Реактор смешения

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. 11-8. Зависимость между числом реакторов смешения в каскаде и критерием Боденштейна.

КОМБИНАЦИЯ РЕАКТОРА СМЕШЕНИЯ С РЕАКТОРОМ ВЫТЕСНЕНИЯ [c.105]

Из сказанного выше следует, что для второй и третьей реакций выгоднее иметь реактор смешения, тогда как для второй и первой — реактор вытеснения. [c.106]

В частности, при А = В = = 0 = О ш константах к, = 0,025 к, = 0,2 к = 0,4 было получено, что в комбинированном реакторе при среднем времени пребывания Тс = 7,5 мин в зоне смешения и т = 5,7 мин в зоне вытеснения степень превращения А в С достигает 49%. Любой другой реактор или комбинация реакторов дают меньшую степень превращения. Так в двух последовательно соединенных реакторах смешения с временем пребывания Тс = 7,5 мин в каждом, величина степени превращения получается равной 45% в реакторе вытеснения при Хв == 8,75 мин она достигает 42%. [c.107]

До сих пор метод динамического программирования приводился для последовательного включения элементов процесса. Если число элементов процесса в схеме очень велико, удается рассматривать всю систему как одну аппаратурно-процессную единицу, в которой состояние главного потока изменяется непрерывно в направлении течения. Приведенный пример схемы последовательно соединенных реакторов дает понятие о возможности перехода ряда дискретных реакторов (смешения) в один трубчатый реактор (вытеснения), который уже был описан в гл. И. Теперь возникает вопрос каков оптимальный температурный градиент трубчатого реактора Ответить на него можно непосредственно, не приступая на основе общих рассуждений к динамическому программированию элемента процесса непрерывного действия. [c.349]

В целом реакторы смешения (единичные или расположенные по каскадной схеме) удобнее применять для процессов, которые характеризуются относительно медленными скоростями реакций. Реакторы вытеснения наиболее выгодно применять в процессах, протекающих со значительными тепловыми эффектами при высоких давлениях или при очень высоких (низких) температурах, а также в тех случаях, когда продолжительность реакций невелика. [c.31]

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]

Эти крайние и промежуточные случаи представлены на рис. 11-7 в виде диаграммы 1д (с/с ) = /(lgDa ) с критерием Боденштейна в качестве параметра. Из рис. 11-7 можно сделать вывод, что значения Во < 10 характерны только для трубчатых реакторов. Между числом реакторов смешения в каскаде т и критерием Боденштейна существует линейная зависимость, которая представлена на рис. 11-8, из которого следует, что каскад из 5—7 реакторов смешения хорошо приближается к реактору вытеснения, для 7 Во > 10. Увеличение т не вносит существенного улучшения. Для реакторов с твердым катализатором предложена следующая эмпирическая зависимость [6] [c.209]

Каскад реакторов смешения [c.245]

По данным исследований, приведенным в работе [142], наиболее оптимальным типом реактора для рассматриваемой схемы реакций является комбинация последовательно соединенных реактора смешения и реактора вытеснения. [c.106]

Недостатки реакторов смешения можно уменьшить путем последовательного соединения аппаратов в каскад. При этом концентрация на выходе из первого реактора будет равна концентрации на входе во второй реактор Сд2 и т. д. Этим способом можно значительно увеличить выход. [c.205]

Отсюда ясно, что такой же выход, как из трубчатого реактора, можно получить из бесконечного ряда последовательно соединенных малых реакторов смешения (рис. 11-3). Чем больше реакторов смешения включено последовательно, тем больше будет приближение к реактору вытеснения. [c.207]

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]

Батарея реакторов смешения 119 [c.119]

Если провести такой же опыт с т последовательно соединенными реакторами смешения, го получится функция распределения вре- [c.211]

БАТАРЕЯ РЕАКТОРОВ СМЕШЕНИЯ [c.119]

Для реакций, порядок которых отличен от первого, можно написать следующее выражение для скорости реакции в р-м. реакторе смешения [c.283]

Рециркуляция уменьшает выход. При полной рециркуляции выход такой же, как в реакторе смешения. [c.287]

Рис. 1У-4. Батарея реакторов смешения из -ступеней.

Таким образом, минимальное время пребывания получается путем интегрирования функции 1/Л (с). В соответствии с рис. 15-22 можно построить диаграмму, изображенную на рис. 15-23. Из диаграммы следует, что реакция, которая в каждой точке элемента процесса идет с максимальной скоростью В (с), в трубчатом реакторе (вытеснения) может быть проведена быстрее, чем в конечном ряду реакторов смешения, на что указывает отсутствие отдельных четырехугольников на рис. 15-23. [c.351]

Можно различать реакторы, в которых протекают различные химические процессы реактор смешения или батарея реакторов смешения одно- или многоступенчатые проточные реакторы реакторы с неподвижным, движущимся или кипящим слоем инертных или каталитически активных твердых частиц. Наконец, по режиму работы различают реакторы непрерывного, периодического и полунепрерывного (полупериодического) действия. [c.20]

Относительные достоинства реакторов вытеснения и реакторов смешения,а также области их применения кратко указаны ниже. [c.116]

Батарея реакторов смешения—очень гибкая система, хотя, она может быть менее экономична и более сложна по конструкции, и с точки зрения обслуживания, по сравнению с реактором вытеснения. Относительно медленные реакции удобнее проводить в батарее реакторов смешения, которая экономичнее одиночного многосекционного реактора при средней производительности. [c.116]

СЯ батареи реакторов смешения, изменения плотности, обусловленные протеканием реакций и связанными с ними тепловыми эффектами, незначительны, так что объемная скорость потока между отдельными ступенями в стационарном состоянии остается по существу постоянной. Для других случаев можно легко ввести поправки. [c.120]

Батарея реакторов смешения 121 [c.121]

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]

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]

Выше указывалось, что такие рассуждения справедливы только для стационарных адиабатических промышленных реакторов смешения. Однако качественно эти выводы можно перенести и на работающие адиабатически реакторы вытеснения, так как прямая и здесь имеет те же значения, а изменяется (сужаясь) только ход З-образной кривой, причем для трубчатых реакторов с увеличенными выходами это изменение можно рассчитать (З-образная кривая становится более крутой, а нестабильная область уменьшается). Количественные характеристики для этого случая приведены Ван Хеерденом [12]. [c.221]

Таким образом, если известна скорость реакции как функция концентрации, то концентрация на выходе из реактора смешения определяется точкой пересечения кривой г = / (с) с прямой, имеющей наклон 1/г (рис. 13-24, б). Эта прямая пересекает ось абсцисс в точке с концентрацией Ср 1. [c.284]

Мэсон и Пирет [14] исследовали пуск ряда включенных последовательно непрерывнодействующих реакторов смешения (рис. 14-5). Для т-то реактора каскада справедливо следующее уравнение [c.303]

С/ — величина, пропорциональная степени превращения в /-м реакторе смешения, молъ1м [c.355]

В результате такого крекинга, равноценного процессу, проводимому с низкой объемной скоростью и характеризующемуся значительным выходом кокса, катализатор в большей или меньшёй мере преждевременно закоксовыпается. Иначе говоря, с выключе-, нием подачи инертного газа нарушается одно из основных условий нормальной эксплуатации верхней части реактора смешение всего поступающего в реактор регенерированного катализатора со всей массой вводимого в него сырья в одном месте—в верхней части рабочей зоны. [c.115]

Непрерывнодействующие реакторы смешения часто применяются в установках непрерывного действия при последовательном включении. Исходные вещества непрерывно поступают в первый реактор, из которого они последовательно протекают через остальные аппараты. В каждом реакторе производится интенсивное перемешивание смеси. Таким путем достигается равномерность состава смеси в объеме каждого аппарата. В подобной системе в целом осуществляется ступенчатое изменение концентраций. [c.113]

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]

Построение математических моделей химико-технологических объектов (1970) -- [ c.36 , c.39 , c.253 , c.273 ]

Теория рециркуляции и повышение оптимальности химических процессов (1970) -- [ c.13 , c.217 ]

Научные основы химической технологии (1970) -- [ c.200 , c.205 , c.283 , c.303 , c.347 ]

Химическая кинетика и катализ 1985 (1985) -- [ c.256 , c.266 ]

Общая химическая технология (1977) -- [ c.119 ]

Методы кибернетики в химии и химической технологии (1985) -- [ c.325 , c.349 ]

Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности Издание 2 (1982) -- [ c.537 ]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология