第六章制药反应设备.docx
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第六章制药反应设备
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
6.1反应器基础
v反应是整个生产工艺过程的核心，反应器是反应过程的核心设备。
制药工程设计从反应器开始，Smith等人提出设计的洋葱模型。
v反应器使原料转化为产品；
v分离循环分离原料产品和副产品组成的混合物；
v上两步设计决定设计过程的冷、热负荷。
故进而作换热网络设计
v过程热量回收不能满足的冷、热负荷决定公用工程用量，因而第四步是公用工程设计。
v上循环对制药过程设计也适用，但产品精制、烘干和包装过程必须满足GMP,故换热网络设计同时，必须设计形成环境净化的空调系统。
v设计遵循洋葱模型，但极少有一次全过程设计即得成功的全过程设计的。
多数情况下设计顺序是双向的，因为做出内层设计决策的依据是不完整的，当把较多的细节考虑至设计中时，外层会出现一个比较完整的设计轮廓，此时设计决策可能需要改变，因此必须返回内层，如此反复进行。
v6.1.1反应器类型
v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
2、反应器按相态分类
3.按操作方式分类：
v间歇式
v半间歇式
v连续式反应器
v4.按操作温度分类
v等温和非等温反应器
v5.按流动状况分类
v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
v1、间歇操作
v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。
间歇釜式反应器及其浓度变化
v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。
v器内反应物和产物的浓度随时间的变化关系如图所示。
v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;
v对可逆反应随τ的增加而降至其平衡浓度；
v对单一反应A→R（产物），R的浓度随反应时间的增加而增大；
v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。
釜式反应器
2、连续操作
v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。
v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。
v
（1）管式反应器
v多个化学反应，产物R的浓度变化同间歇反应器。
（2）全混流釜式反应器（CSTR）
v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
v3、半连续操作
v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。
v器内的物料组成既随时间而变化,又随位置而变化。
v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
v反应器计算所应用的基本方程式:
v反应动力学方程式
v物料衡算式
v热量衡算式。
v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
v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，
等容过程
vA为反应物，取负号。
等容过程
反应A→R为n级不可逆反应，则反应动力学方程式为
式中
k——反应速度常数，kmol1-n⋅m3（n-1）⋅h-1；
n——反应级数。
气相反应
v如果反应气体可视为理想气体，则kp和k的关系为
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
v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：
2、物料衡算式
v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。
v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dτ作为物料衡算的空间基准和时间基准。
3、热量衡算式
在微元时间dτ内对微元体积dVR进行热量衡算得
在dτ内，dVR中因反应产生的化学变化热为
v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。
v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。
v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
v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。
1、理想混合反应器
v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。
v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。
v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。
v半连续或间歇操作（BSTR）时，反应器内物料的组成、温度等参数仅随时间而变，与位置无关。
2、理想置换反应器（PFR）
v理想置换的特征在与流动方向垂直的截面上，各点的流速和流向完全相同，称为“活塞流”或“平推流”。
v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；
v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。
v生产中,细长型的管式反应器可近似看成理想置换反应器。
3、理想反应器内反应物及产物的浓度变化
6.2釜式反应器的工艺计算
v6.2.1.釜式反应器的结构、特点及应用
v1、结构
v由釜体、上封头、搅拌器等部件而制成。
v罐体内壁可内衬耐腐蚀材料。
v为控温，常设有夹套，内部也可安装蛇管。
2、特点及其应用
v釜式反应器结构简单、加工方便；
v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;
v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;
v间歇过程所有物料具有相同的反应时间；
v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。
v缺点：
装料、卸料等辅助操作时间长，产品质量不稳定
v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
v1、反应时间的计算
v搅拌良好可视为理想混合反应器（BSTR），物料衡算有下特点：
v
（1）由于反应器内浓度、温度均一，不随位置而变，故可对整个反应器有效容积（反应体积）进行物料衡算。
v
（2）由于间歇操作，对反应物A
上式对等温、非等温、等容和变容过程均适用。
等容过程
v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。
v若能保证放大后的装置在搅拌和传热两方面均与提供试验数据的装置完全相同，就可实现高倍数的放大。
零级反应
等温过程，k为常数
一级反应，等温等容过程
v二级反应，等温等容过程
2、反应器总容积的计算
v
（1）有效容积
v实际操作时间=反应时间（τ）+辅助时间（τ′）
v反应体积VR是指反应物料在反应器中所占的体积
（2）总容积VT
装料系数ϕ一般为0.4～0.85。
不起泡、不沸腾的物料，ϕ可取0.7～0.85；
起泡或沸腾的物料，ϕ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
v当丁醇过量时，反应动力学方程式为
v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ϕ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
（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
（3）计算所需反应器的总容积VT
v前已求得反应器的有效容积为1.29m3
3、反应器的台数N及单釜容积VTS的确定
v
（1）已知VTS，求N
v对于给定的处理量，每天需操作的总批数为
每天每台反应器可操作的批数为
v则完成给定生产任务所需的反应器台数为
（2）已知N，求VTS
v（3）N及VTS均为未知，求N和VTS
v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
v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。
v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。
5、讨论：
（1）间歇反应器中的单反应
k增大（温度升高）→τ减少→反应体积减小
补充：
（2）复合反应：
必须用两个以上的化学计量式方能确定反应在反应时的变化关系
v例题在等温间歇釜式反应器中进行下列液相反应
v对于液相反应，可视为恒容系统由式（6-20）得
v代入CA0=2kmol/m3，τ=2h得：
v实际上等温操作是很难实现的，只有当反应物料中反应物浓度很小，反应速率很慢且反应热效应又不大的情况下才接近等温操作。
而且大多数情况下（除非热敏性的反应物料）也不必要求等温操作。
更多的情况是要求合理的温度序列最有利于反应的进行，或有利于改善反应的产物分布。
6、分批式操作的优化分析
v分批式操作的过程中随反应物转化率的提高，反应速率下降，反应效率下降，故存在什么转化率下停止反应最为有利的问题。
可有两种目标来进行优化：
也可写成用转化率表示的形式，若有
v将式（3）和（4）代入
（1）式得：
v分母项为产物R的质量，上式对τ求导并令其等于零即得：
6.2.3.连续釜式反应器的工艺计算
v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。
v特点：
所有空间位置的物料参数都等于出口处的物料性质，物料质点在反应器中的停留时间参差不齐，形成一个停留时间分布。
v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
v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。
v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
v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。
v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。
v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
v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。
v物料衡算具有如下特点：
v
（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。
v
（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。
v（3）物料衡算式中的积累量为零。
v（4）反应速度可按出口处的浓度和温度计算。
反应器内平均停留时间
全混流反应器τ的图解积分（对比右图的BSTR图解积分）
对于零级等容反应
v对于一级等容反应，
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。
v解：
因为是二级反应，
2、多釜串联连续操作
v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。
v作如下假设：
v
（1）釜间不存在混合。
v
（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
在第i釜中对反应物A进行物料衡算得
式中
FAi-1、FAi—进入和离开第i釜的反应物A的千摩尔流量，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
v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，
…………
若各釜等温等容
v对于零级反应，若各釜等温等容
二级反应，各釜等温等容
v由于浓度不能为负值，故弃去负根，则
v对于一级反应选择两个体积相同的釜串联，可使总体积最小；若多釜串联，则选择各釜体积相同，可使总体积最小。
v对于α级反应，为使反应总体积最小；
v若α>1，小釜在前，大釜在后；
v若α=1，各釜体积相同；
v若0<α<1，大釜在前，小釜在后；
v若α=0，反应速度与反应物浓度无关，串联已无必要；
v若α<0，单釜操作优于多釜串联，串联已成多此一举。
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。
v解：
（1）第一台反应器因为是二级反应，
（2）第二台反应器由式（6-49）得
v两釜串联连续操作的反应器的总有效容积为
6.2.4.搅拌釜式反应器的传热
v1.搅拌釜式反应器的传热元件
夹套类型示意图
（2）内构件
v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
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）两侧均为恒温时
（2）间歇操作
v1）夹套为恒温，被搅液进出口温度不同时
v被搅液在θ时间内由初温t1变到终温t2。
v前式推导过程：
2）当热载体在夹套进出口温差较大时
（3）若传递过程中K有明显变化
v把被搅液的整个温度X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
v6.3.1.管式反应器的结构、特点及应用
v6.3.2.管式反应器设计基础方程式
v6.3.3.液相管式反应器的工艺计算
v6.3.4.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
v1、管式反应器结构
v2、管式反应器特点
v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。
v3、管式反应器的应用
v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。
6.3.2.管式反应器设计基础方程式
v特点：
•细长型的管式反应器可近似看成理想置换反应器（平推流反应器）
•连续定态下，各个截面上的各种参数只是位置的函数，不随时间而变化；
•径向速度均匀，径向也不存在浓度分布；
•反应物料具有相同的停留时间。
稳态操作时，物料衡算具有如下特点
v
（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。
v
（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。
v（3）物料在反应器中的积累量为零。
积分可得
6.3.3.液相管式反应器的工艺计算
v1、等温液相管式反应器（等容过程）
v
（1）反应器容积的计算
v零级反应
一级反应
二级反应
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。
v解：
二级反应，由例6-1可知：
Vh＝1.23m3⋅h-1，
vCA0=1.75kmol⋅m-3，k=1.04m3⋅kmol-1⋅h-1，xAf=0.5。
反应器有效容积的比较
（2）管径与管长的计算
v具体步骤如下：
v①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。
v②确定管径d
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
v式中A¡ª邻硝基氯苯，B¡ª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%,ρB=881kg⋅m-3;邻硝基氯苯0.08m3⋅h-1,浓度99%,ρA=1350kg⋅m-3。
A和B的分子量分别为157.6和17,反应物料μ为0.15⨯10-3Pa⋅s。
拟采用φ32⨯8mm的管子,xA=98%,试计算L。
解：
（1）计算τC
由题知：
（2）计算管长L
（3）校核Re
与流动模型相关的重要概念
v年龄
v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。
v寿命
v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。
v返混：
v又称逆向返混，不同年龄的质点之间的混合。
v是时间概念上的混合
反应器特性分析流动模型概述
BSTRPFRCSTR
1投料一次加料（起始）连续加料（入口）连续加料（入口）
2年龄年龄相同（某时）年龄相同（某处）年龄不同
3寿命寿命相同（中止）寿命相同（出口）寿命不同（出口）
4返混无返混无返混返混极大
2、变温液相管式反应器
稳态操作时,热量衡算具有下特点：
v
（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。
v
（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。
v（3）反应器中没有热量的积累。
v为简化推导过程，还作如下假设：
v
（1）反应过程中的物理变化热可忽略不计。
v
（2）反应体系中无相变过程发生。
对如下微元作热量衡算
v取0℃为热量衡算的基准温度
Q2的计算式为
dVR内
绝热管式反应器容积的计算
v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。
v设计如下途径完成绝热反应过程。
反应所放出的热量全部用于物料升温（ΔH＝0），则
绝热过程中T与x成线性关系。
例如，变温等容一级反应
代入下式积分可求达规定转化率时所需管式反应器VR
6.3.4.气相管式反应器的工艺计算
v气相反应，恒T恒P，若△n≠0，应按变容过程处理。
v膨胀因子——为每转化1mol某反应物所引起的反应体系内物质摩尔量的改变量。
一变容过程，进料中A的摩尔分率为
当转化率为xA时，反应体系中物料的总摩尔流量为
若气体可视为理气，且流动ΔP可以忽略，则Vt为
vCA与xA的关系为
等容过程，εA=0，得
v对于气相非等容过程，将CA或PA与xA关系式代入反应动力学方程式，再利用式（6-52），即可求出达到规定xA所需管式反应器的VR。
例6-6在管式反应器中进行2,5-二氢呋喃的气相裂解反应,反应动力学方程式为rA=kCA。
式中CA为2,5-二氢呋喃的浓度，kmol⋅m-3。
已知反应在恒温恒压下进行,反应动力学常数k=3h-1,εA=1;2,5-二氢呋喃的进料体积流量为0.3m3⋅h-1,其中含2,5-二氢呋喃80%（体积比）,其余为惰性气体。
若要求2,5-二氢呋喃的转化率为75%,试计算所需反应器的容积。
v解：
6.4反应器型式和操作方式选择
v反应器型式和操作方式选择应结合反应特点，从生产能力、反应选择性等方面，对不同型式的反应器进行认真的分析和比较，以确定适宜的反应器型式和操作方式。
6.4.1.简单反应
v简单反应——可用一个反应方程式和一个反应动力学方程式来描述的那些反应。
v反应器性能的比较可归结为生产能力的比较。
或获得相同的产物量，所需反应器容积的比较。
v1、间歇釜式反应器与管式反应器
v两种反应器容积的定量比较，可用容积效率来描述
2、间歇釜式反应器与连续釜式反应器
v一级反应
当η=1时,两种反应器所需的有效容积相同，τ´应满足下列关系
例6-7某一级反应的反应速度常数k为40h-1，规定的转化率xAf为95%，试分别按以下条件比较采用间歇釜式反应器和单釜连续操作反应器所需有效容积的大小。
（1）忽略间歇釜式反应器的辅助操作时间；
（2）每批辅助操作时间为0.4h；（3）每批辅助操作时间为1h。
v解:
（1）由k=40h-1,xAf=0.95,τ'=0得
（3）由k=40h-1,xAf=0.95,τ'=1h得
v3、连续釜式反应器与管式反应器
v零级反应
一级反应
v二级反应
图6-17连续釜式反应器与管式反应器的η
v
（1）零级反应的η=1,且与xA无关。
v
（2）xA一定时,n越高,η就越小,即（VR）C>>（VR）P。
v（3）除零级反应外,其它各级反应的η<1,且当反应级数一定时,xA越高,η就越小,即（VR）C比（VR）P大得越多。
4、多釜串联反应器与管式反应器
v一级反应，N个等温等容釜串联，单釜中停留时间
（1）对于零级反应，单台连续釜式反应器所需VR与管式反应器的相同。
但釜式反应器存在装料系数，故实际容积有所增大。
间歇釜式反应器既存在装料系数，又存在辅助操作时间，故所需的容积较大。
（2）n越高或xA越高，单台连续釜式反应器所需VR越大，此时宜采用管式反应器。
（3）对ΔH很大的反应，从利于传热看，宜采用管式反应器。
若要控温方便，宜采用间歇釜式反应器或多釜串联反应器。
（4）采用多釜串联反应器时，η随釜数的增加而增大，但增大的速度渐趋缓慢。
因此,串联的釜数一般≯4。
（5）对于r较慢，且要求xA较高的液相反应，宜采用间歇釜式反应器。
（6）对于r较快的气相或液相反应，宜采用管式反应器。
（7）对于n较低，且要求xA不高的液相反应以及自催化反应，宜采用单台连续釜式反应器。
6.4.2.复杂反应
v复杂反应要用多个化学反应方程式和多个反应动力学方程式来描述。
v复杂反应的产物中，既有目标产物，又有副产物。
在选择反应器型式和操作方法时，首要考虑的是反应选择性。
6.4.2.1.平行反应
（一）仅一个反应物的平行反应
1.浓度效应
平行反应，提高反应物浓度有利于级数较高的反应，降低反应物浓度有利于级数较低的反应。
增大返混与降低浓度等效，减小返混与提高浓度等效。
2.温度效应
v3.选择或开发高选择性催化剂
（二）两个反应物的平行反应
T对β影响同前，区别在于浓度的影响
间歇操作时反应物浓度与加料方式
连续操作时反应物浓度与加料方式
v（a）a1>a2,b1>b2,
vCA,CB都高
（c）a1>a2,b1适宜的反应器型式和操作方式（c
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