體表面會形成旋渦，但流量很小，混合效果較差。）流型（3）流型（4）典型攪拌器特點：產生強大的軸向流，轉速較快，線速度可達5-15m/s，直徑可比容器小得多，快速旋轉時產生大量游渦。適用： 粘度較小2000厘泊，重度 2000kg/m3，及有沉淀的物系。特點：漿葉與旋轉平面垂直，主要產生經向流和切向流，也伴有一定的軸向流。漿葉端口絕對速度較大，形成強烈游渦。適用： 對液體微團要求分散得很細小的場合，液體重度差大的場合，不互溶液體的分散。對黏度50000厘泊的液體都適用。氣體在液體中的溶解，懸浮液的分散混合，以及錐形容器

11、(渦輪下部吸入可消除死角）。渦輪式攪拌器: 推進式攪拌器特點：結構簡單，制造方便。適用：對粘度大、處理量大的物料，易得到大的表面傳熱系數，可減少“掛壁”的產生。 錨式攪拌器:（5）攪拌功率的經濟性V和H則有下列關系：H-代表單位質量流體所施加能量。V-循環流量。根據上式不同的工藝目的，通過調整d或n來合理利用功率。流入量 = 流出量 + 反應量 + 累積量0平推流均相管式反應器的數學模型等溫平推流均相反應器 積分應用上式進行積分時，需代入(rA)V與xA的函數關系。（318）（319）如平推流反應器內進行等溫等容過程間歇反應器間歇反應器中的結論完全適用于平推流反應器。平均停留時間tm（320）

12、（33）若在等溫平推流反應器中，進行等溫n級不可逆均相反應代入式（319）若為等容液相過程等溫等容過程平推流反應器計算式見表（34）。（321）反應級數反應速率反應器體積轉化率式n=0n=1n=2表34 等溫等容液相單一不可逆反應平推流反應器計算式在管式流動反應器中生產乙酸丁酯，操作條件和產量同例2-1，試計算所需反應器體積。例21 在間歇攪拌釜式反應器中進行如下分解反應：ABC, 已知在328 K時 k=0.00231s-1，反應物A的初始濃度為l.24kmolm-3，要求A的轉化率達到 90。又每批操作的輔助時間30 min, A的日處理量為14m3，裝料系數為 0.75，試求反應器的體積

13、。CA0=1.75 kmol/m3,V0=0.98 m3/h, xAf=0.50已知：求：連續反應器體積解：化學膨脹因子(Chemical expansion factor) 在恒溫恒壓的連續系統中發生反應 對于液相反應，反應前后物料的體積流量變化不大，一般作為恒容過程。對于氣相反應，反應前后物料的體積流量變化較大,一般為變容過程。 設A為關鍵組分。1) 定義 每轉化1mol A時，反應混合物增加或減少的物質的量為化學膨脹因子，即：氣相反應的膨脹因子（或體積的變化系數）為：2）膨脹率A 膨脹率是表征變容過程的另一個參數，它僅適用于物系體積隨轉化率變化呈線性關系的情況，即： A是以組分A為基準的

14、膨脹率，其物理意義是當反應物A全部轉化后，系統體積的變化分數，即：反應器形式及操作方式 在構造上和物料流況上都不相同，但它們卻具有相同的反應時間或（有效）體積計算式。間歇攪拌釜式反應器內濃度隨時間改變，活塞流反應器內的濃度則隨空間位置（管長）而改變，兩者反應推動力呈現出相同的分布，反應器內反應速率相同。間歇操作反應器除了反應時間之外，還要有輔助時間。連續的活塞流反應器比間歇的攪拌釜式反應器的生產能力要大，完成一定任務所需實際反應體積要小。1.生產能力比較間歇攪拌釜式反應器與活塞流反應器 全混流反應器的物料之間瞬間達到了完全混合，并等于出口濃度；而活塞流反應器中由入口到出口逐漸減少，在出口達到最

15、小，于是活塞流反應器內的反應速率總是高于全混流反應器。因而，在相同生產條件和任務時，全混流反應器所需容積要大于活塞流反應器的容積。連續反應器的比較 為更好比較，在相同反應條件和完成同樣任務的活塞流反應器與全混流反應器的有效容積之比為容積效率，記作:E2, 則在較高溫度下進行若E1n2, 增加初濃度cA0若n1 0時，則 dQr dQg ；而當擾動dT dQg，均同除于dT，可得 TQdTdQgabcdQr穩定操作點的必要條件QrQg全混流反應器最多有3個定常態操作點，有2個穩定的定常態操作點。該反應在全混合反應器中進行，以AlCl3為cat，反應溫度20,液料的體積流速0.5m/h,丁二烯和丙

16、烯酸甲酯的初始濃度CA0=96.5mol/m3， CB0=184mol/m3 ，cat的濃度CP=6.63mol/m3 ，速率方程-rA=kCACP，式中k=1.1510-3m3/mol.ks，若要求丁二烯轉化率為40%，求反應器體積和容積效率。例解： 對于全混流反應器 已知：V0=0.5m3/h, CA0=96.5mol/m3， CB0=184mol/m3 ，cat的濃度CP=6.63mol/m3 ，速率方程-rA=kCACP，k=1.1510-3m3/mol.ks, xA=0.4求：v和 例：有一液相二級不可逆反應。反應速度 rA=kCA2已知在20。C時，k=l0m3/kmol.h, C

17、a0=0.2kmol/m3;加料速度2m3/h，比較下列方案，何者轉化率最大?(設(=l)(1)VR為4m3的平推流反應器。(2)平推流后邊串聯一臺全混流體積各為2m3的反應器。(3)全混流后邊串聯一臺平推流體積各為2m3的反應器。(4)兩個全混流反應器串聯，體積各為2m3。解：1）平推流反應器： 1）平推流反應器： 3）全混流加平推流反應器： 4）兩個全混流反應器： 平推流反應器轉化率最高 例：在一個體積為300L的反應器中，86等溫下將濃度為3.2的過氧化氫異丙苯溶液分解,生產苯酚和丙酮。該反應為1級反應，反應溫度下反應速率常數等于0.08s-1，最終轉化率達98.9，試計算苯酚的產量。

18、（1）如果這個反應器是間歇操作反應器，并設輔助操作時間為15min； （2）如果是全混流反應器；（3）若過氧化氫異丙苯濃度增加一倍，其他條件不變，結果怎樣？ 解：（3）一級反應，初始濃度增加，苯酚產量也增加。停留時間分布 進入反應器的 N個物料質點，停留時間介于t和dt之間的物料粒子dN所占分率為dNN,以E(t)dt表示,則E(t)即為停留時間密度函數。停留時間分布密度函數具有歸一化的性質，即2停留時間分布的表示方法 停留時間指流體質點在反應器內停留的時間，停留時間分布是指反應器出口流體中不同停留時間的流體質點的分布情況。定量描述流體質點的停留時間分布有兩種方法。（1）停留時間分布密度函數E

19、（t） 進入反應器的所有物料的質點，停留時間小于t的物料所占的分率，稱為停留時間分布函數F(t)，即（2）停留時間分布函數F（t）F(t)與E(t)的關系為：F(t1)面積=？ E(t1) t1 t 面積=？ E(t) 采用刺激響應技術，又稱示蹤法，即在反應器的進口加入某種示蹤物，同時在出口測定示蹤物濃度等的變化，確定流經反應器中物料的停留時間分布。3停留時間分布的測定方法示蹤物的輸入方式主要有脈沖法和階躍法。脈沖示蹤法 實驗方法：A、調節主物料以穩定的流率V通過反應體積VRB、在某個瞬時（t=0），用極短的時間，向進料中注入濃度為C0的示蹤物。C、 注入同時在出口處測定示蹤物濃度C隨時間t的

20、變化關系。 V/Q為定值，測得的結果是E(t)。因此脈沖法測得的停留時間分布代表了物料在反應器中的停留時間分布密度。實驗結果對實驗過程示蹤物進行物料衡算階躍示蹤法實驗方法A、調節主物料以穩定的流率V通過反應體積VRB、在進口處，從某瞬時（t=0）開始，連續加入示蹤物。C、注入同時在出口處測定示蹤物濃度C隨時間t的變化關系。階躍法測得的停留時間分布代表了物料在反應器中的停留時間分布函數。實驗結果對實驗過程示蹤物進行物料衡算脈沖法和階躍法的比較脈沖法階躍法示蹤劑注入方法在原有的流股中加入示蹤劑，不改變原流股流量將原有流股換成流量與其相同的示蹤劑流股E()可直接測得F(t)可直接測得活塞流的停留時間

21、分布函數與分布密度全混流反應器停留時間分布函數與分布密度 ttm0.6321.0ttm1/ tm 定性應用依照停留時間分布試驗結果，根據圖形找出實際反應器存在的問題，加以解決。（P73-74）固定床反應器 凡是流體通過固定不動的固體顆粒構成的床層進行反應的裝置都稱作固定床反應器。固定床反應器優點 固定床中催化劑不易磨損； 床層內流體的流動接近于活塞流，可用較少量的催化劑和較小的反應器容積來獲得較大的生產能力。 停留時間可以嚴格控制，溫度分布可以適當調節，有利于達到高的選擇性和轉化率。固定床反應器特點：固定床反應器缺點 固定床中的傳熱較差； 催化劑的更換必須停產進行定義：1 反應物從氣流主體擴散

22、到催化劑顆粒的外表面-外擴散2 反應物從外表面向催化劑的孔道內部擴散-內擴散3 在催化劑內部孔道內組成的內表面上進行催化反應-化學反應4 產物從催化劑內表面擴散到外表面-內擴散5 產物從外表面擴散到氣流主體-外擴散氣固相催化反應過程前項代表粘性力影響，后項代表慣性力的影響。當ReM 10 后項可略，當ReM 1000前項可略歐根(Ergun)公式Da (Damkhler) 準數我們把極限反應速率r=kCGAn 與極限傳質速率 N =kCASeCGA 之比Da=kCGAn / kCASeCGA = k/ kCASe采用擬均相處理方法，考慮非均相反應以氣相濃度 CGA來表示。 r=kCSAn =

23、1kCGAn 1=kCSAn / kCGAn =(CSA/ CGA)n 1-外部擴散效率因子 外擴散過程 外擴散過程由分子擴散和渦流擴散組成。工業規模的氣固相催化反應器中，氣體的流速較高，渦流擴散占主導地位。當反應為外擴散控制時，整個反應的速率等于這個擴散過程的速率。當反應組分向催化劑微孔內擴散的同時，便在微孔內壁上進行表面催化反應。由于反應消耗了反應組分，因而愈深入微孔內部，反應物濃度愈小。圖中顯示了擴散過程的濃度變化。 內擴散路徑極不規則，既有分子間的碰撞為阻力的容積擴散，又有以分子與孔壁之間碰撞為阻力的諾森擴散。內擴散過程 當微孔直徑遠大于氣體分子運動的平均自由路徑時，氣體分子相互碰撞的

24、機會比與孔壁碰撞的機會多，這種擴散稱為容積擴散。容積擴散系數與微孔半徑大小無關，而與絕對溫度1.75次方呈正比，與壓力呈反比。對于壓力超過 1107Pa的反應或常壓下顆粒微孔半徑大于 10-7m的擴散，均屬容積擴散。 當微孔直徑小于氣體分子的平均自由路徑時，氣體分子與微孔壁碰撞的機會，比與其它分子碰撞的機會多，這種擴散稱為諾森擴散。諾森擴散系數與孔半徑及絕對溫度的平方根呈正比，而與壓力無關。多數工業催化劑的微孔半徑多在10-7m以下，如操作壓力不高，氣體的擴散均屬諾森擴散。消除外擴散：增大氣流速度消除內擴散：減小顆粒粒徑消除擴散的辦法因傳熱不良存在較大溫差，在換熱反應器的軸向存在一個最高溫度點

25、，稱為熱點。固定床的熱點催化劑的稀釋，以惰性物質或失活的催化劑在熱點附近稀釋使軸向反應速率趨向均勻。增加流速使給熱系數得到提高采用小管徑，減小溫度分布，提高傳熱效果。熱點的消除方法化工工藝計算12 物料衡算的基本方法1、畫物料流程簡圖。2、計算基準及其選擇。3、物料衡算的步驟 (1) 搜集計算數據。 (2) 畫出物料流程簡圖。 (3) 確定衡算體系。 (4) 寫出化學反應方程式，包括主反應和副反應，標出有用的分子量。 (5) 選擇合適的計算基準，并在流程圖上注明所選的基準值。 (6) 列出物料衡算式，然后用數學方法求解。 (7) 將計算結果列成輸入輸出物料表(物料平衡表)。 (8) 校核計算結

26、果=1約束條件：如任何一股物流，構成物流各組分的分率之和等于1。 轉化率 X收率 Y 選擇性 收率 = 轉化率選擇性 限制反應物 過量反應物 轉化率（以x表示）：某一反應物反應掉的量占其輸入量的百分數。若以NA1、NA2分別表示反應物A輸入及輸出體系的摩爾數，則反應物A的轉化率為若用符號XA表示A組分的轉化率，則得:XA=(反應消耗A組分的量/投入反應A組分的量)100 收率（以Y表示）：目的產物的量除以反應物（通常指限制反應物）輸入量，以百分數表示。它可以用物質的量（摩爾數）或質量進行計算。若以摩爾數計算，考慮化學計量系數，則目的產物D的收率為若用符號y表示，則得: y=（產物實際得到量）/

27、（按原料計算的理論產量）100% 收率的另一個表示方法y=（實際得到產物折合原料量）/（投入反應的原料總量）100% 化學反應中常伴有副反應，生成各主、副產物，為衡量主產物在產物中所占百分率，用符號表示選擇性： =（生成主產物折合消耗的原料量/反應消耗的原料總量）100%轉化率、收率、選擇性之間有如下的關系： y = XA (4)車間總收率車間是由各物理及化學反應工序組成。各工序都有一定的收率，車間總收率與工序收率關系為 Y=y1y2y3y4.注意：引起實際產量與理論量的差異可以是副反應、產品的進一步分解，也包括物理過程和機械損耗在內。轉化率是指主要原料，收率是針對主要產物而言。都是化學反應中

28、的主物料。主物料的確定根據化學反應、價格、得到的難易、以及數量及能否精確定量。物料衡算列表的要求：列表要盡可能的詳盡，反映出物料衡算的整體結果。名稱、分子量、分子式、規格、投料比、投入量、折純量、分子數、密度、體積等等。2、物理過程進行物料衡算時，可以劃分多個衡算體系。此時，必須選擇恰當的衡算體系，這是很重要的步驟。找出各種物質的過程前后等量關系以方程式表示。A11x1+a12x2+-+a1mxm=b1A21x1+a22x2+-+a2mxm=b2-An1x1+an2x2+-+anmxm=bn 列等量關系方程式判同解方程（矩陣求秩）利用克萊姆法則、矩陣初等變換等方法求解。3、有化學反應過程的物料

29、衡算有化學反應的過程，物料中的組分比較復雜。因為，工業上的化學反應，各反應物的實示用量，并不等于化學反應式中的理論量。為了使所需的反應順利進行，或使其中較昂貴的又應物全部轉化，常常使價格較低廉的一些反應物用量過量。因此，使物料衡算比無化學反應過程的計算復雜，尤其是當物料組成及化學反應比較復雜時，計算更應注意。收集必要數據轉化率、收率、溶解度等按反應關系列出方程式，求解。4、含有各類平衡的物料衡算水解電離平衡例如：弱電解質水解電離涉及相平衡涉及相平衡的物料衡算同時考慮到相平衡和物料平衡的基本關系.在不同相中物料的配比,組成,數量會發生變化,這時分配關系由相平衡常數決定.如果氣相可看成理想氣體,液

30、相可看成理想液體,則氣體滿足道爾頓分壓定律,液體滿足拉烏爾定律.Pi=pi0 xi; pi=Pyi; pv=nRTni/nj=pi/pj; ni/n總=pi/p總分析1連續帶有循環過程,系統達到穩定時,系統無積累無消耗,各參數在系統的各自位置不隨時間而變化,定態穩定.帶循環過程需考慮到循環比,循環量和組成.2當循環部分組分,數量保持穩定不變時可先排除再外,等計算逐塊向下到達循環分支點時再求出其組分.6、典型過程物料衡算：磺化反應以硫酸、發煙硫酸及三氧化硫磺化可以認為按以下過程進行RHn+nH2SO4 R(SO3H)n+nH2ORHn+nSO3 R(SO3H)n一般情況磺化劑用量比上式的理論量要

31、大。用硫酸作磺化劑，隨反應進行系統中水越來越多使磺化劑濃度下降，到某一值磺化反應不再進行此時硫酸濃度稱為極限濃度。 值：極限濃度以三氧化硫百分含量表示他是隨溫度及物理、化學性質的變化苯在373K時的 值：極限濃度為81.6%，以三氧化硫百分表示81.680/98=66.6第二章 能量衡算2-1能量衡算的基本概念根據能量守恒定律，定量地表示出工藝過程中各步的能量變化關系，確定需提供的、或可利用的能量的工作，稱為能量衡算。通過能量衡算就可以算出系統加熱劑和冷卻劑的用量、所需的傳熱面積、確定絕熱過程體系溫度的變化，以及熱量的回收利用。 能量守恒定律 輸入能量+生成能量= 消耗能量+積累能量+輸出能量

32、6工藝計算熱量衡算41 能量衡算的基本概念一、能量的形式要分清不同的能量形式和表示的方法 動能（Ek） 運動著的流體具有動能； 位能（EP） 物體自某一基準面移高到一定距離，由于這種位移而 具有 的能量。靜壓能（Ez）流體由于一定的靜壓強而具有的能量。內能（U） 內能是指物體除了宏觀的動能和位能外所具有的能量。二、幾個與能量衡算有關的重要物理量1、熱量（Q）2、功（W）3、焓(H) HUPV對于純物質，焓可表示成溫度和壓力的函數：H=H(T，P)對H全微分： 焓差:4、熱容熱容是一定量的物質改變一定的溫度所需要的熱量，可以看作是溫度差T和引起溫度變化的熱量Q之間的比例常數，即QmCT42 能量

33、衡算的基本方法及步驟根據能量守恒原理，能量衡算的基本方法可表示為：輸入的能量 一 輸出的能量 積累的能量1、總能量衡算間歇過程、連續穩定流動過程的總能量衡算H +Ek + EP Q + W一般間歇操作，能量、位能差項等于零，即Ek0，EP0，所以上式又可簡化為H Q + W此式即為熱力學第一定律的數學式，此處W的符號以環境向體系作功為正。3、機械能 在反應器、蒸餾塔、蒸發器、換熱器等化工設備中，功、動能、位能的變化，較之傳熱量、內能和燴的變化，可忽略。總能量衡算式可以簡成Q = U (封閉體系）或Q = H (敞開體系）。 在另一類操作中，情況相反，即傳熱量、內能的變化與動能變化、位能變化、功

34、相比，是次要的。這些操作大多是流體流入流出貯罐、貯槽、工藝設備、輸送設備、廢料排放設備。或在這些設備之間流動。連續穩定流動過程總能量衡算式：Hu2/2gZ(PV)QW1千克不可壓縮流體流動時的機械能衡算式：P/u2/2gZFW焓衡算中的熱熔物質的Cp可按如下方法求得:(1)常壓氣體等壓熱容Cp常壓氣體Cp經驗公式為Cp=a+bT+cT2或 Cp=a+bT-1+cT-2。若干物質的經驗公式系數a,b,c可從手冊中查出。應注意不同經驗公式中溫度 T的單位，有的用 K，也有的用 0C，需要換算。高壓下需用對比因子進行校正。 缺乏數據時可以估算Cp=Cpa n/M Cp-有機液體或固體的熱容（kJ/k

35、mol.0C）Cpa-元素等壓熱容M-分子量n-分子中同一原子個數 (2)元素等壓熱容元素等壓熱容（kJ/kmol. 0C）名稱 Cpa固體 Cpa液體 C 7.53 11.72H 9.63 18.00O 16.75 25.12S 22.6 30.98P 22.6 30.98其他 25.98 33.49 Hv373K 373K H2O(l) H2O(g) H1 H2 Hv298K 298K H2O(l) H2O(g)從上式可知，利用蓋斯定律得到：Hv373K =Hv298K-H1-H2 373其中 H1= MCpdT ； 298 373 H2= MCpdT 298式中:M為物質的量，Cp為等壓

36、熱容，它本身也是溫度的函數。 化學反應熱根據蓋斯定律，物質進行化學反應其熱效應與路徑無關，只與起始和終了狀態有關。如果已知標準狀態與反應有關各種物質的生成熱Hf,則標準狀態化學反應熱Hr298K為：Hr298K =（nHf298）i- （mHf298）ji-指各產物j-指各反應物n-參加反應化學方程式各產物的計 量系數m-參加反應化學方程式各反應物的計量系數 如果已知標準狀態與反應有關各種物質的燃燒熱HC,則標準狀態化學反應熱Hr298K又可改為：Hr298K =（mHC298）J-（nHC298）i 如果在標準狀態化學反應熱Hr298K已知的情況下，欲求一定溫度下的化學反應熱HrT可按基爾霍

37、夫公式求取： THrT=Hr298K+nCpdT 298Hf HC,互換 HC0 C6H6 + 15O 6CO2+ 3H2O Hf0 Hf 6C+6H+15OHf0 =Hf - HC0其中Hf=6 Hf0 （CO2）+3Hf0(H2O)電子移位數法估算燃燒熱（卡拉茲法Khrasch）有機化合物的燃燒過程，可看作是碳原子和氫原子上的電子轉移到氧原子上去的結果。因為燃燒的最終產物碳，變成二氧化碳，氫，變成水。故燃燒熱與電子轉移數有關。經測試，每轉移一個電子所釋能量為109.07kJ,則液體簡單有機化合物在常壓200C的燃燒熱為： -HC=109.07N N-電子轉移數當較復雜的化合物使用上式須經經

38、驗校正：-HC=109.07N+（Kii）Ki-分子中校正對象的次數i-校正對象的校正值對分子結構復雜的化合物卡拉茲法計算誤差較大，可另選其他方法計算。例題應用已知數據，應用已學過求燃燒熱方法，計算反應熱效應。萘在催化條件下氧化制苯酐。萘的處理量為1500kg/h。求：需移走的反應熱。（假設萘在標準溫度下反應） fH m,苯酐 = -402.2 kJ/mol cHm,氫氣 = -285.58 kJ/mol cHm,碳 = -395.3 kJ/molR-Ar = -14.7 kJ/mol 以上數據除R-Ar外，吸熱為正放熱為負。 濃度變化的熱效應我們把可溶性氣體、液體、固體溶于溶劑中，形成溶液時

39、產生的熱效應稱為溶解熱。物質的溶解熱數值與溫度、壓力和濃度有關。一摩爾溶質溶于一定量溶劑，形成一定濃度的溶液，此過程的熱效應，稱為該物質的“積分溶解熱”。 此熱效應隨溶液稀釋而數值變化，但稀釋過程越進行熱量變化越小，當溶液中溶劑量與一摩爾溶質相比數值很大即：溶劑量溶質量；此時我們稱為溶液處于“無限稀釋狀態”。當處于“無限稀釋狀態”再行稀釋，熱效應也不復變化。 有了積分溶解熱數據，就可以方便地計算溶解過程、稀釋的熱效應。例題：600C95% H2SO4 200kg,用50C水稀釋到濃度為50%，列出求稀釋酸終點溫度T的計算式。系統隔熱良好。查得 H2SO4 95% Cp95%=1.53 kJ/k

40、g0C -Hs095%=100.49 kJ/molSO3 50% Cp50%=2.53 kJ/kg0C -Hs050%=149.37 kJ/molSO3 H2O Cp H2O =4.18 kJ/kg0C 假定在計算范圍內各Cp變化不大，近似常數 解：（1）求稀釋水量WH2O 、溶質mol數 W50%0.5=2000.95 W H2O =200(0.95/0.5)-1 (kg) MSO3=2000.95/98 (kmol) (2)根據蓋斯定律，假想一個虛擬循環 H=0 600C 95%H2SO4 + 50 CH2O T0C 50%H2SO4 H1 H2 H3 Hs 250C 95%H2SO4 +

41、 250C H2O 250C 50%H2SO4H1=W95% Cp95%（25-60）；H2= WH2O CpH2O（25-5）；H3=W50% Cp50%（25-T）Hs= MSO31000（Hs050%-Hs095%）H1+H2+Hs=H3+H T=25-W95% Cp95%（25-60）+ WH2O CpH2O （25-5）+MSO31000（Hs050%-Hs095%）/ W50% Cp50% 最后解得 T=119.060C基 本 概 念1.間歇反應器物料停留時間和連續反應器物料的平均停留時間，二者有何區別? 間歇反應器中物料的停留時間即為反應時間，而連續反應器中的物料平均停留時間不代

42、表真正的反應時間，因為各物料微團的反應時間不等，呈現停留時間分布。 2. 間歇反應器和連續流動反應器二者考察對象有何區別?間歇反應器(或固體焙燒的流化反應器)中物料的停留時間即為反應時間，故以物料為考察對象，而連續流動反應器中物料的停留時間是隨機過程。過程的狀態不隨時間而變化。因此，不能以物料為考察對象。而應該從反應器狀態去考察。 3. 有人說，活化能大小能表征反應的難易程度，即活化能高反應難進行，活化能低反應容易進行。這種說法對嗎?這種說法不夠全面。活化能大水不是決定反應難易的唯一因素;它與頻率因子共同決定反應速率。 4.頻率因子相同的同一級反應，活化能大小對反應器操作有何影響?活化能大反應對操作相當敏感，操作時必須小心。活化能小不敏感，即操作條件發生波動對反應影響不大。 5.反應級數是否等于其反應分子數?反應級數高低是否決定于反應速率的快慢？反應級數不同于反應分子數。對基元反應來講，其級數就等于反應分子數，但對反應總速率來講，卻不一定相等。反應級數高低并不直接決定反應速率的快慢，它僅反映反應速率對物料濃度的敏感程度。反應級數越高，濃度對反應速