Полное вытеснение

Рис. 11-3, Изменение концентрации и выхода в реакторе полного вытеснения (а) и в каскаде реакторов смешения, состоящем из пяти элементов одинакового объема (б).

Рис. И. Зависимость изменения конверсии компонентов реакции от времени пребывания 1 — реакция первого порядка в реакторе полного вытеснения 2 — реакция первого порядка в каскаде из двух реакторов полного смешения 3 — реакция 2 порядка в реакторе полного вытеснения 4 — реакция второго порядка в реакторе полного смешения.

Равенство (11.14) по форме аналогично равенству (П.9) для реактора непрерывного действия полного вытеснения. Здесь т — расчетное время, которое при полном перемешивании можно считать фактическим временем пребывания компонентов в реакторе. Изменение концентраций во времени и локально для [c.20]

Для того, чтобы найти время полного вытеснения нефти, нужно в формуле (7.15) положить XJ = Ь. Тогда получим [c.206]

ВО времени неизменна. Ио мере действия полного вытеснения прохождения реакционной зо- а — во времени б — по длине, ны концентрация в результате [c.17]

Поэтому режим движения потока в реакторе полного вытеснения часто называют режимом поршневого движения. [c.17]

Применительно к непрерывному процессу, протекающему в реакторе полного вытеснения, эти уравнения можно представить так [c.32]

Уравнение (П.9) является математической моделью реактора полного вытеснения. [c.19]

Особенности моделей проточных реакторов полного смешения и полного вытеснения могут быть выявлены также и при анализе характера распределения времени пребывания частиц реагируюш,ей массы в аппарате. Для [c.20]

Из сравнения кривых 1 я 2, соответствующих равенствам (11.6) и (П.12) ясно, что для достижения конверсии, равной 95% в реакторе непрерывного действия полного перемешивания, объем аппарата должен быть в 6,3 раза больший, чем объем реактора полного вытеснения или реактора периодического действия полного перемешивания. Для реакций более высокого порядка (кривые 3 ж 4) влияние типа реактора на степень конверсии еще более значительно. Для степени конверсии, равной 95%, объем непрерывно действующего реактора должен быть в 20 раз больше соответствующего реактора полного вытеснения. [c.31]

Рис. 7. Распределение времени пребывания частиц в реакторах полного смешения 1) н полного вытеснения (2).

Уравнения распределения времени пребывания реагирующих веществ в реакторе полного смешения можно применять и к реактору полного вытеснения. [c.25]

Действительно, для аппаратов полного вытеснения вновь поступающий объем реагирующей массы полностью вытесняет прежний, и, следовательно, расчетное время здесь равно среднему временит. Графически это будет прямая, параллельная оси ординат (т/т) и расположенная от начала координат на расстоянии т/т = 1 (рис. 7). [c.25]

СМЕШЕНИЯ И ПОЛНОГО ВЫТЕСНЕНИЯ [c.30]

В реальном трубчатом реакторе появляется не только профиль скоростей в радиальном направлении, но и диффузия в продольном направлении. Чем больше отношение d L, тем больше отклонения от случая полного вытеснения, причем одни частицы очень быстро проходят через реактор, а другие, напротив, остаются в нем длительное время. Крайний случай представляет изображенный на рис. 11-5 непрерывнодействующий промышленный реактор смешения. Продольная диффузия является характерным явлением для реакторов этого типа. Измеряют ее с помощью модифицированного критерия Рейнольдса Re [c.207]

Для наглядности равенства (11.35) и (11.37), связывающие X и у при = 1, а также значение величины селективности V изображены в виде кривых на треугольной диаграмме (рис. 12). Из анализа кривых следует, что с увеличением степени превращения X скорость побочной реакции увеличивается, при этом селективность уменьшается в обоих типах реакторов, всегда оставаясь меньшей в реакторе полного перемешивания. Например, при степени превращения X = 0,6 селективность процесса в реакторе полного вытеснения составляет 0,61, а в реакторе полного смешения — только 0,4. Снижение селективности наблюдается и при переходе от реактора периодического действия к реактору непрерывного действия, что весьма существенно при моделировании и объясняется различным уровнем концентрации целевого продукта в начальный и конечный моменты времени пребывания в аппарате. [c.34]

