Число реакторов и степень превращения

Рис. 1У-5. Уменьшение суммарного объема каскада реакторов при увеличении числа реакторов в каскаде, рассчитанном на заданную степень превращения исходных реагентов.

При использовании очень мелких частиц и малоинтенсивном псевдоожижении следует учитывать возможность роста внешнедиффузионного сопротивления с переходом процесса из кинетической области в область внешней или переходной диффузии. Учет кинетического и гидродинамического факторов позволяет определить диапазон рационального изменения размеров частиц катализатора но слоям многополочного реактора. Так, в реакторе для проведения экзотермической реакции нижние слои целесообразно загружать более мелкозернистым катализатором, чем верхние. Действительно, в этом случае диаметр зерна, для которого степень использования внутренней поверхности близка к 1, увеличивается Для каждой лежащей выше полки в соответствии с уменьшением температуры и изменением степени превращения. В то же время, учитывая, что в реальных промышленных аппаратах, как правило, верхние полки имеют большую высоту слоя катализатора, снижение для них числа взвешивания или разности рабочей и критической скоростей газа, за счет загрузки этих слоев крупнозернистым катализатором уменьшает перемешивание, проскок газовых пузырей и благоприятно сказывается на суммарной скорости процесса. [c.256]

Процесс экономически целесообразен при концентрации 8О2 в дымовых газах, равной или большей 2% (Еремин). Уже в 80-е гг. 20 в. в мире на установках Клауса производили более 20 млн т/год элементарной серы. В зависимости от числа каталитических реакторов степень превращения сероводорода в серу достигает 96-99%. [c.399]

В каждом частном случае вопрос решается сравнением всех условий. Однако следует считать установленным, что при периодической работе всегда обеспечивается или лучшее применение реагентов, или лучшее использование объема аппаратуры, чем при непрерывной работе в каскаде аппаратов идеального смешения. Условия непрерывной и периодической работы выравниваются с увеличением числа реакторов в каскаде при неизменном их общем объеме. При бесконечно большом числе аппаратов степень превращения в каскаде будет такая же, как и в периодической системе. [c.72]

Для сернистого газа, получаемого сжиганием серы или сероводорода, достижение максимального выхода триоксида серы при проведении каталитического окисления осуществляется путем увеличения числа слоев катализатора (до четырех, пяти).В пятислойном каталитическом реакторе степень превращения диоксида серы составляет 98 %. Степень окисления диоксида серы ограничена условиями равновесия реакции в температурном диапазоне работы ванадиевых катализаторов (4СЮ-600 °С) и ее увеличение наращиванием количества слоев катализатора более пяти экономически нецелесообразно, так как это связано с резким увеличением объема катализатора. [c.22]

Одним из таких аппаратов является многослойный адиабатический реактор, в котором охлаждение между ступенями достигается посредством теплообменников. Такие реакторы широко применяют при окислении ЗОг. Реактор состоит из нескольких последовательно соединенных заполненных катализатором камер, которые работают яри адиабатическом режиме. Следовательно, в каждой камере температура повышается в направлении от входа к выходу, что конечно, противоречит идеальному режиму. Однако путем охлаждения газа, выходящего из каждой камеры, его температуру удается значительно понизить перед поступлением в следующую камеру. Короче говоря, ступенчатое изменение температур в рассматриваемой системе рассчитано а приближении к оптимальной температурной последовательности, как это показано на нижней кривой рис. 34, где в качестве координатных осей приняты степень превращения и температура (вместо объема и температуры). Чем больше число ступеней, тем ближе рабочие характеристики системы приближаются к оптимальным характеристикам, предсказываемым теорией. [c.149]

При значениях Ре 2, Re> 2 и достаточно большом отношении < р/ к проскок реакционной смеси вдоль стенок реактора достаточно мал. По данным 30], при Re > 2 вполне приемлемое значение следует считать примерно равным 10. Если эти условия не выполняются, число Пекле невелико. При невысоких степенях превращения вполне приемлемым может оказаться значение d , меньше 10. [c.91]

Задачу оптимизации для такого реактора можно сформулировать различно, в зависимости от того, какая цель при этом преследуется. Например, для заданного общего времени пребывания т и заданного числа ступеней N необходимо найти входные температуры ступеней Tf > (г = 1,. . N) и время пребывания реагентов на каждой ступени т,- (i 1,. .., N) так, чтобы общая степень превращения в реакторе была максимальной. Иная постановка оптимальной задачи заключается в требовании достижения заданной степени превращения ху, при минимальном общем времени пребывания реагентов в аппарате и заданном числе ступеней. [c.124]

Вместе с тем, при построении зависимости затрат на катализатор от числа ступеней реактора, рассчитываемого, например, на заданную степень превращения, необходимо для каждого значения числа ступеней минимизировать требуемое количество катализатора соответствующим выбором входных температур ступеней и [c.124]

Уравнение (V. 30) позволяет определить объем каскада реакторов или число реакторов в каскаде, или степень превращения по известным остальным параметрам. [c.93]

Степень превращения определяем на основе числа молей реагента А, подводимых к реактору, и числа молей А, содержащихся в реакторе в момент его наполнения [c.317]

Выражение (УП1-327) идентично зависимости (У1И-281), представляющей собой проектное уравнение реактора полного вытеснения. Это означает, что производительность каскада реакторов при конечной степени превращения приближается к производительности реактора с полным вытеснением по мере возрастания числа ступеней каскада. [c.321]

Последовательность расчета трубчатого реактора с неполным перемешиванием I) определение Ъь или Во 2) нахождение числа ступеней заменяющего каскада 3) вычисление степени превращения в заменяющем каскаде. [c.328]

На рис. IX-7I приведена зависимость между объемами этих реакторов, которые необходимы для достижения определенной степени превращения при реакциях первого и второго порядка, проходящих в гомогенной системе при изотермических условиях. Разница особенно велика при высоких значениях степени превращения. Если по каким-либо причинам трубчатый реактор не подходит для наших целей, то следует применять каскад кубовых реакторов. Во многих случаях достаточно 3—4 реакторов в каскаде, чтобы приблизиться к перерабатывающей способности, достигаемой в трубчатом реакторе, хотя иногда для этого приходится использовать и большее число аппаратов в каскаде (до 20). [c.420]

Определить степень превращения, достижимую в реакторе при максимальном числе оборотов мешалки. Определить максимальную степень превращения при проведении процесса в реакторе вытеснения, имеющем объем, равный суммарному объему всех пяти ступеней, и работающем при той же скорости потока и той же температуре. Почему фактическая степень превращения может оказаться несколько меньшей [c.103]

Рассмотрим построение оптимального температурного профиля на примере обратимых экзотермических реакций. К ним относится большое число известных промышленных процессов — синтез аммиака, окисление ЗОг, конверсия окиси углерода. Повышение температуры в этих реакциях уменьшает константу равновесия и достижимую степень превращения, но увеличивает скорость реакции. Для увеличения скорости реакции полезно, чтобы на входе в реактор, где количество образующегося продукта мало, температура была достаточно высокой, а на выходе низкой это положительно влияет на константу равновесия. Можно показать, что температуру, при которой проводится процесс, нужно понижать по мере увеличения количества продукта. [c.304]

Различие между формулами ( 1.63) и ( 1.66) физически легко объяснимо, в случае, когда выполнено условие ( 1.61), реакция практически завершается за время, много меньшее того, которое необходимо частицам реагента для проникновения в застойные зоны. Поэтому в таком процессе влияние застойных зон на превращение реагента не чувствуется и параметры диффузионной модели должны быть такими же, как в случае, если бы застойные зоны были отгорожены от проточной части ячеек непроницаемыми перегородками. Другими словами, норовое пространство зернистого слоя в этом случае может рассматриваться как совокупность ячеек идеального смешения без застойных зон, объем которых равен объему проточной части зернистого слоя. Если же реакция идет настолько медленно, что выполняется условие ( 1.64), то за время, необходимое для достижения в реакторе заметной степени превращения, успевает установиться динамическое равновесие между частицами реагента, находящимися внутри и вне застойных зон. При этом застойные зоны, естественно, влияют на величин параметров и и II, определяемые формулами ( 1.66). Неравенства ( 1.61) и ( 1.64) можно переписать в более удобной форме, введя в них вместо константы скорости реакции к число ячеек по длине реактора N. Эти величины тесно связаны между собой, так как заметная степень превращения исходных веществ может быть достигнута на временах порядка к и длинах Ь — N1 — ц//с. Положив в формуле ( 1.53) вых/ вх = = 1, находим, что, эта степень превращения [c.232]

Дифференциальные реакторы, работающие по принципу малых степеней превращения, конструктивно и по экспериментальной технике не отличаются от проточных интегральных реакторов, поэтому не будем на них останавливаться. Прочие варианты дифференциальных реакторов снабжены приспособлениями, обеспечивающими одинаковые условия работы всего слоя катализатора по всем кинетическим параметрам, в том числе и по концентрациям. [c.409]

Помимо высокой степени превращения, важным достоинством нестационарного процесса является отказ от подогрева газа перед его подачей в реактор. Это позволяет снизить число теплообменников в схеме и улучшить энергетические показатели процесса. [c.167]

IX-I3. Трубчатый реактор для термического крекинга рассчитан, исходя из режима идеального вытеснения, для которого при длине аппарата 3,048 м достигается степень превращения 99%. Реакция крекинга протекает приблизительно по первому порядку. Ожидается, что неидеальность потока в реальном реакторе будет в значительной степени влиять на показатели процесса поэтому требуется приближенно оценить указанное влияние. Предполагая, что при диаметре трубок аппарата 0,025 м процесс протекает в изотермических условиях и режим потока характеризуется числом Рейнольдса 10 ООО, определить, какой должна быть длина реактора, чтобы обеспечить ту же степень превращения для неидеального потока [c.297]

Условия проведения процесса. Контактирование необходимо проводить в несколько стадий. Количество полок контактного аппарата следует выбирать, исходя из технико-экономического анализа проведения процесса. При этом надо учитывать, что с увеличением числа полок уменьшается общее количество загружаемого катализатора и суммарное сопротивление слоев, но соответственно возрастает стоимость аппарата, за счет неизбежного усложнения его конструкции. На практике число полок для степени превращения = 0,97 принимается, как правило, равным четырем. Схема реактора представлена на рис. 76. При проектировании такого аппарата степени превращения по слоям и температурный [c.265]

Пример 1У-7. Для каскада реакторов идеального смепшиия, в ютором проводится реакция первого порядка, протекающая без измеисння числа нолей реагирующей смеси, определить выигрыш в суммарном реакционном объеме каскада по сравнению с одиночным реактором идеального смешения, рассчитанным на ту же степень превращения исходного реагента Л. [c.169]

Анализ уравнений (V. 30) и (V. 31) показывает, что с увеличением числа п реакторов для обеспечения заданной степени превращения объем системы уменьшается до объема реактора идеального вытеснения, в котором достигается та же степень превращения при постоянной температуре и в кинетической области. Однако такое представление носит лишь гипотетический [c.93]

Для заданной входной концентрации ,-i это уравнение является линейным соотношением между концентрацией на выходе и скоростью. Прямая пересекает ось абсцисс в точке -i и имеет тангенс угла наклона 1/тг. Кроме того, значения u и С должны соответствовать также уравнению скорости процесса u = k i [или в общем виде ui = kf( )]. Таким образом, пересечение прямой, построенной по уравнению (V.32), с кривой зависимости скорости от концентрации дает значение С, (рис. 12). После определения i расчет повторяют, чтобы найти +i в следующей ступени. При одинаковом времени пребывания реагентов в реакторе полного смешения (одинаковом объеме реакторов в каскаде) прямые, определяемые уравнением (V. 32), будут параллель ными. Если задано число реакторов и конечная степень превращения, то время пребывания в реакторе находят путем подбора. Этот метод применим только в том случае, когда скорость реакции можно выразить как функцию одной переменной (щ — = ki( i)). [c.94]

При проведении химико-технологических процессов часто важно знать степень их завершенности [16, 17]. Например, для сушильного агрегата — это степень удаления влаги из высушиваемого материала, для химического реактора — степень превращения исходных продуктов в конечные (целевые) и т. д. Завершенность процессов зависит от многих факторов, в том числе от того, как организовано движение взаимодействующих сред. Некоторые элементы потока могут задержаться в аппарате, а другие, наоборот, проскочить, не вступив во взаимодействие. Распределение времени пребьшания элементов потока в аппарате имеет стохастическую природу и оценивается статистическим распределением. [c.622]

Однако для такого реактора весьма существенными могут оказаться дополнительные затраты на организацию ступеней, которые в первом приближении можно принять пропорциональными их числу. Если в координатах затраты 3 — число ступеней N построить зависимость затрат на катализатор (рис. П1-18, кривая /), то указанная зависимость будет иметь монотонно убывающий характер. Это объясняется тем, что при неограниченном увеличении числа ступеней в аппарате, рассчитываемом, например, на заданную степень превращения, температурный профиль приближается к оптимальному и обеспечивается более эффективное использование катализатора. С другой стороны, с увеличением числа ступеней возрастают расходы на аппаратурное оформление промежуточного теплоотвода (рис. П1-18, кривая 2). Суммарные затраты в этом случае имеют выраженный минимум (рис. HI-18, кривая 3), положение которого и отвечает оптимальному числу ступеней реактора iVonr.- [c.124]

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]

Пользуясь этим, Горт дал определение числа единичных реакторов Л 2 (по аналогии с числом единиц массопередачи), необходимых для достижения определенной степени превращения [c.350]

Понятие о числе единичных реакторов iV представляет также некоторый интерес при сравнении размеров реакторов, необходимых для получения различной степени превращения при условиях, для которых ВЕР должна быть постоянной. Тот же результат может быть достигнут и прямым интегрированием уравнения скорости. Чтобы упростить такие сравнения, Каддель и Харт построили обобщенные графики для как функции степени превращения /, на которых основана табл. 78. [c.351]

При наличии более трех ступеней алгебраические методы расчета реакторов требуют много времени. Используя некоторые приемы, предложенные Элдриджем и Пире [10], или же различные графические методы [11 —16], расчет реактора может быть значительно упрош,ен. Графические методы расчета рационально применять в том случае, когда скорость реакции можно выразить как функцию одной переменной, например концентрации одного из реагентов. При графических методах нет необходимости определять порядок реакции, расчет можно проводить непосредственно по экспериментальным значениям скорости реакции. После нанесения на график найденных значений скорости реакции в зависимости от концентрации число аппаратов, необходимых для достижения некоторой заданной степени превращения, можно определить простым ступенчатым построением графика аналогично тому, как это делается в методе Мак-Кэба— Тиле при расчете процесса ректификации. [c.86]

В непрерывнодействующих химических реакторах процесс протекает стационарно, а состав реакционной смеси изменяется по длине аппарата. В этом случае скорость реакции определяется так же, как количество вещества с1А/, реагирующего в единицу времени в объеме У, т. е. г = —сИ 1/<1У. Если ввести некоторый параметр X, называемый степенью превращения, равный отношению (Л о — то скорость реакции выразится уравнением г = (йх/йУ) или г = УдСд (с1х/с1У), где Л о и Ко — число молей и отнесенный к нормальным условиям объем исходной [c.24]

Динамические характеристики. Из-за внешних воздействий и (или) изменений внутренних свойств катализатора и реактора в целом температурные и концентрационные поля в слое катализатора меняются во времени. При этом, как было показано, те параметры, влияние которых в стационарном режиме можно было не учитывать, часто оказываются существенными в нестационарном процессе. К таким параметрам можно отнести, например, дисперсию вещества вдоль слоя катализатора, массоемкость и теплоемкость слоя, неравподоступность наружной поверхности зерна, внешний тепло- и массообмен. В стационарном режиме значительное число факторов воздействует на состояние системы независимо и часто аддитивно. Это позволяет использовать более узкие модели и эффективные параметры, отражающие суммарное влияние этих факторов. В нестационарном режиме степень влияния этих же факторов может быть иной и, кроме того, сильно зависеть от состояния системы. Р1х влияние необходимо учитывать порознь. Так, например, дисперсию тепла вдоль адиабатически работающего слоя катализатора в стационарном режиме вполне достаточно представить коэффициентом эффективной продольной теплопроводности. В нестационарном режиме это недопустимо — необходимо учитывать раздельно перенос тепла по скелету катализатора, теплообмен между реакционной смесью и наружной поверхностью зерна и иногда перенос тепла внутри пористого зерна. Из-за инерционных свойств в нестационарном режиме имеют место большие, чем в стационарном, градиенты температур и концентраций на зерне и в слое катализатора. Это приводит, иапример, к отсутствию пропорциональной зависимости между температурой и степенью превращения, непродолжительному, но большому перегреву у поверхности зерна с наилучшими условиями обмена, значительным перегревам слоя — динамическим забросам, на-Л1Н0Г0 превышающим стационарные перепады температур между входом и выходом из слоя могут быть в несколько раз больше адиабатического разогрева при полной степени превращения. Сдвиг по фазе между температурными и концентрационными полями иногда приводит к возникновению колебательных пере- [c.13]

Предположим, что стационарная (квазистационарная) скорость полезной реакции Г1 — выпуклая функция концентрации с, а скорость побочной реакции г, — вогнутая функция. Это означает, что 7-,(с8)<Я1Г,(с,) + (1-Х)г,(сг) и Г2(с8)>1гг с ) + (1- ,)г2 сг), где 8 = Яс, + (1 — )Сг — средняя концентрация, соответствующая циклическому, в том числе и скользящему, режиму О < Я < 1 С1 < Сг. Пусть хотя бы одно из неравенств выполняется строго. При указанных выше свойствах функций Г (с) всегда выполняется неравенство (гг/г1)<(г2(св)/г,(св)). Отсюда следует вывод при данных условиях избирательность в нестационарном режиме всегда выше стационарной. Амплитуда изменения концентрации исходного компонента А в реакторе, работающем в квазистатическом режиме (пли при очень низких частотах изменения входной концентрации), меньше амплитуды изменения входной концентрации, причем это уменьшение тем больше, чем больше объем реактора и степень превращения. Следовательно, большего эффекта увеличения избирательности в неста-циспарном ре -1 име можно ожидать для малых объемов реакторов, [c.60]

Число киломолей кислорода, выходящих из реактора за 1 ч (равное числу кпломолей кислорода, которые входят в реактор), много меньше числа киломолей, реагирующих по второй из приведенных выше химических формул. Обозначив степень превращения через х , а общее число киломолей кислорода через гг , запишем уравнение материального баланса [c.76]

Контактное производство серной кислоты — это крупномасштабное непрерывное, механизированное производство. В настоящее время проводится комплексная автоматизации контактных цехов. Расходные коэффициенты при производстве серной кислоты из колчедана на 1 т моногидрата N2804 составляют примерно условного (45%5) колчедана 0,82 т, электроэнергии 82 кВт-ч, воды 50 м . Себестоимость кислоты составляет 14—16 руб. за 1 т, в том числе стоимость колчедана составляет в среднем почти 50% от всей стоимости кислоты. Уровень механизации таков, что зарплата основных рабочих составляет лишь около 5% себестоимости кислоты. Важнейшие тенденции развития производства серной кислоты типичны для многих химических производств. 1. Увеличение мощности аппаратуры при одновременной комплексной автоматизации производства. 2. Интенсификация процессов путем применения реакторов кипящего слоя (печи и контактные аппараты КС) и активных катализаторов, а также производства и переработки концентрированного диоксида с использованием кислорода. 3. Разработка энерготехнологических систем с максимальным использованием теплоты экзотермических реакций, в том числе циклических и систем под давлением. 4. Увеличение степеней превращения на всех стадиях производства для снижения расходных коэффициентов по сырью н уменьшению вредных выбросов. 5. Использование сернистых соединений (5, 50о, 80з, НгЗ) из технологических и отходящих газов, а также жидких отходов других производств. 6. Обезвреживание отходящих газов и сточных вод. [c.138]

Следует отметить, что в уравнениях (IV.8), (IV.9), (IV. 17)— (IV. 20) дана текущая концентрация веществ, которая может непрерывно изменяться. Для расчетов вместо текущих концентраций подставляют начальные концентрации и степени превращения к моменту времени т или же исходное число молей Na, Nb, Nd) и число iip3peiitpoBa6ffiHx молей. Рассмотрим это на примере реакции первого порядка А -> D в режиме идеального вытеснения или в реакторе периодического действия [c.77]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология