Реакторы непрерывного действия и степень превращения

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]

В больших реакторах время оборота жидкости относительно велико даже при значительном расходе энергии на перемешивание. Поэтому реакторы непрерывного действия с полным перемешиванием пригодны прежде всего для медленно протекающих реакций, требующих большого времени пребывания для достижения заданной степени превращения. [c.304]

Реакторы непрерывного действия делятся на реакторы дифференциального и интегрального типов. В реакторах дифференциального типа длина пути реагентов и степень их превращения невелики это позволяет с достаточной точностью определять мгновенную скорость реакции. В реакторах интегрального типа реагенты проходят длинный путь и степень превращения их относительно велика. Оба типа реакторов имеют как свои преимущества, так и недостатки. [c.14]

Следует иметь в виду, что скорость превращения должна быть взята при условиях на выходе, которые в реакторе. Поэтому, если степень превращения высока, скорость превращения во всем реакторе относительно низкая, вследствие чего кубовый реактор непрерывного действия должен иметь больший объем, чем трубчатый реактор той же производительности. [c.47]

Решение. Из уравнений скорости видно, что для этого необходимо поддерживать относительно низкую концентрацию А в реакционной системе. Наиболее удобен в данном случае идеализированный трубчатый реактор с поперечным потоком, в котором А подают равномерно по длине реактора, а В только у входа. Мы пока еще не ставим задачу оптимизировать эту систему, но произвольно выбираем такое распределение вещества А впрыскиванием, чтобы обеспечить постоянную концентрацию его по всей длине реактора. Какова относительная степень превращения В в Р ъ этой системе и в чем отличие ее работы от работы при тех же условиях реактора периодического действия и кубового реактора непрерывного действия, еспи общие мольные скорости подачи А я В равны, а = й, [c.59]

На рис. И-12 приведена зависимость величин сГр и Т1р от относительной степени превращения для реактора периодического действия, кубового реактора непрерывного действия и идеализированного реактора с поперечным потоком [пример (П-9), уравнения (з), (и) и (ж) соответственно]. Так как компонент В может быть превращен только в целевой продукт Р, из уравнения (И,23) получаем Ор = и из (И,24) Цр = [c.63]

Каталитические реакторы с неподвижным слоем катализатора имеют особенности реакционных аппаратов с полным вытеснением, поэтому для их расчета можно использовать ранее установленные зависимости (см. гл. I). Для реактора непрерывного действия зависимость между объемной скоростью и степенью превращения можно получить из уравнения [c.232]

Так как система в реакторе периодического действия характеризуется средним значением движуш ей силы, очевидно, что для достижения той же степени превращения реакторы непрерывного действия с мешалками должны иметь существенно больший объем, чем реактор периодического действия. Однако реакторы непрерывного действия с мешалками имеют ряд преимуществ, которые компенсируют этот недостаток. Управление ими проще и они требуют меньших затрат труда при обслуживании. [c.96]

Это выражение дает отношение времени пребывания в единичном реакторе непрерывного действия с мешалкой ко времени пребывания в реакторе периодического действия с мешалкой при одинаковых степенях превращения вещества А. Отметим, что РГ постоянно для реактора непрерывного действия, а для реактора периодического действия Ш является функцией времени. [c.109]

Общее среднее время пребывания в каскаде из п реакторов непрерывного действия равного объема составляет пд. Ясно, что пвЦ есть отношение общего времени пребывания в каскаде из п реакторов непрерывного действия равного объема ко времени пребывания в периодическом реакторе при равных степенях превращения вещества А. [c.111]

В трубчатых реакторах непрерывного действия при синтезе пленкообразующих материалов наиболее вероятен ламинарный режим. При этом возникает большая неравномерность времени пребывания отдельных частиц в реакционной смеси. Отсутствие перемешивания потока при ламинарном режиме и неравномерность времени пребывания могут при необходимости высокой степени превращения замедлить скорость реакции, повысить полидисперсность синтезируемого продукта и выход побочных продуктов реакции. [c.129]

Из табл. 2 следует, что если, например, продукт реакции Е нежелателен и его количество в периодическом процессе относительно невелико, то в односекционном реакторе непрерывного действия при высоких степенях превращения исходного вещества количество этого нежелательного продукта становится очень большим. Реакция образования нужного продукта при этом подавляется нацело . [c.55]

Полагая в (IV, 19) м= 1, получим время пребывания молекул в одиночном реакторе непрерывного действия полного смешения в зависимости от заданной степени превращения 11 [c.58]

Простой подсчет показывает, что с увеличением степени превращения и реактор непрерывного действия с мешалкой становится в этом отношении все менее экономически выгодным [c.192]

Выведенные в предыдущих разделах уравнения предназначены для того, чтобы получить численные оценки тех факторов, которые необходимы для расчета газофазных каталитических реакторов с неподвижным слоем твердого катализатора. В результате такого анализа выявилось относительное значение химической реакционной способности, массопередачи диффузией и теплопередачи. Цель анализа заключалась в объединении соответствующих уравнений скорости реакции с уравнениями сохранения массы и тепла. Совместное решение групп таких уравнений дает возможность вычислить концентрационные и температурные профили внутри реактора с неподвижным слоем и, следовательно, оценить размер реактора, в котором можно достичь заданной степени превращения. В этом разделе дается краткое описание подхода к решению расчетных задач, возникающих при конструировании реакторов непрерывного действия. [c.420]

Для совместного решения таких уравнений могут использоваться стандартные численные методы. Таким методом может быть найден полный ход изменения степени превращения и температуры по длине реактора. Рис. 6 показывает типичные профили кривых нревращения и температурных кривых, которых можно ожидать в реакторе непрерывного действия, работающем в адиабатических условиях, когда в нем происходит экзотермическая реакция, например каталитическое окисление ЗОг, или эндотермическая реакция, подобная дегидрированию этилбензола. [c.422]

При использовании констант скоростей для проектного расчета реактора, в особенности констант скоростей, взятых из технической литературы, следует остерегаться еще одной опасности — ошибочного представления об их независимости от концентрации. Академические исследования, по вполне основательным причинам, обычно проводят на чрезвычайно разбавленных растворах. При мольной концентрации порядка 10 воздействие продуктов изучаемой реакции на растворяющую способность среды, составляющей основную часть системы, по всей вероятности, незначительно. Но если, не проверив эти кинетические данные, использовать их в проектном расчете реактора непрерывного действия, обеспечивающего высокие степени превращения, это может привести к серьезным ошибкам. Как будет видно из рассматриваемых дальше характеристик реакторов различных типов, широко используемые в промышленности реакторы непрерывного действия с перемешивающим устройством обычно работают при постоянной концентрации реагентов, соответствующей почти 100 Ь-ному превращению в продукты. В таком случае среда жидкофазной реакции [c.227]

Необходимо отдавать себе отчет в трудностях определения констант скоростей подобных систем. Например, изучение кинетики в лабораторном реакторе непрерывного действия с перемешивающим устройством при высокой степени превращения очень сильно зависит от точности измерения расхода подаваемых реагентов небольшая неточность при измерении этой величины может привести к чрезвычайно серьезной ошибке в расчетной константе скорости. Вот почему может оказаться, что кинетические исследования, связанные с высокими концентрациями продукта, предпочтительнее проводить на реакторах периодического действия, хотя эта проблема нуждается в серьезном дальнейшем изучении. [c.228]

Перед началом технологических разработок требуется обосновать выбор типа реакционного аппарата (реактор периодического действия, реактор непрерывного действия с интенсивным перемешиванием) и оценить оптимальные значения степени превращения бензола при проведении процесса по схеме, изображенной на рис. 1-5 (монохлорбензол — целевой продукт, т, е. 6=0). [c.26]

Из рис. 1-10, а следует, что требуемое соотношение достигается в реакторе периодического действия при степени превращения бензола, равной 0,94, а в реакторе непрерывного действия с интенсивным перемешиванием при =0,71- -4-0,72. Суммарный выход смеси продуктов в каждом из реакторов при этом равен [c.28]

Изучен процесс получения пиросульфита калия п реакторе непрерывного действия. Установлен оптимальный температурный режим процесса, а также влияние нагрузок по газовой и жидкой фазам на степень превращения едкого кали и сульфита калия и получены данные о влиянии избытка газа сверх теоретически необходимого количества на качество пиросульфита калия. [c.282]

НИИ скорости реакции, скорости разделения, константы равновесия, формы импульса и т. д. можно получить существенное увеличение степени превращения. Вычисления показали, что это увеличение тем больше по сравнению с реакцией в реакторе непрерывного действия, чем больше скорость реакции, чем меньше равновесная [c.32]

При образовании вторичных продуктов, которые уменьшают активность катализатора, степень превращения от пробы к пробе постепенно уменьшается. Экстраполируя получаемую зависимость активности катализатора от номера пробы к нулевой пробе, можно получить значение действительной начальной активности данного катализатора. Можно показать, что в определенных случаях импульсный метод дает то же значение степени превращения, что и метод с непрерывным вводом реагентов при том же среднем количестве вводимых реагентов. Используя полученные данные, по уравнению Аррениуса можно вычислить значения кажущихся энергий активации при условии, что не происходит дезактивация катализатора. Если кривая зависимости степени превращения от площади поверхности катализатора не проходит через начало координат, то это свидетельствует о протекании вторичных процессов. Автоматическое дозирующее устройство можно применять и для взятия проб продуктов реакции, если присоединить его к выходу реактора непрерывного действия. [c.42]

Расчет степени превращения по распределению времени пребывания. Определение средней концентрации С на выходе из реактора непрерывного действия [c.88]

Не менее важной характеристикой процесса является время пребывания в реакторе тех элементов объема, которые уже покинули систему. По существу, это время есть не что иное, как продолжительность химического взаимодействия, определяющая состав конечных продуктов. Из реактора периодического действия после достижения определенной степени превращения выводят весь реакционный объем. Время пребывания всех выводимых из системы элементов-объема всегда одинаково и равно продолжительности периодического-процесса. Элементы объема, выводимые из реактора непрерывного действия, имеют различное время пребывания. Исключением из этого правила является лишь модель реактора идеального вытеснения, в которой пренебрегают перемешиванием элементов объема в направлении движения потока, т. е. рассматривают движение потока, подобное поршню. Поэтому все элементы проходят такой реактор за одинаковое время. Однако во всех других идеализированных моделях реакторов, как и в любом реальном реакторе, всегда есть перемешивание и в направлениях, не совпадающих с направлением потока. Движение элементов объема в таких реакторах является неупорядоченным и их траекторию невозможно определить заранее. Поэтому на выходе неизбежно оказываются элементы объема с различным временем пребывания в реакторе. [c.9]

В настоящее время процесс полимеризации изопрена производится в цепочке из 5—6 реакторов непрерывного действия с мешалками [62]. Все компоненты — мономер (изопрен), растворитель (изонентан), катализатор (смесь триизобутилалюминия и четыреххлористого титана) — подаются в голову процесса— 1-й реактор. Реакционная масса проходит все реакторы, в которых под действием катализатора и температуры, выделяемого в процессе полимеризации тепла, подвергается полимеризации до определенной глубины (определяет производительность батареи реакторов) и степени (определяет качество продукта) превращения. Подачей хладоагента в охлаждающие рубашки реакторов обеспечивается поддержание нужной температуры индивидуально в каждом реакторе и поля температур на батарее. Поскольку все компоненты полимеризационной системы подаются в голову процесса, ряд параметров (расход шихты Ош, расход катализатора ( к, его концентрация Ло) являются общими для всех реакторов. Выходными параметрами являются концентрация мономера и температура которые определяют производительность и качество (косвенно) продукта. Значения этих параметров на выходе (к—1)-го реактора являются входами в к-тый реактор наряду с его индивидуализированными входами расходом Схл и [c.236]

Из этилового, спирта в газовой фазе над металлическим палладием, осажденным на окиси алюминия, в изотермическом реакторе непрерывного действия таким путем можно получить этилацетат [25]. При 106°С и подаче 0,3—0,5 моль Ог на 1 моль СгНзОН степень конверсии спирта не превышала 10%, однако селективность его превращений в продукт л неполного окисления была весьма высокой почти 70% прореагировавшего спирта расходовалось на образование этилацетата, а остальное — на окисление в ацетальдегид. Одновременно получалось немного метана и СОг- Предполагается, что процесс идет по схеме [c.116]

Расчет реактора непрерывного действия заключается в определении времени пребывания смеси при заданной производительности реактора или степени превращения исходного компонента. [c.230]

Ниже в качестве примера рассматривается работа проточного реактора непрерывного действия идеального вытеснения, в котором проходит экзотермическая реакция первого порядка по недостающему компоненту. Если в каждом сечении реактора с помощью охлаждающего агента (.Мх) отводится вся выделяющаяся теплота реакции, то можно считать, что реакция происходит при изотермических условиях. Аналогично будет протекать реакция в реакторе периодического действия при полном перемешивании реакционной массы и отводе выделяющейся теплоты. Уравнение скорости химической реакции (6.1), не осложняемой процессами переноса массы компонентов, применительно к случаю ее зависимости только от концентрации одного компонента можно записать через степень превращения X этого компонента [c.108]

Режим движения жидкости в реакционной зоне реактора непрерывного действия близок к полному смешению. Для повышения скорости процесса и увеличения степени превращения реакторы устанавливают в виде каскада (рис. 6.30). [c.123]

В реакторах непрерывного действия даже при идентичных начальных условиях время пребывания различных агрегатов неодинаково, поэтому сегрегация влияет на среднюю степень превращения в аппарате. Рассмотрим расчет степени превращения в реакторе идеального смешения (идеального перемешивания) для упомянутых случаев смешения на уровне молекул и агрегатов. Для процессов с сегрегацией термин идеальное смешение имеет следующий смысл в любом объеме 5 К аппарата, значительно превышающем объем агрегатов и тем более объем молекул, средняя концентрация одинакова и равна средней концентрации на выходе из реактора (рис. 1.1). [c.13]

Таким образом, в кубовом реакторе непрерывного действия степень превращения В и, следовательно, выход продукции Р ниже, чем в реакторе с поперечным потоком. Последнее объясняется тем, что отношение усредненное для всего содержимого аппарата, в идеализированном реакторе выше. Очевидно, чем выше это отношение, тем лучше протекает целевая реакция. Величина Сд/с в реакторах периодического действия и трубчатом ниже, чем в реакторе с поперечным потоком, поэтому последний более аффективен для превращенпя А в целевой продукт. [c.61]

Рис. У1-6. Зависимость отношения времени пребывания в каскаде реакторов непрерывного действия равного объема и в реакторе периодического действия га6/4 от времени пребывания 0 в одном аппарате непрерывного действия при одинаковой степени превращения вещества для реакции первого порядка ( =0,139х X 10-3 с-1).

Процесс ка1алитической дегидрогенизации может быть осуществлен либо в системе с одним реактором, либо в системе с несколькими реакторами. При этом принимаем, что степень превращения остается постоянной как для системы с одним реактором, так и с несколькими реакторами непрерывного действия. [c.283]

Скорость реакции в реакторе непрерывного действия при полном перемешивании такая же, как скорость в конце реакции, при периодическом ведении процесса. Поэтому общий реакционный объем системы, действующей непрерьшнО, должен быть больше, чем у действующей периодически. На рис. П-23 показано сЬот-ношенне объемов реактора периодического действия и реактора непрерывного действия, в 1 отором о спечи-ваетСя одинаковая " общая степень превращения при проведении химической реакции первого порядка. В каскаде из нескольких ступеней, в каждой из которых обеспечивается полное перемешивание, объем аппарата непрерывного действия уменьшается. [c.122]

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]

Синтез ХЭС осуществляют в реакторе непрерывного действия — противоточной колонне с насадкой. Для подавления побочной реакции образования этандисульфоната (ЭДС) используют разбавленный раствор ХагЗОз и избыток ДХЭ. При степени превращения сульфита 95—97% выход ХЭС составляет 77—79% от теоретического. После отпарки непрореагировавшего ДХЭ раствор ХЭС подвергается сушке в аппарате кипящего слоя. Технический ХЭС содержит 57—60% основного вещества, 27—30% ХаС1 и 11—13% ЭДС. [c.73]

Изучена реакция гидрирования метиловых эфиров жирных кислот i8 до эфира октадеценовой кислоты методом факторного планирования эксперимента, рассмотрено влияние температуры, объемной скорости подачи водорода, приведенной объемной скорости подачи сырья на степень превращения метилоктадекадиеноата и селективность реакции по гранс-метилоктадеценоату. Определена область наилучших условий осуществления реакции в реакторе непрерывного действия. [c.51]

В случае газофазных реакций на твердых катализаторах реакторы с псевдоожиженным слоем имеют определенное преимущество перед реакторами периодического действия или трубчатыми реакторами непрерывного действия. Кроме преимущества, определяемого легкостью механического перемещения катализатора, высокий коэффициент теплопередачи от стенки к слою обеспечивает легкость теплопоглощения или теплоотдачи. Более того, вследствие движения твердых частиц весь газ находится в реакторе, по существу, при одной и той н е температуре, образуя с твердым телом непрерывную гомогенную фазу. Еще одно достоинство этого реактора заключается в том, что величина доступной внешней поверхности здесь больше, чем Б реакторе с неподвижным слоем, так что реакции, лимитирующиеся диффузией в порах, будут давать более высокие степени превращения в режиме псевдоожиженного слоя. В задачи данной книги не входит проведение обсуждения механики псевдоожижения, и мы дадим лишь ссылки на соответствующие работы и исследования, выполненные различными авторами 144—46]. Достаточно сказать, что при пропускании газа снизу вверх через слой твердого тела имеет место падение давления в этом слое, которое непрерывно усиливается но мере течения газа. В конце концов наступает момент, когда подъемная сила, действующая на твердые частицы, становится равной весу частиц. С увеличением скорости течения газа подъемная сила такя е возрастает и поток поднимает частицы, увеличивая нри этом объем зазоров между частицами в слое катализатора. Неподвижный слой продолжает в результате расширяться до тех пор, пока не достигнет состояния наиболее рыхлой упаковки. Любое дальнейшее увеличение скорости газа вызывает разделение частиц друг от друга, и они переходят в состояние свободного парения. Весь слой находится теперь в псевдоожиженном состоянии. Теперь уже любое увеличение потока газа не сопровождается соответствующим увеличением перепада давления, так как скорость потока газа при течении через зазоры между частицами уменьшается вследствие расширения слоя. Увеличение потока газа выше точки начала псевдоожижения вызывает увеличение объема пустот внутри слоя. В конце концов достигается точка, когда газ начинает прорываться через слой в виде пузырей. Псевдоожиженный слой становится тогда очень похожим на кипящую жидкость. Образующиеся пузырьки газа движутся вверх через твердые частицы, которые находятся теперь в состоянии непрерывного движения. В случае газофазных реакций, катализируемых твердыми катализаторами, для предсказания рабочих условий чрезвычайно важно знать распределение времени контакта газа по слою. [c.433]

Денбих [49] предположил, что реакция протекает в заданное время в максимальной степени, когда параметр, влияющий на скорость реакции, регулируется таким образом, что скорость максимальна на каждой без исключения стадии реакции. Чтобы достичь этого, необходимо непрерывно варьировать рассматриваемый параметр вдоль пути реакции. Предположим, что скорость реакции г есть некоторая функция F ( q, ж, 0) концентрации реагента па входе в реактор q, степени превращения х и любого параметра 0, влияющего на скорость реакции. Требуется определить такое соотношение между X и в (в может быть временным параметром t для реакций, осуществляемых в периодическом режиме, или параметром длины z для реакций в реакторах непрерывного действия), которое дает минимум функции F ДЛЯ данной степени превращения. Для реактора непрерывного действия длина L сосуда, содержащего катализатор, может быть определена как [c.437]

Для уменьшения реакционного объема, снижения проскока не-провзаимодействовавших частиц, увеличения степени превращения исходных реагентов в катализаторных производствах повышенной мощности реакторы непрерывного действия с мешалками последовательно соединяют между собой в батареи или каскады. Преимущества такой организации процесса еще и в том, что к обрабатываемому продукту в определенные реакторы каскада можно непрерывно добавлять необходимые по технологии добавочные компоненты (активаторы, стабилизаторы и др.) и при этом в каждом аппарате поддерживать определенную концентрацию и температуру смеси. Расчет т проводят по уравнениям типа (IV.6), (IV. 7) последовательно для каждого реактора. [c.216]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология