Степень превращения числа ступеней

Одним из таких аппаратов является многослойный адиабатический реактор, в котором охлаждение между ступенями достигается посредством теплообменников. Такие реакторы широко применяют при окислении ЗОг. Реактор состоит из нескольких последовательно соединенных заполненных катализатором камер, которые работают яри адиабатическом режиме. Следовательно, в каждой камере температура повышается в направлении от входа к выходу, что конечно, противоречит идеальному режиму. Однако путем охлаждения газа, выходящего из каждой камеры, его температуру удается значительно понизить перед поступлением в следующую камеру. Короче говоря, ступенчатое изменение температур в рассматриваемой системе рассчитано а приближении к оптимальной температурной последовательности, как это показано на нижней кривой рис. 34, где в качестве координатных осей приняты степень превращения и температура (вместо объема и температуры). Чем больше число ступеней, тем ближе рабочие характеристики системы приближаются к оптимальным характеристикам, предсказываемым теорией. [c.149]

Задачу оптимизации для такого реактора можно сформулировать различно, в зависимости от того, какая цель при этом преследуется. Например, для заданного общего времени пребывания т и заданного числа ступеней N необходимо найти входные температуры ступеней Tf > (г = 1,. . N) и время пребывания реагентов на каждой ступени т,- (i 1,. .., N) так, чтобы общая степень превращения в реакторе была максимальной. Иная постановка оптимальной задачи заключается в требовании достижения заданной степени превращения ху, при минимальном общем времени пребывания реагентов в аппарате и заданном числе ступеней. [c.124]

Вместе с тем, при построении зависимости затрат на катализатор от числа ступеней реактора, рассчитываемого, например, на заданную степень превращения, необходимо для каждого значения числа ступеней минимизировать требуемое количество катализатора соответствующим выбором входных температур ступеней и [c.124]

Выражение (УП1-327) идентично зависимости (У1И-281), представляющей собой проектное уравнение реактора полного вытеснения. Это означает, что производительность каскада реакторов при конечной степени превращения приближается к производительности реактора с полным вытеснением по мере возрастания числа ступеней каскада. [c.321]

Последовательность расчета трубчатого реактора с неполным перемешиванием I) определение Ъь или Во 2) нахождение числа ступеней заменяющего каскада 3) вычисление степени превращения в заменяющем каскаде. [c.328]

Определить степень превращения, достижимую в реакторе при максимальном числе оборотов мешалки. Определить максимальную степень превращения при проведении процесса в реакторе вытеснения, имеющем объем, равный суммарному объему всех пяти ступеней, и работающем при той же скорости потока и той же температуре. Почему фактическая степень превращения может оказаться несколько меньшей [c.103]

Для заданной входной концентрации ,-i это уравнение является линейным соотношением между концентрацией на выходе и скоростью. Прямая пересекает ось абсцисс в точке -i и имеет тангенс угла наклона 1/тг. Кроме того, значения u и С должны соответствовать также уравнению скорости процесса u = k i [или в общем виде ui = kf( )]. Таким образом, пересечение прямой, построенной по уравнению (V.32), с кривой зависимости скорости от концентрации дает значение С, (рис. 12). После определения i расчет повторяют, чтобы найти +i в следующей ступени. При одинаковом времени пребывания реагентов в реакторе полного смешения (одинаковом объеме реакторов в каскаде) прямые, определяемые уравнением (V. 32), будут параллель ными. Если задано число реакторов и конечная степень превращения, то время пребывания в реакторе находят путем подбора. Этот метод применим только в том случае, когда скорость реакции можно выразить как функцию одной переменной (щ — = ki( i)). [c.94]

Определить 1) объем единичного реактора смешения, обеспечивающий заданную степень превращения 2) реакционный объем, требующийся для проведения того же процесса при тех же условиях в реакторе идеального вытеснения 3) число ступеней, т. е. единичных реакторов смешения, требующихся для того, чтобы общий реакционный объем приближался к объему реактора вытеснения. [c.98]

Влияние числа ступеней в батарее на степень превращения при одинаковом времени пребывания т реагентов во всей батарее, [c.690]

Степень превращения ам в зависимости от числа ступеней и общего времени пребывания в батарее выражается следующей формулой [c.691]

Этой формуле на диаграмме соответствует пучок кривых (рис. 1Х-23) для ряда частных значений N. Очевидно, что при данной продолжительности пребывания или постоянном полезном объеме батареи степень превращения тем выше, чем больше число ступеней. [c.691]

При заданной степени превращения продолжительность пребывания в батарее и, следовательно, ее общий полезный объем уменьшается с увеличением числа ступеней. [c.691]

Выведенные уравнения и построенные кривые дают возможность сравнительно легко вычислять время пребывания ингредиентов в реакционной зоне аппарата, необходимое для достижения требуемой степени превращения, при заданном распределении концентраций по секциям. Уравнения (1, 106) и (I, 107) могут быть использованы в этом случае без всяких изменений. Если же обусловлена только конечная степень превращения или только концентрация продукта реакции в последней секции, задаются числом ступеней и по кривым рис. 11 или по формулам находят [c.52]

Однако для такого реактора весьма существенными могут оказаться дополнительные затраты на организацию ступеней, которые в первом приближении можно принять пропорциональными их числу. Если в координатах затраты 3 — число ступеней N построить зависимость затрат на катализатор (рис. III-18, кривая 1), то указанная зависимость будет иметь монотонно убывающий характер. Это объясняется тем, что при неограниченном увеличении числа ступеней в аппарате, рассчитываемом, например, на заданную степень превращения, темпер атурный профиль приближается к оптимальному и обеспечивается более эффективное использование катализатора. С, другой стороны, с увеличением числа ступеней возрастают расходы на аппаратурное оформление промежуточного теплоотвода (рис. III-18, кривая 2). Суммарные затраты в этом случае имеют выраженный минимум (рис. 111-18, кривая 3), положение которого и отвечает оптимальному числу ступеней реактора А пт- Вместе с тем, при построении зависимости затрат на катализатор от числа ступеней реактора,, рассчитываемого, например, на заданную степень превращения, необходимо для каждого значения числа ступеней минимизировать требуемое количество катализатора соответствующим выбором входных температур ступеней и их размеров. Эта задача оптимизации и рассматривается в приведенном ниже примере. [c.131]

Пункты (3) и (4) повторяют до тех пор, пока не будет рассчитано заданное число ступеней реактора. Если полученная в результате расчета степень превращения на выходе последней ступени окажется ниже заданной ХА, то цикл. расчета повторяют, начиная с пункта (1) при уменьшенном значении Т . Если же величина х окажется выше заданной ХА, то входная температура первой ступени Т для следующего цикла расчета принимается более высокой. Циклы расчета повторяют, пока не подберут необходимое значение температуры на входе первой ступени, при котором в аппарате достигается заданная степень превращения ХА. [c.135]

Моделирование каскада реакторов на АВМ применяется для исследования протекающего в нем процесса, в частности, для определения общей степени превращения Ха и степени превращения в отдельных ступенях Ха (либо конечных концентраций и Сл ), а также времени выхода каждого из реакторов на стационарный режим при заданном числе реакторов. [c.162]

При приблизительно одинаковой продолжительности контакта в двухступенчатом варианте процесса при 150 ат общий выход продуктов был почти такой же, как и в одноступенчатом варианте при 300 ат. Однако объемная скорость синтез-газа при 150 ат была вдвое меньше, чем при 300 ат. Когда в аналогичном опыте температуру в реакторе I ступени поддерживали 430°, а второй ступени 470°, степень превращения оказалась более равномерно распределенной между обоими реакторами и выход углеводородов возрос до 125,7 3 на 1. ж сырьевого газа без балластных компонентов (в том числе 37,6% жидких продуктов и 26,8% углеводородов С4 изостроения). [c.317]

При непрерывном режиме П. в р. каскад последовательно соединенных реакторов смешения имеет меньший суммарный объем, чем одноступенчатый реактор, при одинаковой производительности и степени превращения. Для расчета каскада реакторов смешения составляют материальный баланс каждой ступени. Существуют специальные графич. методы расчета числа ступеней каскада изотермич. реакторов смешения для достижения заданной производительности при известном объеме единичного реактора. В общем случае применяют численные решения, используя ЭВМ. Хотя экономич. эффект (выигрыш в капитальных затратах) будет снижаться при очень большом числе ступеней, на практике для медленных процессов П. в р. используют каскады из 20 и более реакторов смешения (напр., при синтезе каучуков). [c.451]

Рис. IV. 48. Зависимость объема реакционной системы от числа ступеней при различных степенях превращения (конверсии)

Коппер и Вальдман опубликовали сообщение об оптимизации этого процесса на полупромышленной установке с помощью факторного планирования . Зависимость выхода продуктов на первой стадии от пяти независимых переменных — температуры, давления, времени пребывания, степени превращения и числа ступеней окисления — была найдена из 85 опытов с последующей обработкой результатов наблюдений на вычислительной машине 1ВМ-7090. [c.201]

Вопрос об оптимальном соотношении объемов ступеней неоднократно обсуждался в литературе. При этом, однако, рассматривались лишь гомогенные химические реакции (см., например, обзор в работе [51]). Выло установлено, что значение Я(,пт при проведении гомогенных химических реакций в каскаде реакторов смешения заключено в диапазоне от 1 до а, т. е. в иных пределах, чем для гетерогенных процессов. Это отражает некоторые принципиальные различия между гомогенными и гетерогенными процессами, отмечавшиеся в главе 1. Результаты изотермического гомогенного процесса полностью определяются концентрациями реагентов в ступенях и средним временем пребывания в них распределение частиц (т. е. молекул) по времени пребывания не играет в этих процессах никакой роли, так как химическая активность молекулы не зависит от того, сколько времени она уже пробыла в каскаде реакторов. В противоположность этому, химическая активность частицы твердой фазы в гетерогенном процессе зависит от времени ее пребывания в каскаде чем больше время пребывания частицы, тем сильнее она растворилась и тем ниже ее реакционная способность. Это различие между гомогенным и гетерогенным химическими процессами хорошо видно на примере реакций нулевого порядка. Если скорость гомогенного процесса не зависит от концентрации, то степень превращения определяется только средним временем пребывания и не зависит ни от числа ступеней, ни от соотношения их объемов. В этих условиях можно выбрать в качестве опт произвольное неотрицательное число. Если обозначить оптимальное отношение объемов при нулевом порядке реакции через Яо, то естественнее всего положить Хо==0, что соответствует одноступенчатому реактору применение многоступенчатых систем для проведения таких процессов является излишним. Для гетерогенных реакций нулевого порядка это уже не так результат процесса определяется не столько средним временем пребывания, [c.187]

Для остальных теоретических ступеней расчет производится аналогично. Расчет для пятой теоретической ступени дает величину = 7,09 мол. %, которая ниже величины, полученной опытным путем (7,21 мол. %). Таким образом, число теоретических ступеней для измеренной степени превращения должно составлять [c.125]

Однако для такого реактора весьма существенными могут оказаться дополнительные затраты на организацию ступеней, которые в первом приближении можно принять пропорциональными их числу. Если в координатах затраты 3 — число ступеней N построить зависимость затрат на катализатор (рис. П1-18, кривая /), то указанная зависимость будет иметь монотонно убывающий характер. Это объясняется тем, что при неограниченном увеличении числа ступеней в аппарате, рассчитываемом, например, на заданную степень превращения, температурный профиль приближается к оптимальному и обеспечивается более эффективное использование катализатора. С другой стороны, с увеличением числа ступеней возрастают расходы на аппаратурное оформление промежуточного теплоотвода (рис. П1-18, кривая 2). Суммарные затраты в этом случае имеют выраженный минимум (рис. HI-18, кривая 3), положение которого и отвечает оптимальному числу ступеней реактора iVonr.- [c.124]

Эффективность работы батареи реакторов зависит от числа ступеней, объема каждой ступени и интенсивности смешения. При идеальном смешении концентрация одинакова во всем объеме каждой ступени и равна концентрации в отводимом потоке (так называемая теоретическая, или идеальная, ступень). Практически можно лишь в той или иной степени приближаться к идеальным условия1у1, причем степень приближения зависит от особенностей каждой отдельной системы. Конечно, всегда происходят локальные циркуляции перемешиваемой среды, что сокраш,ает время пребывания части материала в данной ступени. Несмотря на то, что для другой части материала время пребывания в указанной ступени больше по сравнению со средним временем, средняя степень превращения вещества несколько ниже, чем при идеальном смешении. Отношение разности концентраций на входе и выходе из ступени в практических условиях работы к разности этих же концентраций в идеальной ступени называется коэффициентом полезного действия ступени. В реакторах смешения к. п. д. обычно составляет от 60 до 90% однако никаких общих соотношений между переменными, влияющими на к. п. д., для расчета этого важного показателя работы реакторов не выведено. [c.119]

При наличии более трех ступеней алгебраические методы расчета реакторов требуют много времени. Используя некоторые приемы, предложенные Элдриджем и Пире [10], или же различные графические методы [11 —16], расчет реактора может быть значительно упрош,ен. Графические методы расчета рационально применять в том случае, когда скорость реакции можно выразить как функцию одной переменной, например концентрации одного из реагентов. При графических методах нет необходимости определять порядок реакции, расчет можно проводить непосредственно по экспериментальным значениям скорости реакции. После нанесения на график найденных значений скорости реакции в зависимости от концентрации число аппаратов, необходимых для достижения некоторой заданной степени превращения, можно определить простым ступенчатым построением графика аналогично тому, как это делается в методе Мак-Кэба— Тиле при расчете процесса ректификации. [c.86]

Считается целесообразным осуществлять процесс в две ступени, применяя на первой у-оксид алюминия, модифицированный фторидами (0,37% фтора), а на второй — алюмокобальтмолибденовый катализатор. Условия процесса 0,49 МПа, 530 °С, объемная скорость 0,8 ч . Использование форконтакта в полтора раза увеличивает стабильность катализатора (сокращает образование отложений). При этом степень превращения составляет оснований— 99,9, фенолов — 99,99, индола — 99,7, индена — 92,5 и тионафтена— 99,99%. Ректификацией гидрогенизата II ступени на колонне эффективностью 25 т. т. при флегмовых числах 5—6 получают нафталин с температурой кристаллизации 80,3 °С. Содер- [c.283]

Таким образом, пересечение прямой линии, имеющей тангенс угла наклона tga = — 1/т с кривой зависимости скорости реакции от концентрации, дает значение концентрации в т-й ступени Сл (рис. 28). Чтобы найти значение концентрации в любой ступени, а также число реакторов в каскаде, из точки проводят прямую до пересечения с кривой, опускают перпендикуляр на ось абсцисс и т. п. до получения определенной конечной концентрации. При этом, поскольку было задано одинаковое время пребывания во всех ступенях, прямые, определяемые уравнением (П1.51), будут параллельны. По числу реакторов в каскаде определяется время пребывания реагентов и объем каскада. Увеличение числа реакторов в каскаде при достижении одной и той же степени превращения приводит к уменьшению времени пребывания в них реагентов и соответственно обигего объема каскада, sj" Реактор периодического действия. В реактор периодического действия едино-временно загружают определенное количество реагентов, которые находятся в нем до тех пор, пока не будет достигнута желаемая степень превращения. После этого реактор разгружают. Распределение концентрации при любой степени смешения реагентов во времени анало- Ч [c.91]

Практический интерес может представить также полочный реактор, разработанный фирмой Lurgi (рис. 8.16). Этот реактор длительнее время успешно работал как опытный (загрузка катализатора 90 л). В схеме предусмотрены охлаждение рециркулирующего горячего газа и последующее его смешение с холодным рециркулирующим газом. Таким путем можно снизить количеств а горячего циркулирующего газа на величину, пропорциональную числу полок — ступеней синтеза. Соединяя последовательно большое число катализаторных слоев, можно в принципе построить полочный реактор любого размера. Преимуществом такого реактора является и возможность повышения температуры синтеза от ступени к ступени при этом компенсируется снижение скорости реакции за счет уменьшения концентрации реагентов, что, в свою очередь, приводит к повышению степени превращения. [c.305]

Для обеспечения непрерывного производства следует воспользоваться проточной системой с пропусканием обеих фаз в противотоке, как это схематически показано на рис. 1-9,6. Такой реактор, в принципе, позволил бы проводить процесс в статических условиях, если бы массообмен между обеими фазами был достаточно активен. Для практического осуществления таких процессов без одновременной активации смешения в послереакционной зоне еще не удалось найти удовлетворительного технологического решения. Для поддержания градиентов концентрации независимыми от перемешивания прибегают к использованию батареи реакторов, в которых концентрация вспомогательных растворов постепенно изменяется. Такое устройство приводит, однако, к снижению селектив-, ности процесса. Это легко понять, если учесть, что концентрация изобутилена, введенного в первый реактор, сразу же оказывается приведенной к более низкой рабочей концентрации, чем во фракции С4, в то время как концентрация остальных, менее реакционноспособных олефинов остается практически такой же, как и в исходном сырье. Такое изменение концентрации, которое воспроизводится на каждой ступени, снижается при увеличении числа аппаратов в каждой батарее и обратилось бы в нуль при бесконечно большом числе аппаратов. Избирательность атаки изменяется, таким образом, одновременно с числом ступеней реактора. Зависимость между степенями превращения олефинов в двухступенчатой батарее, действующей по принципу противотока, показана на рис. 1-9, в [8]. Ниже приведена сводная таблица (табл. 1-2) ди-оксановых производных и диенов, которые получаются из каждого рассмотренного олефина, с выходами, полученными на каждой стадии с чистыми реагентами. [c.40]

Еще в начальный период изучения каталитического крекинга было установлено, что при обычно применяемых условиях наиболее лепсо крекируемые компоненты сырья претерпевают глубокий крекинг, причем первичные продукты реакции подвергаются дальнейшему разложению с образованием менее желательных продуктов. Эго обстоятельство подсказывало идею ступенчатого проведения процесса, при котором продукты, образующиеся на первой ступени крекинга с низкой степенью превращения, выделяются, после чего остальное частично превращенное сырье подвергается крекингу в более жестких условиях в реакторе второй ступени, отделенном от реактора крекинга свежего сырья. Число патентов в этой области убедительно доказывает большой объем исследований, посвященных ступенчатому проведению крекинга 11, 13, 14, 17, 37, 51]. Однако существует только одна промышленная установка, запроектированная специально для работы по такой схеме (на заводе фирмы Шелл ойл в Анакортесе, шт. Вашин -тон) и построенная в 1955 г. [34, 54]. На этой установке свежее сырье крекируется со степенью превращения не ниже 40% путем кратковременного контакта со свежерегенерированным катализатором в стояке установки, который выполняет функции реактора первой ступени. После разделения углеводородного потока и катализатора последний направляется в реактор второй ступени более или менее обычной конструкции, а поток сырья фракционируют для выделения бензина, образовавшегося на первой ступени процесса. Остающийся газойль подвергается затем крекингу в реакторе второй ступени. При такой схеме процесса можно увеличить выход бензина при неизменном выходе кокса. Вследствие широких возможностей изменения фракционирования газойля с рециркуляцией только легкого, только тяжелого или суммарного газойлей достигается повышенная гибкость процесса по сравнению с возможной на обычных одноступенчатых установках каталитического крекинга. [c.138]

Расчет объема реакционной зоны и выбор оптимального числа реакторов по методу М. Ф. Нагиева. Рассматривая реакции, сопровождающиеся изменением объема, М. Ф. Нагиев отметил, что помимо решения основной задачи —определения объема реактора, необходимого для достижения требуемой степени превращения,— весьма важным является вопрос об оптимальном количестве реакторов, соединенных в последовательную систему. Дело в том, что большая производительность современных установок связана с применением больших объемов катализаторов сокращение этого объема представляет большой экономии ческий интерес. Очевидно, что если проводить процесс не в одном реакторе, а в системе последовательно соединенных аппаратов, причем между ступенями иметь разделительные устройства, в которых отделять вещества, не имеющие ценности (например, водород в процессах дегидрирования), то объем реакто-Рис. IV. 47. Графический Ров может быть сокращен по сравнению способ расчет-а условного С ОДНИМ реактором, обеспечивающим ту времени контакта. же конверсию. М. Ф. Нагиев вывел математические зависимости, позволяющие определить оптимальное число реакторов в зависимости лишь от одного параметра — степени превращения, для частного случая реакций, идущих с увеличением объема и при довольно редком условии промежуточного отвода нецелевых продуктов реакции. Тем не менее этот анализ представляет интерес своей простотой и имеет практическое значение для упомянутых выше случаев. Следует добавить, что при некоторых дополнительных операциях выведенные формулы могут служить и для расчета реакционного объема. [c.178]