Превращение при полном перемешивании

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]

В расчете каскада для каждой ступени используется проектное уравнение одиночного непрерывнодействующего реактора полного перемешивания. Пронумеруем последовательные ступени каскада от 1 до т. Обозначим через x концентрацию реагента А в смеси, покидающей -ю ступень. Если предположить, что в трубопроводах, соединяющих аппараты каскада, химическое превращение минимально, то можно считать концентрацию реагента А в смеси на выходе из -го реактора равной концентрации этого вещества в смеси на входе в реактор (рис. УП1-28). Используя [c.309]

Влияние интенсивности перемешивания на ход превращения в реакторе. В полученных нами решениях учитывались только два крайних случая — полное перемешивание и полное вытеснение. Реальные реакторы никогда не работают в таких режимах. Однако чаще всего приближения к одному из этих граничных состояний достаточно, чтобы в технических расчетах использовать рассмотренные выше проектные уравнения. [c.321]

Когда перемешивание в реакторе умеренное или имеет локальный характер, достигаемая степень превращения будет имет значение, среднее между значениями а для реактора полного перемешивания и реактора полного вытеснения. [c.321]

В результате сегрегации на выходе из реактора получается смесь элементов потока с различными степенями превращения и, следовательно, с различным составом соответствующих времен пребывания данного элемента в аппарате. В случае твердых частиц разброс времен пребывания непосредственно отражается на качестве продукта. Например, из реактора полного перемешивания выходит смесь зерен, время пребывания которых колеблется в пределах от т О (непрореагировавшее вещество) до т->оо (почти полное превращение). [c.329]

Выбор реактора зависит от многих технологических, экономических и конструктивных факторов. Только анализ взаимного их влияния позволяет принять окончательное решение. Здесь мы ограничиваемся изучением влияния кинетики процесса на тип используемого реактора. Будет показано, что для некоторых видов превращения такие влияющие на способ проведения процесса факторы, как распределение времени пребывания, величины и распределения концентраций и температур, могут существенно влиять на выход и качество продукта. Рассмотрим только три основных типа реакторов — реактор периодического действия, трубчатый реактор полного вытеснения и проточный реактор полного перемешивания, [c.337]

Пример 1Х-2. Исходные вещества А и В, находящиеся в разных фазах, реагируют в изотермической системе в соответствии с кинетическим уравнением (1Х-40). При стехиометрических количествах исходных веществ, поступающих в систему, степень превращения, достигаемая в единичном реакторе типа сборника с мешалкой (полное перемешивание), составляет а = 0,9. [c.368]

Решение. 1. По диаграмме, изображенной на рис. 1Х-14, находим, что для единичного реактора с полным перемешиванием степень превращения 06 = 0,9 достигается при значении [c.370]

Рис. 1Х-71. Зависимость отношения объема кубового реактора (полного перемешивания) к объему трубчатого реактора (полного вытеснения) от степени превращения, достигаемой в реакционной системе

Масштабирование реактора типа сборника с мешалкой (кубового реактора). Такой реактор масштабируется довольно легко, когда приходится иметь дело с гомогенной системой и перемешивание настолько интенсивно, что достигается состояние, близкое к полному перемешиванию. Температура и состав реагирующей смеси тогда почти одинаковы во всем реакционном пространстве и для достижения идентичных скоростей превращения в модели и образце достаточно сохранить равенство температур и средних времен пребывания смеси реагентов в обоих реакторах (соблюдение геометрического и гидродинамического подобий не обязательно). [c.471]

Таким образом, отношение объемов (а при одинаковом поперечном сечении — отношение высот) реакторов полного перемешивания и идеального вытеснения при одинаковой степени превращения выразится в виде [c.245]

Вторая модель является противоположностью первой. Принимается, что в реакторе происходит полное перемешивание всех частиц. Концентрация веществ, выходящих из реактора, равна их концентрации в реакторе. Степень превращения в таком реакторе значительно ниже, чем в модели реактора идеального вытеснения. [c.29]

Уравн)ение (VIH,27) выражает долю непревращенного реагента при полном перемешивании газа, движущегося в непрерывной фазе, причем размер пузыря изменяется по высоте слоя за счет коалесценции. При очень высокой скорости реакции превращение в непрерывной фазе будет практически полным и доля газа, непрореагировавшего при прохождении через слой, будет определяться фактически проскоком с дискретной фазой. Таким образом, при оо [c.347]

Выход целевого продукта может зависеть от условий перемешивания и в случае сложных реакций. Так, на рис. 111-14 показаны пути реакции для параллельных реакций различного порядка по реагенту А. При полном перемешивании и высокой степени превращения выход продукта Р больше из-за низкой концентрации А во всем реакционном объеме когда т оо, возможно получение даже чистого Р, но скорость реакции при этом бесконечно мала. В отсутствие смешения каждый элемент объема (или каждая капелька) пред- [c.104]

В реакторе периодического действия с полным перемешиванием состав реакционной смеси одинаков во всех точках реакционного пространства и изменяется во времени с развитием реакции. Следовательно, режим работы реактора будет переходным. Первый член правой части уравнения (1,3) равен нулю, так как операция будет периодической. Если использовать скорость превращения реагента А вместо скорости его образования, то [c.32]

Рис. П-4. Завпсимость соотношения объемов реактора с полным перемешиванием и реактора с полным вытеснением от степени превращения

Увеличение линейной скорости газа IV приводит к уменьшению и затем полному снятию внешнедиффузионных торможений, т. е. увеличению /с ат и соответственно кат- Одновременно снижается движущая сила процесса вследствие усиления осевого (продольного) перемешивания исходных веществ с продуктами реакции. Снятие внешнедиффузионных торможений обычно происходит при меньших и>, чем достижение полного перемешивания. Вследствие противоположного влияния двух факторов степень превращения с увеличением линейной скорости газа (при постоянстве объемной скорости) как правило, проходит через максимум (рис. 53, кривая 1). [c.88]

Бимолекулярную реакцию А + В2С изучали. в проточном реакционном сосуде при полном перемешивании. Степень превращения 50%. Вычислите время достижения 0,95 максимальной концентрации вещества С, если время контакта равно 2 с и 1) [А о [В]о = I 2) [А] [В]о = V,. [c.20]

В качестве примера рассмотрим идеализированный реактор полного перемешивания с внешним теплообменником, где происходит превращение сырья в продукт согласно схеме [c.104]

Главным недостатком взвешенного слоя по сравнению с неподвижным является снижение движущей силы процесса вследствие более полного перемешивания газа, а также из-за прохождения части газа через слой в виде крупных пузырей. Как было показано, снижение движущей силы пропорционально степеии превращения в данном слое она сильно снижается при высокой степени превращения в одном слое (см. гл. II). Применение многослойных аппаратов позволяет сблизить движущую силу процесса в аппаратах со взвешенным и неподвижным катализатором и одновременно приблизить температурный режим к оптимальному. Для некоторого снижения степени перемешивания и разбивания крупных пузырей помещают во взвешенном слое насадки различных видов. Однако это усложняет конструкцию реактора. Другой недостаток — истирание зерен катализатора, особенно острых углов и ребер. Для взвешенного слоя необходимы высокопрочные, износоустойчивые, мелкозернистые контактные массы, те же контактные массы, которые используются в неподвижном слое, как правило, не применимы. [c.247]

Уравнение (5.14) можно проинтегрировать, так как в плотной части слоя принят режим полного перемешивания и степень превращения равна конечной (хк). В результате интегрирования получим зависимость степени превращения в пузырях от текущей высоты [c.272]

Модель с полным перемешиванием в плотной части слоя позволяет получить удовлетворительные результаты при расчете простых каталитических процессов в слоях крупных частиц (средний диаметр частиц более 0,5 мм, скорость начала взвешивания более 0,1 м/с) при Аш = 10 — Шо > 0,2 м/с. Расчетные значения степени превращения реагента для более мелких частиц и меньших значениях получаются заниженными. [c.278]

Применение этой модели для расчета сложных каталитических процессов, в которых кроме определения общей степени превращения основного реагента необходима оценка избирательности, нецелесообразно. Режим полного перемешивания в плотной части слоя, заложенный в модель, внесет существенные коррективы в соотношение скоростей конкурирующих процессов, что отразится прежде всего на значении избирательности и может даже привести к качественно неправильным результатам. [c.278]

Степень превращения, рассчитанная по модели с идеальным вытеснением в плотной части слоя, получается выше, чем для случая с полным перемешиванием при прочих равных условиях. Эту модель можно применять для КС с мелкими частицами катализатора. [c.278]

В соответствии с указанной моделью степень превращения реагентов i для первого порядка реакции и при условии полного перемешивания в непрерывной фазе может быть рассчитана по [c.104]

Довольно существенным недостатком непрерывнод йствующего реактора полного перемешивания является относительно невысокая скорость проходящей в нем реакции. Если перемешивание полное, то состав смеси внутри реактора такой же, как и состав отходящего потока. Поэтому, желая достичь высокой степени превращения, мы вынуждены работать при низких концентрациях реагентов, а следовательно, и при малой скорости реакции. В реакторах периодического действия, обеспечивающих достижение такой же конечной степени превращения, скорость реакции в момент начала [c.304]

Схема каскада непрерывнодействующих реакторов полного перемешивания и график распределения скорости реакции по ступеням каскада представлены на рис. УП1-26. Штриховые линии соответствуют средним скоростям реакции в каскаде и в одиночном реакторе (при условии, что конечные степени превращения в обоих случаях одинаковы). В том же отношении, что и средняя скорость реакции, возрастает в каскаде (по сравнению с одиночным реактором) выход в расчете на единицу реакционного объема. [c.308]

Аппараты непрерывного действия считаются эффективными, если при сильном перемешивании степень превращения составляет свыше 90% от степени превращения, достигаемой при полном перемешивании. Реактор Стратко для производства смазок (рис. ХЫ) представляет собой пример реактора, в котором обеспечивается интенсивное перемешивание объем реактора 1,89 м скорость подачи сырья 908 ж /ч, потребляемая мощность 22,4 кет в реакторе для алкилирования емкостью 34 Л1 —соответственно И 400 л /ч и 186 квт. [c.355]

С целью анализа влияния структуры потока в химическом реакторе на его рабочие характеристики (степень превращения и избирательность) сравним работу реактора для проведения некоторых цаиболее раопро С праиенцых типов реакций iB режимах идеального вытеснения и полного перемешивания. [c.244]

Анализ уравнений (VI.164) —(VI.165) покааы1вает, что избирательность процесса в реакторе идеального вытеснения выше, чем в реакторе полного перемешивания. Из этих уравнений следует также, что с увеличением степени превращения исходного вещества (увеличением времени пребывания в реакторе) избирательность по промежуточному продукту падает в реакторах обоих типов. 0 [c.247]

Если же для данных значений а, Р и 7 величина р оказывается выше Рр (пнншего предела р, для которого при постулировании полного перемешивания достигается превращение с указанпсй выше точностью), то конверсию следует определять по прав(>п части графика. [c.406]

Сравнение с данными на стр. 406 показывает, что 95%-ное превращение и максимальная селективность достигаются при весьма малых значениях р. Нише приведены отношения В/Н, гарантирующие, что ошибка в значеннях (1 — е) Я (при оптимальной селективности и допущениях об идеальном вытеснении либо полном перемешивании) не выйдет за пределы 5% [c.411]

Мы рассмотрели только предельные случаи — полное перемешивание и отсутствие смешения. Недавно Керл провел расчет для промежуточной области он показал, что при О < м < 1 и высокой степени превращения ухудшение перемешивания приводит к заметному снижению выхода. [c.105]

Рис. П-З. Сравнение объемов реактора с полным перемешиванием и реактора с полным вытеснением, необходимых для достижения одинаковой конечной степенп превращения а д.

Справочник химика 21

Химия и химическая технология