Производительность реактора и выход продукта реакции

Производительность реактора и выход продукта реакции [c.135]

Несколько иная проблема оптимизации обсуждалась в 4.6. Было показано, что, следуя определенной методике, можно свести до минимума долю реагента, идущего на образование целевого продукта, т. е. получить максимальный выход. Таким образом, в качестве объективной функции оптимизации в первом случае являлась производительность реактора, а во втором — выход продукта реакции. [c.135]

Пример 2. На установке платформинга производительностью 25 000 кг/ч по сырью перерабатывают фракцию ПО—180 °С ( =0,762 М = 120 Г р = 572 К -Ркр = 2,8 МПа). Определить температуру выхода продуктов реакции из первого реактора, если известно температура сырья и циркулирующего газа на входе в реактор 525 и 550 °С давление в реакторе 3,03 МПа выход (в % масс.) сухого газа 6,4 бутановой фракции (Гкр = 425 Якр = 3,6 МПа) 9,2, катализата ( Г =0,777 7 кр = 560°С Л<р = = 2,62 МПа М—110) 84,4 состав сухого газа (в % масс.) Нг 14 С1 4,6 С2 11 Сз 40,4 циркулирующего газа (в % масс.) Н2 58,8 С1 5 Сз 6,7 Сз 29,4 кратность циркулирующего газа 800 м м сырья глубина превращения в первом реакторе 50% теплота реакции ( р = 418 кДж/кг превращенного сырья. [c.179]

Эти эффекты проявляются немедленно. Так, выбирая температурную кривую соответствующего профиля, можно достичь увеличения выхода продукта реакции за единицу времени на единицу объема реактора. При протекании нескольких побочных реакций можно также выбрать такую оптимальную температурную последовательность, которая в результате приведет к увеличению доли реагента, превращаемого в целевой продукт. Избранный оптимальный профиль температурной кривой, увеличивающий производительность реактора, не обязательно сходен с последовательностью температур, выбираемой с целью получения максимального выхода данного продукта. Поэтому необходимо тщательно взвесить, будет ли давать значительные экономические преимущества производительность реактора, или выход целевого продукта. [c.437]

Процесс описывается реакцией типа 2А—> К с константой скорости равной 0,24 л/(моль мин). Исходная концентрация вещества А составляет 1,8 кмоль/м , производительность реактора по продукту К - 3,8 кмоль/ч, концентрация продукта К на выходе - 0,8 моль/л. [c.97]

Процесс описывается реакцией типа А + В К с константой скорости равной 0,54 л/(моль-мин ). Объемные потоки вещества А с концентрацией 1,8 моль/л и вещества В с концентрацией 2,7 моль/л соответственно равны 100 и 80 л/мин. Производительность реактора по продукту Я составляет 8,64 кмоль/ч, концентрация продукта К на выходе - 0,8 моль/л. [c.97]

Пример 9. 9. Определить реакционный объем реактора и тепловую нагрузку печей реакторного блока установки каталитического риформинга производительностью 300 ООО т/год низкооктанового бензина. Относительная плотность бензина = 754 кг/м . В реакторный блок поступает смесь паров бензина и циркуляционного газа при температуре 450 С. В реакторах бензин полностью подвергается риформингу, и нри температуре 510° С смесь паров продуктов реакции и циркуляционного газа выводится из третьего реактора. Выход катализата составляет 88,3% вес. и газа 11,7% вес. на сырье. [c.206]

Возвращаясь к оптимизации по выходу продукта, следует помнить, что при решении этих задач размер реактора вообще не учитывался. Если определенное изменение в условиях проведения реакции ведет к увеличению выхода, это рассматривается как положительный фактор даже в том случае, когда для осуществления такого изменения может потребоваться реактор большего размера (чтобы сохранилась суточная производительность). [c.138]

Эффективность работы реактора характеризуется его производительностью и выходом целевого продукта. Производительность реактора определяется скоростью реакционного процесса, которая в свою очередь является функцией кинетики протекающей реакции и структуры потоков в реакторе. [c.65]

Коксование на порошкообразном теплоносителе осуществляется в проточном реакторе с интенсивным перемешиванием в кипящем слое. Газообразные и парообразные продукты реакций выводятся из верхней части реактора через циклоны. По пере-точным трубам ссыпается отработанный теплоноситель с выходом летучих веществ до 3%. Подобные процессы проходят с большой скоростью и с небольшим перепадом температуры (1—3°С) в реакционном объеме, так как теплоагенты смешиваются. Это позволило создать агрегаты очень высокой производительности. [c.108]

В период работы реакторного блока, состоящего из каскада аппаратов, температурные перепады в зависимости от перерабатываемого сырья составляют в первом реакторе, где происходит максимальная часть превращений (так как поступает свежее сырье), 25—45 °С, во втором 4—20 и в третьем до 15 °С. Значительное снижение температуры в 1-м реакторе, а также снижение температур в последующих аппаратах приводит к уменьшению скоростей реакций (замедлению превращения сырья), снижению производительности реакторного блока. Чтобы этого избежать, предусматривается ступенчатое нагревание смеси непревращенного сырья и продуктов реакции. Это стабилизирует энергетический уровень процесса, условия и выход высокооктанового бензина. [c.397]

На установке платформинга производительностью 50 ООО кг/ч по сырью перерабатывают фракцию 85—180°С (d =0,757 i p. n= 136°С). Определить температуру продуктов реакции на выходе из первого реактора, если известно температура сырья и циркулирующего газа на входе в реактор 510 °С давление в реакторе 3,33 МПа выход (в % масс.) Н2=1,3, сухого газа 8,7, бутановой фракции (7 кр=425°С Ркр=3,6 МПа Л1 = 58) 5,4, дебутанизированного бензина (di =0,783 /ср.кип=126 С) 84,6 состав газов (в % масс.) сухого — 8,1 i, 32,3 j, 59,6 Сз циркулирующего — 25,4 Hj, 9 Сь [c.181]

Осуществление процесса с рециркуляцией непрореагировавшего сырья позволяет повысить конечный выход целевых продуктов реакции на исходное сырье, но оно связано с дополнительным расходом энергии на отделение продуктов реакции от непрореагировавшего сырья, а также обычно требует или увеличения размеров реактора, или сокращения производительности действующей установки по исходному сырью [c.629]

Газ синтеза проходит через реактор сверху вниз продукты реакции отбирают из нижней части короба. Температуру реакции обычно поддерживают на уровне 180—200°, причем тепло, выделяющееся при реакции, используют для получения пара в водяных трубках. Температуру пара регулируют давлением в паросборнике. В этом отношении реактор действует как многотрубный паровой котел. Обычно часовая нагрузка на реактор составляет 1000 нм (1 нм = л при нормальных температуре и давлении) газа синтеза . Под газом синтеза подразумевается только окись углерода и водород к этим газам всегда бывает примешано 15—20% инертных газов. При многоступенчатой системе, состоящей из двух-трех последовательно соединенных реакторов, общий выход жидких продуктов (Сз-углеводороды и выше) из 1 нл газа синтеза равняется 150—160 г (теоретически должно быть 208 г). Такая производительность получается при прохождении газа через несколько реакторов. Если бы такое же количество жидких продуктов образовывалось при однократном пропускании газа через один реактор, то производительность последнего составляла бы 3,5 т жидких продуктов. По сравнению с производительностью многих других промышленных каталитических процессов такой суточный съем продуктов с одного реактора следует считать небольшим. [c.60]

Процесс пиролиза этана сопровождается параллельно протекающими побочными превращениями, приводящими к уменьшению выхода целевого продукта. Проведение реакции с глубиной превращения, близкой к точке максимума выхода целевого продукта за один проход, приводит к селективности, уступающей значению этого параметра при более низких степенях превращения. Однако, если осуществлять процесс с небольшими превращениями за однократный пропуск при одновременном выводе из системы продуктов реакции и возвращении в систему непрореагировавшего сырья, можно достичь полного превращения исходного сырья в конечные продукты реакции. Здесь важно выяснить, как при этом будут меняться селективность процесса и производительность единицы объема реактора, если количество тепла, передаваемое через реакторную поверхность, практически остается неизменным. [c.296]

Наиболее общей постановкой оптимальной задачи служит выражение критерия оптимальности в виде экономической оценки (например, производительность, себестоимость продукции). Однако в частных задачах оптимизации, когда объект является частью технологического процесса (аппарат либо агрегат в масштабе цеха, завода, комбината), не всегда удается или не всегда целесообразно выделить прямой экономический показатель, который полностью характеризовал бы эффективность работы рассматриваемого объекта. В таких случаях критерием оптимальности может служить технологическая характеристика, косвенно оценивающая экономичность работы агрегата (время пребывания, выход продукта или конечная концентрация, температура и т. д.). В результате решения подобных задач определяется оптимальное время пребывания и максимальная концентрация целевого продукта для некоторых типов реакций, устанавливается оптимальный температурный профиль в реакторе вытеснения и т. п. [c.242]

Путем совместного решения уравнения кинетики химической реакции и уравнения рециркуляции удается рассчитать реакторный узел, работающий с оптимальным коэффициентом рециркуляции, который обеспечивает минимальный выход побочных продуктов реакции и максимальную производительность единицы объема реактора. [c.10]

В температурных условиях синтеза над Fe- u катализаторами одновременно протекает реакция конверсии окиси углерода, поэтому присутствие влаги в исходном газе оказывает сушественное влияние как на процесс синтеза, так и на катализатор. Повышенная влажность газа уменьшает глубину превращения окиси углерода, выходы продуктов и снижает производительность реактора. Причина этого лежит в том, что одновременно с реакцией конверсии протекает необратимая реакция окисления катализатора. [c.432]

Система дозировки газа, содержащая шесть цилиндров высокого давления, верхние фланцы которых имеют отростки, соединенные в гребенку и подключенные к линии подачи газа. Нижние отверстия можно соединить с любым из шести градуированных мерников с водой. Из этих мерников при помощи гидравлического насоса, производительность которого можно регулировать, вода под давлением подается в цилиндры с газом. Насос выполняет две функции а) нагнетая воду в газовый цилиндр, он обеспечивает сжатие газа до давления 900 ат б) накачивая воду в газовый цилиндр с постоянной скоростью, он позволяет обеспечить требуемую скорость вытеснения газа из цилиндра в линию подачи газа при любом давлении. 2. Газосмесительный насос, который обеспечивает смешение газов при высоком давлении. 3. Система дозировки жидких продуктов. Для жидкостей с высокой упругостью пара предусмотрены два калиброванных дозатора высокого давления и насос с регулируемой производительностью, который может накачивать в линию подачи одновременно две различные жидкости. Для дозировки жидкостей с низкой упругостью пара имеются, кроме того, два стеклянных мерника. 4. Футерованная медью реакционная трубка высокого давления, укрепленная в печи с блоком из нержавеющей стали, снабженная автоматическим терморегулятором. 5. Регулятор давления, обеспечивающий снижение давления на выходе из реактора, с таким расчетом, чтобы продукты реакции поступали в конденса- [c.77]

В качестве критерия оптимальности использовалась производительность единицы объема реактора. Задача оптимизации заключается в нахождении температурного режима, наиболее близкого к оптимальному. Для обратимой экзотермической реакции синтеза аммиака оптимальный режим соответствует снижению температуры при росте выхода продукта [2]. Для синтеза метанола, где скорость обратной реакции невелика, оптимальный режим — изотермический В реакторах с внутренним теплообменом температурный режим, никогда не совпадая с оптимальным, может быть [c.146]

Интегрирование уравнений (V. 9), (V. 10) для ряда простых и сложных реакций, протекающих в реакторах идеального смешения и идеального вытеснения, проводилось во многих работах. Обычно в литературе приводятся зависимости концентрации целевого продукта на выходе из реактора д от времени 1, прошедшего с момента начала реакции (периодический реактор смешения), или расстояния по длине реактора I (реактор идеального вытеснения). Нас же интересует вид зависимости производительности реактора от нагрузки. [c.126]

Таким образом, производная производительности реактора по нагрузке, так же как и в случае параллельных реакций, может быть выражена через концентрации продуктов 5 и С на выходе из реактора, и, следовательно, при оптимальном распределении нагрузок функции Р(хв ,Ха) для всех параллельных реакторов должны принимать одинаковые значения. [c.144]

На установке платформинга производительностью 50 ООО кг/ч по сырью перерабатывается фракция 85—180 °С = = 0,757 /ср.кип = 136 °С). Определить температуру продуктов реакции на выходе из первого реактора, если известно, что температура сырья и циркулирующего газа на входе в реактор 510 °С давление в реакторе 33 ат выход Нз— 1,3, сухого газа — 8,7, бутановой фракции (Г = 425 °С = 36 ат М = 58) — 5,4, дебутанизированного бензина ( 1 = 0,783 4р.кип = 126 °С) — 84,6 вес.% состав газов (вес.%) сухого — 8,1 С , 32,3 Сг, 59,6 Сз, циркулирующего — 25,4 Нз, 9 1, 24,2 Сз, 23 Сд, 10,4 С4, 8 С5 кратность циркулирующего газа 1200 м /м сырья глубина превращения сырья в первом реакторе X = 55% теплота реакции др = +120 ккал/кг превращенного сырья. [c.191]

Условия процесса и параметры модели нередко представлены в различной форме. Среди данных для реактора чаще фигурируют такие, как производительность, нагрузка, выход продукта, объем, геометрические размеры и др. В уравнениях математической модели, по которой рассчитывают процесс в реакторе, обычно используют степени превращения, условное время реакции и параметры, являющиеся комбинациями физических величин -адиабатический разогрев ДГад, параметр теплоотвода В, коэффициент изменения объема смеси и др. Требуется переход между ними. Например, заданы производительность реактора П и состав сырья (содержание основного реагента Со). Необходимо определить объем реактора Ур при заданной степени превращения X (или выходе продукта ). Расчет реактора производится по его модели, в которую входят условное время реакции т, а также Со и другие параметры в соответствующих размерностях. Производительность П связана с нагрузкой на реактор Уо, начальной концентрацией Со, степенью превращения х и стехиометрическими коэффициентами уд и соотношением П= оСо X уа/уц (если задана еще и селективность 5, то П = = ( Сох5уд/ук), откуда можно определить нагрузку на реактор Уа=Т[/УоСо / . Конечно, при расчете Уо надо соблюдать размерности и вводить необходимые коэффициенты пересчета, как было сказано выше. Зная Со и х, рассчитывают условное время [c.147]

Подобная модель реакции жидкофазного окисления углеводородов, несмотря на весьма упрощенное отображение реальных процессов окисления, по мнению И. М. Эмануэля, Е. Т. Денисова и 3. К- Майзус , хорошо передает главные особенности этих процессов как цепных реакций с вырожденными разветвлениями. Отметим, что аналогичная модель была успешно применена для описания процесса жидкофазного окисления циклогексана и окисления нафталина Формы связей между основными химико-технологическими показателями процесса степенью превращения толуола а, выходами продуктов реакции на стадии хи.мического превращения и производительностью реактора Iприменительно к данной модели, приведены в ряде публикаций Поскольку конверсия толуола обуславливает селективность реакции, определение характера зависи.мости ро, (а) заслуживает наибольшего внимания. [c.95]

Исходным сырьем для приготовления катализатора служил карбонил железа (метод приготовления описан выше). Температура реакции состав-.тгяла 250—275° рабочее давление 20 ат объемная скорость исходного газа около 80 объемов на объем суспензии в час при 250° и 125 час." при 275°. Применяли процесс с циркуляцией конечного газа, но коэффициент циркуляции указан не был. Синтез проводили только в одну ступень. Для заводской установки Михаэль рекомендовал проводить синтез в три ступени с промежуточной конденсацией масла и удалением двуокиси углерода из отходящих газов после каждой ступени. Производительность составляла 10 кг/час продуктов Сд и выше на 1 ж суспензии за один проход в реакторе при 250° и объемной скорости 80 час. . При температуре 275° и объемной скорости 125 час. производительность составляла 15 кг/час углеводородов С3 и выше на 1 суспензии. Степень превращения СО при работе в одну ступень составляла около 70%. Выход продуктов реакции в г на л прореагировавшего исходного газа Н2+СО был следующий [c.357]

Для каталитического крекинга характерно постоянство выхода продуктов при заданной конверсии сырья независимо от сочетаний значений массовой скорости подачи сырья и кратности циркуляции катализатора, при которых она была достигнута, если нет ограничений по мощности регенератора и десорбера. Поэтому в качестве определяющих параметров технологического режима крекинга рассматривают конверсию сырья, парциальное давление паров сырья, температуру реакции, время контакта катализатора с сырьем для ли4л--реактора, полноту регенерации катализатора. В свою очередь на промышленных установках эти параметры связаны с производительностью по сырью и температурой его предварительного подогрева, температурой регенерации, расходом водяного пара, подаваемого на смешение с сырьем в реактор, и другими параметрами. [c.109]

Время пребывания (реагирования) компонентов. Этот гюка-затель непосредственно связан со степенью превращения и выходом продукта и определяет необходимые размеры реактора. Обычно данные о продолжительности реакции получают на опытных или опытно-промышленных установках. При заданной производительности реагирующих веществ V объем реакционного пространства [c.373]

Интенсивность перемешивания катализатора с углеводородным сырьем. Как указывалось выше, необходимо поддерживать углеводородную и катализаторную фазу в достаточно тонко диспергированном состоянии, чтобы обеспечить массообмеп и поступление реагирующих компонентов в катализаторную фазу и удаление продуктов реакции из нее. Следовательно, можно промотп-ровать желательные реакции при одновременном подавлении нежелательных. Мощность, затрачиваемая па такое перемешивание и диспергирование, нри сернокислотном процессе значительно больше, чем при фтористоводородном. При проектпровании современных установок сернокислотного алкилирования производительностью (по алкилату) около 240 м /сутки мощность, затрачиваемую па перемешивание, принимают равной 200 л. с. На установках фтористоводородного алкилирования расход мощности на перемешивание значительно меньше, даже при производстве продукта максимально высокого качества. Во многих случаях реакторы на установках фтористоводородного алкилирования работают без механического перемешивания, кроме достигаемого в результате струйного действия сырья, поступающего в реактор. Влияние расхода энергии для перемешивания на качество и выходы продукта оцепить весьма трудно, вследствие того что влияние повышения интенсивности перемешивания быстро снижается с увеличением мощности для данной системы кроме того, эффективность перемешивания в различных системах резко различается. [c.200]

При расчете реактора выбрали реактор идеального вытеснения, который характеризуется тем, что реагенты последовательно слой за слоем , без перемешивания, ламинарным потоком проходят весь реакционный путь, определяемый, как правило, длиной аппарата. По длине изотермического реактора монотонно уменьшаются концентрация реагентов и скорость реакции, гак как исходные реагенты расходуются, а выход продукта увеличивается. На уменьшение концентрации исходных веществ в реакционном пространстве на производительности реактора в аппарате идеального вытеснения влияет степень превращения, возрастающая по логарифмическому эакону.Та <нм образом, стремление к достижению степени превращения, близкой к равновесной, приводит к существенному уменьшению производительности аппарата. [c.31]

С увеличением производительности установки увеличивается интенсивность движения потока коксующегося сырья, уменьшается время пребывания его в зоне реакции, вследствие чего частицы мезофазы не успевают укрупняться и поэтому оптическая структура ухудшается. Следует заметить, что в данном случае должна существовать оптимальная производительность установки, ниже или выше которой структуоа кокса ухудшается. В нашем случае производительность 0,8 л/ч оказалось оптимальной. Коксование любых видов сырья в статических условиях не позволяет получать коксы с волокнистой составляющей. Небольшая подача турбулизатора до 4% на сырье коксования) уменьшает парциальное давление нефтяных паров в зоне реакции и способствует их более быстрому удалению из зоны реакции, вследствие чего продукты первичного распада в большинстве своем удаляются из реактора, выход кокса падает, истинная плотность снижается. Однако анизометрия и оптическая структура кокса улучшаются, что связано с тем, что восходящий поток водяного пара деформирует частицы по ходу движения, придавая определенную ориентацию коксушцейся массе. С увеличением расхода турбужзатора (до 20 на сырье коксования), выход кокса резко падает вследствие удаления продуктов первичного распада. Истинная плотность юкса остается на прежнем уровне, а анизометрия кокса снижается, что связано с высокой скоростью движения водяного пара в коксующейся массе, что цри-водит к размельчению частиц мезофазы и, как следствие, к ухудшению оптической структуры кокса. [c.59]

Благодаря применению малоактивного катализатора и его разбавлению гипсом снижения выхода камфеиа не последовало, несмотря на неблагоприятные условия массообмена и высокую концентрацию катализатора в реакционной зоне. Съем продукта реакции с единицы полезной емкости реактора составил 70 см л. ч) против 10 см (л. ч) на аппаратах периодического действия на том же предприятии. Если учесть, что в заводском аппарате катализатор, во избежание разрушения от собственной тяжести, пришлось бы разместить на ряде фильтров или иа тарелках колоииы, производительность реактора сократилась бы по крайней мере в два раза. Исследования, связанные с разработкой описанного процесса, не были доведены до конца. [c.75]

При выборе высокотемпературного реактора (печи) для конкретного технологического процесса факторы, принимаемые во внимание, располагаются в следующей последовательности по важности характер целевого химического процесса и фазовый состав исходного сырья и продуктов реакции химическое взаршодейст-вие энергоносителя с сырьем и целевым продуктом удельные затраты на получение нужной температуры при заданной производительности соответствие температурного поля в рабочей зоне реактора технологическим требованиям возможности автоматизации загрузки сырья и вьпрузки готового продукта выход годного продукта в соответствии с техническими требованиями на него удельные затраты на отделение конечного продукта от побочных продуктов процесса возможности полной автоматизации процесса отходы и экологическая нагрузка на окружающую среду. Представленные на рис. 1.8.9.2 варианты печей в принципе позволяют решать почти любую технологическую задачу с использованием разных типов реакторов с различным технико-экономическим результатом. [c.61]

Для того чтобы увеличить до максимума выход целевого продукта в данном реакторе, должно быть изучено взаимодействие таких переменных, как производительность, длина реактора и рабочая температура, с селективностью и степенью превращения. Конечно, экономические вопросы (например, капитальные вложения и затраты на исходное сырье) рассматриваются с этой точки зрения, ограничивая размер реактора и нижний предел объемной скорости. Смит и Карберри [21, 22] описали детальную методику моделирования реакций и оптимизации переменных процесса с целью увеличения до максимума выхода продукта. Методика применена как к реакторам с фиксированным слоем [21], так и к трубным реакторам [22] для окисления нафталина, но метод может быть распространен на большинство реакций. На основе данных, полученных в этих исследованиях, можно сделать заключение, что процесс в реакторе с фиксированным слоем лимитируется диффузией в таблетке катализатора, а в трубчатом реакторе — теплопередачей в стенках труб. Такие наблюдения наводят на пути дальнейшей оптимизации процесса соответствующими изменениями катализатора и конструкции реактора. [c.105]

Эффективность работы реакторной подсистемы определяется прежде всего интенсивностью реакции (реакций). Главными показателями эффективности химических процессов являются средняя скорость реакции, конверсия за один проход через реактор, выход целевого (целевых) продукта (продуктов) в расчете на израсходованное сырье. При этом скорость реакции часто определяет производительность или интенсивность всего технологического процесса. Конверсия сырья за один проход в значительной степени определяет расход энергии, так как ее затраты требуются на вьщелеьше непрореагировавшего сырья, доведение его до необходимых условий (температура, давление) и транспортировку. И наконец, выход целевых продуктов определяет энергетические затраты на разделение и формирует предпосылки для создания безотходных производств, так как чем больше эта величина, тем меньше побочных продуктов, которые требуется перерабатьшать или доводить до товарного вида. [c.134]

С целью снижения выхода побочных продуктов реакции — полиал-килбензолов повышается молекулярный избыток бензола в реакционной смеси, что увеличивает объем реакционной аппаратуры, понижает производительность реактора и в дальнейшем, при выделении изопропил-бензо.ла, увеличивает затраты тепла на ректификацию. [c.382]

На установке полимеризации пропан-пропиленовой фракции для поддержания необходимой температуры в камерном реакторе вводится жидкий пропан. Определить количество циркулирующего пропана, если известно, что производительность установки 2000 кг ч по тетрамеру пропилена, или 8000 кг ч по сырью теплота реакции qp = —230 ккал1кг тетрамера пропилена давление в реакторе 60 ат температура сырья на входе и продуктов реакции на выходе из реактора 165 и 175 °С соответственно средняя удельная теплоемкость углеводородной смеси в реакторе С = = 0,55 /с/сал/(/сг-гуОО(9) температура вводимого жидкого пропана 30 °С. [c.214]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология