Реактор с обратным смешением

Сформулируем следующую задачу. Дан реактор длиной Ь с составом исходной смеси g Q и массовой скоростью потока О. Требуется выбрать такую функцию Т (г) (О й 2 чтобы конечная степень превращения была максимальной. В этом (и только в этом) разделе мы направим продольную координату в противоположную сторону (рис. IX.4), что согласуется с обратной нумерацией реакторов идеального смешения в главе VII. Пусть [c.266]

Конечно, скорость самой реакции одинакова в аппаратах обоих типов. Однако реакции в потоке протекают обычно с изменением объема, поэтому одним из основных вопросов является определение продолжительности процесса. В простейшем случае предполагается идеальное вытеснение, так что любая частица движется только в направлении основного потока в реакторе и обратного смешения не происходит. [c.140]

В реакторе идеального смешения такое выравнивание температуры является следствием перемешивания. Для реактора вытеснения выравнивание температур, возникающее в результ.чте обратного перемешивания, может возрастать еще и по следующим причинам [c.164]

Цепочка реакторов идеального смешения. При расчете оптимального режима процесса, протекающего в цепочке реакторов идеального смешения, оптимальному выбору подлежат температуры и времена контакта в каждом из реакторов. Рассмотрим задачу оптимизации процесса, включающего произвольное число реакций. Как и выше, примем обратную нумерацию реакторов (см. рис. IX.3). Очевидно, состав потока в (п 1)-м реакторе есть одновременно состав на входе /г-го реактора. Материальный баланс и-го реактора но каждому из ключевых веществ записывается в виде (см. раздел УИ.З) [c.384]

Промежуточный режим между идеальными трубчатым и кубовым реакторами можно описать при помощи модели реактора с продольным перемешиванием пли каскада кубовых реакторов. В последнем разделе этой главы будет показано, что распределение времени пребывания в разных типах трубчатых реакторов можно аппроксимировать любой из этих моделей. Если возникает сильное обратное смешение, то для аппроксимирования больше подходит модель реактора с продольным перемешиванием. [c.94]

Изменение плотности реакционной массы по мере ее протекания через реактор, выраженное изменением объема смеси, также влияет на выбор расчетного объема аппарата. Однако это влияние мало по сравнению с тем, которое оказывает характер движения жидкости в реакторе. Увеличение объема реакционной массы (или уменьшение ее плотности) во время реакции приводит к возрастанию соотношения объемов указанных реакторов, т. е. вызывает снижение эффективности проточного реактора идеального смешения в отличие от реактора идеального вытеснения. Уменьшение объема реакционной массы при протекании реакции приводит к обратному результату — повышению эффективности проточного реактора идеального смешения в сравнении с реактором идеального вытеснения. [c.134]

IX-18. При отсутствии обратного перемешивания в системе из бесконечно большого числа последовательных реакторов идеального смешения С-кривая модели определяется величиной 0 = О, тогда как для систем с идеальным смешением (при / = 1) = 1. Показать, что в случае диффузионной модели в граничных точках закрытых [c.297]

На рис. Х1 У-16, г показан типичный реактор с псевдоожиженным слоем и сопутствующим регенератором, при непрерывной работе которого из реактора удаляют часть катализатора и регенерируют его. Такому аппарату присущи все недостатки псевдоожиженного слоя. На рнс. XIV-16, д представлен реактор, обеспечивающий снижение эффективности обратного смешения газа в псевдоожиженном слое и повышение коэффициента теплопередачи от данного слоя. [c.443]

Вещество В является целевым продуктом. Сепаратор разделяет-поток вещества А от потока вещества В- Возможны различные способы организации схемы процесса. Исходный поток А можно-подать последовательно вначале в реактор идеального смешения, потом в реактор идеального вытеснения, либо его можно в ка ком-то соотношении распределить между этими реакторами. Можно вообще не использовать один из реакторов. Поток между реакторами можно разделить и часть его направить в сепаратор. Непрореагировавшее вещество А после сепаратора можно подать обратно на вход одного из двух реакторов, можно организовать частичный рецикл потока до его подачи в сепаратор и т. д. [c.20]

Рассмотренный пример показывает, что обратное смешение в промышленном реакторе оказалось незначительным. Как показано ранее (см. стр. 298), данные [c.432]

Если заменить Гна и к Т)х на к Т)/ , то уравнение (4.124) будет полностью совпадать с уравнением (4.80), описывающем неизотермический процесс на поверхности твердой частицы в гетерогенном процессе, которое было проанализировано в разделе 4.7.2 о критических тепловых явлениях в гетерогенном процессе. Решение уравнения (4.80), как и уравнения (4.124), имеет 1 или 3 корня, а, следовательно, в проточном адиабатическом реакторе идеального смешения возможно существование одного или трех стационарных режимов процесса (рис. 4.61, а). Положительная обратная связь между тепловыделением в реакторе и отводом теплоты из него с нагретым прореагировавшим потоком обуславливают возможность появления неоднозначных стационарных режимов. [c.195]

Существование режимов. Обратная связь в ХТС может быть причиной неосуществимости в некоторых системах устойчивых режимов. Это свойство ХТС характерно для схемы с фракционным рециклом, состоящим из реактора и аппарата вьщеления продукта (рис. 5.24). Рассмотрим такую систему подробно. Допустим, в систему подается только исходное вещество в количестве В реакторе идеального смешения протекает реакция первого порядка (скорость реакции г = кС) со степенью превращения исходного вещества х, т.е. концентрация в реакторе и на выходе С = Со(1 - х). После выхода из реактора продукты полностью отделяются, а непрореагировавшее исходное вещество в количестве Кц возвращается обратно, так что общее количество вещества на входе в реактор У = Уо+ Уц- Процесс в реакторе описывается уравнением [c.279]

Рис. 2.54. Зависимость обратной величины скорости реакции г от концентрации С и определение условного времени в реакторах идеального смешения (т с) и идеального вытеснения (т в). Пунктир - 1/г (С) для обратимой реакции

Хлорирование бутадиена осуществляется в реакторе, называемом хлоратором. Это горизонтальный цилиндрический аппарат со смесителем. В смесителе газообразная смесь циркулирующего и свежего бутадиена смешивается с хлором и через сопло при скорости струи 120-130 м/с поступает в зону первичной реакции. Реагирующая смесь из зоны обратного смешения (первичной реакции) поступает в зону вторичной реакции. Процесс хлорирования ведется при большом избытке бутадиена, конверсия которого достигает до 15-16% (по массе), а остальное количество находится в рецикле. Хлор полностью вступает в реакцию, продолжительность которой в рабочих условиях составляет около 10 с. [c.99]

При расчете оптимального режима процесса, протекающего в последовательности реакторов идеального смешения (ПРС), оптимальному выбору подлежат температуры Г и средние времена контакта Зп в каждом из реакторов. Здесь рассматривается процедура оптимального решения для процесса, включающего произвольное число реакций. Как и в п. 1, примем обратную нумерацию реакторов, включенных в ПРС, — от выхода ко входу (см. схему на стр. 238). Очевидно, действующий (он же выходной) состав потока в ( +1)-ом реакторе есть одновременно состав на входе я-го реактора. Материальный баланс п-го реактора по каждому из ключевых веществ записывается в виде (см. гл. V, п. 3) [c.261]

По ходу реакции однородность смеси поддерживают размешиванием. Это делается с целью избежать термических градиентов, связанных с тепловыми эффектами реакции, и устранить концентрационные градиенты, которые имеют тенденцию к появлению в гетерогенных (газ — жидкость) и даже в гомогенных реакциях аутокаталитического характера. Концентрационные градиенты возникают также в силу неоднородной активации системы, как это имеет место в гетерогенном катализе и фотохимических реакциях. И, наоборот, если реакция проводится в струйной (проточной) системе, то, само собою разумеется, необходимо обеспечить гомогенизацию в сечении реактора. Следует, однако, избегать нарушения градиента, устанавливающегося по оси движения жидкой смеси за счет явления обратного смешения. [c.197]

При проектировании секционирующих решеток провального типа кроме эффективности необходимо определить их производительность по твердой фазе и высоту разреженной зоны, образующейся под решетками этого типа. До сих пор не было способа расчета решеток провального типа, допускающих обратное смешение твердых фаз, хотя именно такие решетки применяют в реакторах дегидрирования бутана и изопентана вследствие их большой надежности в эксплуатационном отношении. Расчет решеток с переточными трубками, при использовании которых перемешивание твердых частиц исключается, подробно разработан Орочко и сотр. [356]. [c.229]

Степень превращения можно варьировать изменением скорости подачи и длины пути ингредиентов в реакторе. , Конечно, скорость самой реакции одинакова в аппаратах обоих танов. Однако реакции в потоке протекают обычно с изменением объема, поэтому одним из основных вопросов является определе-лие продолжительности процесса. В простейшем случае предполагается идеальное вытеснение, так что любая частица движется только в направлении основного потока в реакторе и обратного смешения не происходит. [c.136]

Реактор с обратным смешением [c.75]

Проектное уравнение для реактора с обратным смешением получается из следующего равенства [c.75]

Реактор с кипящим или расширенным слоем катализатора. Реакторы этого тииа применяются в процессе водород—нефть (по лицензии фирм Хайдрокарбон рисёрч. Инк. и Тексако ) и в процессе ЛК-очистки (по лицензии компаний Луммус компани и Ситиз сервис рисёрч энд девелопмент компани ) для гидрообработки и гидрокрекинга остаточного сырья. В этих реакторах восходящий поток жидкости, создаваемый внутренним циркуляционным насосом, расширяет слой катализатора, приближая реактор к изотермическому реактору обратного смешения (рис. 13). Реактор с расширенным или кипящим слоем катализатора имеет следующие преимущества [5] [c.93]

Формально результат воздействия обратной связи на ход каталитического процеса в математических моделях автоколебаний учитывается различными путями. В основу гетерогенно-каталитических моделей обычно полагается механизм Лэнгмюра—Хиншельвуда с учетом формального отражения а) зависимости констант скорости отдельных стадий реакции от степеней покрытия адсорбированными реагентами [93—98] б) конкуренции стадий адсорбции реагирующих веществ [99—103] в) изменения во времени поверхностной концентрации неактивной примеси или буфера [104—107] г) участия в стадии взаимодействия двух свободных мест [108] д) циклических взаимных переходов механизмов реакции [109], фазовой структуры поверхности [110] е) перегрева тонкого слоя поверхностности катализатора [100] ж) островко-вой адсорбции с образованием диссипативных структур [111, 112]. К этому следует добавить модели с учетом разветвленных поверхностных [113] гетерогенно-гомогенных цепных реакций [114, 115], а также ряд моделей, принимающих во внимание динамическое поведение реактора идеального смешения [116], процессы внешне-[117] и внутридиффузионного тепло-и массопереноса I118—120] и поверхностной диффузии реагентов [121], которые в определенных условиях могут приводить к автоколебаниям скорости реакции. [c.315]

Когда реакции протекают в однофазном потоке с временами порядка десятка и более минут, то кинетику, как указывалось, удобнее изучать статическим методом. Временем смешения реагентов при указанной длительности реакций можно пренебречь. При отсутствии катализатора реакцию ведут в обычной аппаратуре (колбе, аппарате с мешалкой), снабженной измерителем температуры и либо помещенной в термостат, либо адиабатизированной, либо снабженной автоматической регулировкой температуры. Естественно, что в случае нагрева содержимое приходится перемешивать или вести процесс при кипении, а при необходимости — снабжать реактор обратным холодильником. Объем проб, отбираемых из аппарата, в сумме не должен превышать нескольких процентов (1—5%) от общего реакционного объема. Пробы должны отбираться из реактора не равномерно по времени, а в начале чаще, затем реже. Еслп реакции протекают в присутствии гетерогенного катализатора, то в данных случаях проще всего его вводить в реактор в раздробленном виде и рассчитывать скорость реакции на единицу массы или объема катализатора. В этом случае обязательно достаточно интенсивное перемешивание, чтобы катализатор полностью находился во взвеси. Бояться при этом диффузионных помех, как это вытекает из соображений, изложенных в гл. 3 и 10, не следует. При необходимости изучать кинетику относительно медленных гетерогенно-каталитических реакций на зернах промышленного размера можно применять статические аппараты с внутренним контуром циркуляции (см. стр. 69), но при этом нужно убедиться в отсутствии внешнедиффузионного торможения (см. стр. 73—75). [c.65]

Первое из ус.тювий устойчивости имеет непосредственный физический смысл. Его левая часть представляет собой полную производную скорости тепловыделения кг (С, Т) по температуре с учетом соотношения между стационарными значениями концентрации ключевого вещества и температуры = Со — ip-/k ) Т — Т ) [см. формулу (VII.7)]. Правая часть неравенства (VIII.16) равна производной скорости теплоотвода по температуре (с учетом отвода тепла как движущимся потоком, так и с помощью внешнего теплоносителя). Неравенство, обратное (VIII.16), таким образом, совпадает е условием неустойчивости, выведенным в разделе II 1.3 (как было показано в разделе VII.3, оно применимо и к реакторам идеального смешения). При выводе этого условия отмечалось, что на его основании можно делать заключение только о неустойчивости процесса, но нельзя заключать, что процесс, в котором условие неустойчивости не выполнено, обязательно будет устойчивым. Действительно, строгий анализ, основанный на исследовании нестационарных урав- [c.328]

Применение диффузионной модели для расчета реакторов с неидеальным движением жидкости. С-кривые. В случае импульсной или ступенчатой формы возмущения по подаче трассёра в поток вытеснения с продольной диффузией решение уравнения (IX,22), в которое в качестве параметра входит интенсивность диффузий, дает семейство С- или Р-кривых. Параметром, однозначно характеризующим осевое смешение, является комплекс 01и1 — безразмерный параметр реактора или сосуда. Этот параметр изменяется от нуля для реактора идеального вытеснения до бесконечно большого значения для проточного реактора идеального смешения его обратная величина аналогична эффективному продольному критерию Пекле, для массопередачи. Графически соответствующие кривые представлены на рис. 1Х-12 и 1Х-13. [c.259]

Использование трехступенчатой противоточной установки, изо-браженцой на рис. XIV-16, е, позволяет успешно нивелировать недостатки псевдоожиженных слоев, обусловленные обратным смешением. Наконец, на рис. Х1У-16, ж показан реактор с движущимся слоем. Подобные установки сочетают общее с неподвижным слоем преимущество режима идеального вытеснения, а также достоинство псевдоожиженного слоя — низкую стоимость перемещения катализатора. Кроме того, при работе на таких установках удается устранить недостатки, вызванные необходимостью применения частиц больших размеров в неподвижном слое. [c.443]

При сохранении кинетической области протекания реакций построение математической модели реактора по сравнению с кинетической моделью сводится к дополнительному учету теплового баланса и нензотермичности процесса в реакторе, учету обратного смешения н неоднородности поля скоростей, наличие которых доказано в работах [320, 321 1. Последнее обстоятельство, по-внднмому, снимается в реакторах с горизонтальным потоком газа, которые приняты для современных установок каталитического риформинга, поскольку в этих реакторах отсутствует пристеночный эффект, вызывающий указанную неоднородность. Метод конструктивного расчета реакторов с горизонтальным током газа, обеспечивающий равномерное распределение реакционного потока по высоте реактора изложен в работе [322]. Обратное смешение, как показано в [319], распространяется в зернистом слое только иа расстояние 3—5 диаметров зерна, поэтому в реакторах риформинга как радиальных, так и аксиальных им можно пренебречь. [c.199]

Существенно изменена компоновка материала и в пределах отдельных глав. В гл. IV, V и в гл. VII, посвященной цепным реакциям, проведено четкое разграничение между методами решения прямой и обратной задачи. При решении обратной задачи значительное внимание уделено непосредственному использованию зависимости скорости реакции от концентращш компонентов для вычисления кинетических параметров. Это связано с тем, что скорость реакции становится значительно более доступной для определения величиной, что объясняется, с одной стороны, возможностью аналитического дифференцирования экспериментальных данных по кинетике реакции, значительно более точного и объективного, чем графическое дифференцирование, и ставшего вполне доступным с применением современной вычислительной техники, и, с другой стороны, широким применением определения скорости по стационарной концентрации компонента в реакторе идеального смешения, которое всюбще не требует проведения дифференцирования. [c.5]

Рассмотренный пример показывает, что обратное смешение в промышленном реакторе оказалось незначительным. Как показано ранее (см. стр. 298), данные о продольном смешении, полученные в лабораторных опытах, нельзя непосредственно использовать для промышленных установок, не сняв предварительно кривые отклика, поскольку характеры потоков в лабораторных и дромьттленны аппаратах могут сильно различаться. [c.434]

Процесс А + В— R + S протекает в жидкой фазе [25] и проводится в реакторе идеального смешения. Известны объем реактора — 0,12м константы прямой и обратной реакции Л 1 = 0,118 м -кмоль с к2 = 0,05 м -кмоль -с . В реактор поступают непрерывно два потока жидкости с объемными одинаковыми скоростями. В первом содержится 2,8 кмоль/ м вещества А, во втором потоке 1,6кмоль/м вещества В. Требуется определить скорость подачи каждого потока, которые обеспечат за время пребывания в аппарате превращение вещества В на 75 %. Принять, что плотность жидкости,в процессе не изменяется. Технологическое оформление процесса может быть представлено эквивалентной схемой, состоящей из смесителя и реактора смешения (рис. 4.22). [c.176]

В этом реакторе можно проследить обратную связь по теплу между выходящим и входящим потоками через стенки трубок. Допустим, что по каким-либо причинам температура в слое увеличится, например вследствие временного увеличения концентрации, т. е. тепловыделения. Исходная реакционная смесь будет подогреваться сильнее. Это в свою очередь приведет к увеличению скорости реакции и дополнительному тепловьщеле-нию. Подогрев исходной смеси станет еще больше. Скорость реакции опять возрастет, и так далее - возмущение будет нарастать со временем. Прежний стационарный режим может не восстановиться, когда будет убран источник возмущения режима -увеличенная концентрация. Такое поведение процесса при возмущении режима встречалось дважды - в процессе на поверхности катализатора и в проточном реакторе идеального смешения неустойчивый стационарный режим. Это же указывает на возможность существования множественности стационарных режимов в рассматриваемом реакторе. [c.144]

Энергетический выхо продукта o и обратная ему величина удельных затрат /нергии широко используются для характеристики эффективности плазмохимических процессов. Пусть лини рабочих концентраций плаамохимического реактора описывается зависимостью вида / в Р(Н). Эффективность вклад энергии при энтальпии Н будет определяться тогда величиной с/. = dмодели реактора идеального смешения представляет <У<5ой прямую линию. Это означает, что вi не зависит от / и опредэляется угловым коэффициентом линии рабочих ко1 ентраций [c.224]

Экспериментальному исследованию массообмена пузыря с непрерывной фазой посвящена работа Стефенса, Синклера и Поттера [26]. В иредиоложеиии полного смешения газа в области циркуляции в [26] исследовался массообмен между областью циркуляции и непрерывной фазой слоя. Кратко опишем методику работы [261. В минимально ожиженный слой инжектировалась цепочка пузырей. Размер пузырей в процессе подъема не увеличивается. Трасер вводился в плотную фазу слоя вблизи свободной поверхности. В условиях опыта существенную роль играло обратное смешение газа. Измерялись профили концентрации в различных поперечных сечениях плотной фазы слоя. Использовалась простейшая одномерная математическая модель реактора с обратным перемешиванием (химических превращений нет). Сопоставление предсказываемого моделью продольного распределения концентрации в плотной фазе слоя с измеренным позволило определить коэффициенты массообмена пузыря с п.тотной фазой. Измеренные радиальные профили концентрации усреднялись при этом по сечению слоя. Исследовалась зависимость коэффициентов массообмена от параметров нсевдоожиженного слоя. [c.124]