Отсюда для реактора полного вытеснения уравнения скоростей реакций превращения А и образования А, с учетом выражений (11.38), (11.39) и стехиометрического коэффициента = 2 запишутся [c.35]

Полученные соотношения (11.41) и (11.42) представлены в виде кривых на треугольной диаграмме (рис. 13). Профиль кривых 1 ж 2 показывает, что в отличие от предыдущего процесса с последовательными реакциями здесь при параллельных реакциях более целесообразно применять реактор с перемешиванием, поскольку кривая, соответствующая ему, расположена ниже кривой реактора полного вытеснения. Например, при степени превращения х = 0,75 в реакторе полного вытеснения селективность составляет [c.36]

В целом при выборе типа реактора следует исходить из конкретного механизма изучаемого процесса и, прежде всего, из типа реакций, их порядка, задаваемой степени превращения и т. д., учитывая при этом особенности реакторов полного вытеснения и полного смешения [93, 146].. [c.37]

При рассмотрении гидродинамических режимов в проточных реакторах полного вытеснения и смешения полагают, что в них отсутствует продольное перемешивание, в результате чего концентрация в сечениях, перпендикулярных направлению потока реакционной массы, постоянна. Однако создание условий в реакторах, при которых бы продольное перемешивание было сведено на нет, практически недостижимо. Например, для аппарата полного вытеснения отсутствие перемешивания может наблюдаться лишь в случае определенного соотношения между длиной и сечением реакционной зоны, при котором скорость диффузии частиц в направлении потока и навстречу ему исчезающе мала по сравнению со скоростью перемещения реакционной массы и, кроме того, турбулентные токи не дают заметного перемешивания частиц и перемещения их в направлении, обратном потоку реакционной массы. Действительно, если выделить в реакторе полного вытеснения [c.37]

Для реакторов, приближающихся по характеру перемешивания к режиму полного вытеснения, интегральная функция распределения приближенно может быть представлена [100] в виде [c.62]

Полученное равенство выражает зависимость изменения концентрации образующегося вещества по длине реактора в режиме полного вытеснения. [c.73]

Ре О, (Dl -у со) стремится к постоянной величине, а при Ре со, (Dl -> 0) изменяется от О до 1. Первый случай соответствует режиму полного смешения, второй — режиму полного вытеснения. [c.73]

О ячеистая модель переходит в идеальную модель полного смешения, а при оо — модель полного вытеснения. В этом смысле число N является мерой перемешивания в реакторе, и, следовательно, его роль в ячеистой модели аналогична критерию Пекле в диффузионной модели. Очевидно, что адекватность ячеистой модели процессу в реальном реакторе в значительной степени будет определяться выбором величины числа N. [c.82]

Рис. 15-23. Оптимизация идеального трубчатого реактора (полного вытеснения) для случая экзотермической равновесной реакции.

Во многих случаях конверсию и избирательность процесса можно увеличить за счет байпасирования части реакционного потока и ввода его в различных точках по высоте реактора. Ряд таких схем описан в работе 49]. Введение исходной реакционной смеси равными долями в пять точек по высоте реактора, работающего в режиме полного вытеснения, позволяет для процесса с реакциями типа [c.107]

Из-за незначительной величины О, в уравнениях (У.И) членами, учитывающими продольный перенос вещества и тепла, в первом приближении можно пренебречь и рассматривать реактор как аппарат полного вытеснения. [c.113]

При Ре со (О 0) уравнение ( 1.17) переходит в уравнение, описывающее реактор полного вытеснения, а при Рб/ ->0 (В( -> со) — реактор полного смешения. [c.130]

Рис. 11-9, Характеристика реактора полного вытеснения.

Можно провести расчет трубчатого реактора на основе каскада реакторов смешения, если подробно исследованы оба пограничных случая реактора полного (идеального) вытеснения и непрерывнодействующего реактора смешения. Все частицы реагента, поступившие в трубчатый реактор полного вытеснения (рис. 11-4), имеют одинаковое время пребывания (движутся сплошным потоком), и, следовательно, не появляется никаких изменений скорости в радиальном направлении и не возникает диффузия в продольном направлении -v 0). [c.207]

Переход между реакторами полного смешения и полного вытеснения непрерывный. [c.209]

В работающем с рециркуляцией реакторе, таким образом, выход ниже, чем в идеальном трубчатом реакторе (полного вытеснения), и выше, чем в реакторе полного смешения. На рис. 13-29 скорость реакции представлена в виде функции концентрации, а также показаны концентрации на выходе из реактора полного вытеснения (с ) и реактора полного смешения (с о). Выходная концентрация реагирующего компонента при конечном отношении рециркуляции может быть найдена путем линейной интерполяции, если соответствующий [c.286]

Каждый реактор представляет одау ступень изменения. концентраций, так как концентрации в каждом реакторе изменяются скачком. Соединяя вершины ступеней одной линией, получим кривую, аналогичную кривой реактора полного вытеснения (рил. З.П). Чем больше ступеней в каскаде, тем ближе процесс к реактору полного вытеснения. [c.50]

Физическая модель. Реактор полного вытеснения — это проточный аппарат, в котором каждое сечение потока движется строго параллельно самому себе без какого-либо конвективного или диффузионного смешения частиц с соседним сечением потока. По форме такое движение потока можно рассматривать как движение поршня в трубе . В реакторе такого типа концентрация в началь-ном се равна вхдаой и Р- [c.17]

Физическая сущность эффекта секционирования прежде всего сводится к уменьшению интенсивности продольного перемепгавания частиц в целом по объему реактора. С увеличением числа ступеней и уменьшением доли обратного перемешивания секционированный аппарат все более приближается к реактору полного вытеснения (рис. 28 и 29) в нем увеличивается перепад концентраций и температур по высоте, уменьшается фактическое время пребывания частиц в реакторе и т. д. Очевидно, что целесообразность и необходимость секционирования, так же как и выбор числа секций и доли обратного перемешивания, должны прежде всего определяться из условия теоретически возможной конверсии и избирательности процесса. Это значит, что должен учитываться и механизм, и тип реакций, и соотношения их скоростей. Так, например, процессы жидкофазного окисления относятся к классу самораз-вивающихся процессов и могут протекать только в реакторах смешения. Если какие-либо из побочных реакций являются последовательными и при этом расходуются целевые продукты или промежуточные продукты, идущие на образование целевых, то можно ожидать, что секционирование приведет к увеличению избирательности процесса. [c.91]

Для реактора полного вытеснения ( ) = ОиВо оо) — уравнение (И-24) [c.209]

Чтобы показать возможность непрерывного перехода к реактору полного вытеснения, на рис. 11-12 представлены кривые функции распределения F(t) = = (АВ/АВо)у для разного числа т реакторов смешения. На практике встречаются аппараты, условия работы в которых очень сложные (например, вращающаяся печь, крекинговая установка и т. д.), поэтому их трудно сопоставить с тем или иным идеальным типом реактора. В этих случаях можно применить методы Гофманна [81 и Ше-неманна [9], основанные на графическом расчете. [c.212]

Массообменные процессы химической технологии (1975) -- [ c.53 ]

Промышленное псевдоожижение (1976) -- [ c.23 ]

Экстрагирование из твердых материалов (1983) -- [ c.74 ]

Обнаружение и диагностика неполадок в химических и нефтехимических процессах (1983) -- [ c.93 ]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология