Степень превращения вытеснения

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]

Полученные соотношения (11.41) и (11.42) представлены в виде кривых на треугольной диаграмме (рис. 13). Профиль кривых 1 ж 2 показывает, что в отличие от предыдущего процесса с последовательными реакциями здесь при параллельных реакциях более целесообразно применять реактор с перемешиванием, поскольку кривая, соответствующая ему, расположена ниже кривой реактора полного вытеснения. Например, при степени превращения х = 0,75 в реакторе полного вытеснения селективность составляет [c.36]

В целом при выборе типа реактора следует исходить из конкретного механизма изучаемого процесса и, прежде всего, из типа реакций, их порядка, задаваемой степени превращения и т. д., учитывая при этом особенности реакторов полного вытеснения и полного смешения [93, 146].. [c.37]

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]

О и р оо, т. е. в условиях режима идеального вытеснения в плотной фазе и максимального межфазного обмена. При этом конечная степень превращения [c.131]

Расчет трубчатых реакторов полного вытеснения проводится в соответствии с уравнениями (У1П-291) и (У1П-292). В том случае, когда в аппарате протекает несколько реакций, при расчете требуется решить систему дифференциальных уравнений типа зависимости (У1П-292). Если в результате сопротивлений потоку давление вдоль оси" реактора заметно понижается, для газовых реакций необходимо ввести в расчет также зависимость локального давления от степени превращения. При незначительных сопротивлениях потоку реакцию можно считать протекающей под постоянным давлением и скорость превращения определять для среднего давления в реакторе. [c.318]

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]

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]

Вычисленная на основании проектного уравнения (У1П-281) степень превращения для случая полного вытеснения составляет [c.329]

Таким образом, для удлиненных трубчатых реакторов влияние продольного перемешивания на конечную степень превращения при сегрегированных потоках и потоках без сегрегации сравнительно невелико. Следует ожидать сильного влияния перемешивания в случае реакторов с 1/й I и при степенях превращения, очень близких к единице. Практически большинство трубчатых реакторов можно рассчитывать, как и в случае полного вытеснения. [c.332]

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

При недостаточной турбулентности потока в реакторах вытеснения возникает разница во времени пребывания реакционной смеси по поперечному сечению аппарата. При ламинарном потоке профиль скоростей по сечению реактора является параболическим с максимумом скорости в вершине параболы, превышающей вдвое среднюю скорость скорость постепенно уменьшается по направлению к стенке, у которой она равна нулю. Несмотря на то что среднее время пребывания смеси в аппарате при параболическом профиле скоростей такое же, как и при равномерном профиле" , степени превращения в обоих случаях неодинаковы. Более продолжительное время пребывания некоторых молекул в реакторе не всегда компенсируется менее продолжительным временем пребывания других молекул. Кроме того, положение усложняется наличием диффузии. Вследствие более длительного времени пребывания у стенок образовавшиеся там продукты реакции обладают сравнительно высокой концентрацией и диффундируют к центру реактора, в то время как исходные веш,ества [c.150]

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]

При 1>12 с увеличением концентрации исходного вещества с в реакционной зоне повышается доля целевого вещества в продуктах реакции, и процесс выгоднее проводить в реакторе идеального вытеснения (секционированной колонне) с небольшой степенью превращения. При доля целевого вещества в продуктах ре- [c.247]

Первое условие означает, что все элементы среды (которые можно представить себе заключенными в небольшие проницаемые оболочки) проходят через реактор за одинаковое время и претерпевают ту же последовательность изменений давления, температуры и концентрации. Второе условие означает, что молекулы реагентов и продуктов не диффундируют из одного такого элемента среды в другой при прохождении их через реактор. Отсюда следует, что в каждом элементе степень превращения является одной и той же, и поэтому эти элементы можно рассматривать как миниатюрные реакторы периодического действия, перемещающиеся вдоль системы. Таким образом, реактор вытеснения в целом можно характеризовать теми же параметрами, что и систему периодического действия с длительностью реакции, равной времени прохождения элемента через реактор вытеснения, и аналогичными последовательностями изменения [c.47]

Если бы была применима модель идеального вытеснения, то из этого уравнения можно было бы найти степень превращения, достижимую в реакторе вытеснения, имеющем время пребывания 1. Если в действительности среда движется ламинарно (при незначительной диффузии), то это уравнение могло бы быть использовано лишь применительно к такому кольцевому сечению, для которого время пребывания равно I. Чтобы получить среднюю степень превращения на выходе, необходимо воспользоваться уравнением (2.24) п усреднить все времена пребывания от /о до оо. Таким образом, [c.70]

Отсюда следует, что для достаточно высоких степеней превращения, обычно имеющих место в аппаратах промышленного типа, реактор должен быть приблизительно на одну треть больше, чем рассчитанный на основе модели идеального вытеснения. Возрастание размера реактора получается несколько меньше ожидаемого по-видимому, быстрое движение жидкости или газа вблизи от оси реактора в значительной мере компенсируется замедлением движения вблизи от стенки реактора. Кроме того, имеются два других фактора, не учтенных при расчете, которые еще больше способствуют приближению параметров реактора к параметрам модели идеального вытеснения. Одним [c.71]

Рассчитаем объем реактора вытеснения при адиабатическом процессе для той же реакции, как и в Приложении 1, и с той же степенью превращения, как и ранее. Температуру на входе в реактор принимаем равной 20° С и при расчете исходим из модели идеального вытеснения. [c.77]

Рассчитать а) степень превращения, которая может быть достигнута в реакторе вытеснения объемом 3,7 jh , если температура в нем поддерживается постоянной и равной 680° С б) степень превращения в том же реакторе, работающем при адиабатическом режиме при температуре на входе 680° С. [c.79]

Как следует из таблицы, при одинаковой производительности (и прочих равных условиях) одноступенчатый реактор смешения должен иметь объем в 100 раз, двухступенчатый реактор смешения — 7,9 раза, а трехступенчатый реактор смешения--15 3,8 раза больше объема реактора вытеснения, работающего в режиме, близком к идеальному. Однако при низких степенях превращения большие различия в объеме, обусловленные необходимостью компенсации проскока, станут значительно меньше. Так, при 2 = 0,90 одноступенчатый реактор смешения окажется только в 10 раз, а двухступенчатый реактор — в 3 раза больше реактора идеального вытеснения. [c.89]

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]

Предположим, что А и В поступают в реактор идеального вытеснения в эквимолярных соотношениях. Если 2 — степень превращения в данном поперечном сечении, то соответствующие молярные доли для А и В будут равны 1/2 (1 —2), а для С и О [c.144]

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]

Для случая Ь = о скорость реакции постоянна, не зависит от концентрации и времени. Как видно из рис. 1-18, степени превращения при идеальном вытеснении и идеальном смешении совпадают. Для третьей модели (неполное смешение) средняя степень превращения меньше, чем для других моделей. [c.36]

Рис. 1-18. Средняя степень превращения для реакций нулевого порядка а — неполное смешение б — идеальное смешение и идеальное вытеснение

Рис. 1-21. Средняя степень превращения для реакции третьего порядка а —идеальное смешение б —неполное смешение в —идеальное вытеснение обозначения см. рис. 1-18.

Использование закона дезактивации позволяет осуществить оптимизацию по средней степени превращения. Пусть текущая степень превращения Хс определена интегрированием уравнения кинетики реакции в потоке идеального вытеснения [19] [c.348]

Сравнение формул ( 1.53) и (VI.57) показывает, что расчет степени превращения по диффузионной модели дает лишь относительно малую поправку к расчету, выполненному на основе модели идеального вытеснения. [c.231]

Стационарные режимы слоя в целом. Выведенные выше условия перехода между различными режимами отдельной ячейки носят локальный характер и зависят от концентраций реагентов и температуры потока в данной точке зернистого слоя. Чтобы найти условия, при которых в тех или иных частях реактора достигаются концентрации реагентов и температуры, соответствуюш ие названным точкам перехода, необходимо решить систему уравнений, описывающих рассматриваемый процесс. Если на входе реактора реакция идет в кинетическом режиме и требуется выяснить, перейдет ли она в диффузионный под действием выделяющегося тепла, то вплоть до самой точки перехода можно пользоваться приближением идеального вытеснения. Это оправдано тем, что в кинетическом режиме степень превращения, достигаемая в одной ячейке, всегда мала, а в этих условиях приближение идеального вытеснения является достаточно точным. [c.252]

Размер реактора таков, что предположение об идеальном вытеснении в реакторе приводит к степени превращения 86,5%. Если на самом деле ноток ламина-рен, то найдпте [c.290]

Гаким образом, поставив эксперимент по оп[)еделению равновесной температуры смеси данного состава, что относительно просто, [lo KOjLbKy при этом не требуется иодвода реагентов в зону реакции и отвода их из нее, далее ио формуле (111,146) уже можно рассчитать оптимальное значение температуры реакции, при котором смесь этого состава будет реагировать с максимальной скоростью. Если известна зависимость равновесной температуры Tg от степени превращения, то с помощью формулы (111,146) можно построить и зависимость оптимальной температуры Т т. от степени иревращения (рис. 111-15), которая может быть исиользована для расчета оптимального температурного профиля в реакторе идеального вытеснения (рис. 111-14). [c.116]

Пример 111-11. Для обратимой экзотермической реакции (III, 194), проводимой в ступенчатом адиабатическом реакторе идеального вытеснения, имеющем N ступеней, найти минимальное время пребывания х реагентов в аппарате и распределение его по ступеням, обеспечивающее заданную степень превращения исходпого реагента А. [c.125]

И выражение ( 1,258) дает указанную температуру, выходящую за пределы ограничения ( 1,268), то оптимальным будет ее значение, соответствующее верхнему или нижнему пределу в неравенствах ( 1,268). В этом случае результирующий оптимальный температурный профиль в реакторе идеального вытеснения состоит из изотермических участков при температурах 7 и участка с температурой, характер нзменення которой определяется выражением ( 1,258). Причем в данное выражение необходимо подставить зависимость степени превращения от т, получаемую интегрированием уравнения ( 1,267). [c.317]

При исследовании поведения в присутствии Pt-черни н-гексана и 2-метилпентана в токе смесей гелия и водорода Паал и Тетени показали [114, 115], что скорость реакций Сз-дегидроциклизации — изомеризации при добавлении водорода к гелию сначала увеличивается, а затем, пройдя через максимум, уменьшается (рис. 43). Та же закономерность наблюдается при преврашении н-гексана в бензол. Рост активности катализатора при добавлении водорода в газ-носитель объясняется [114, 115] замедлением дезактивации катализатора за счет удаления с поверхности последнего необратимо адсорбированных образований , являющихся предшественниками углистых слоев на металле. При дальнейшем увеличении концентрации водорода в газовой фазе происходит частичное вытеснение углеводорода с поверхности металла, так как водород расщепляет поверхностные связи С—М, что в свою очередь приводит к уменьшению обшей степени превращения. Таким образом объясняется появление максимумов на кривых конверсия углеводорода — содержание Из в газе-носителе. [c.226]

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]

Данное положение можно проиллюстрировать на примере, приведенном Крамерсом [13]. Система реакторов I представляет собой комбинацию реактора вытеонения с реактором смешения система реа1кторов II — жомбинадию реактора смешения с реактором вытеснения тех же размеров. При одинаковом расходе системы реакторов I и II имеют одно и то же распределение времен пребывания, но различные последовательности изменений концентраций во времени, а это приводит (за исключением особого случая — реакции первого порядка) к различным степеням превращения. Так, в системе реакторов I концентрация реагента постепенно снижается в реакто,пе вытеснения и затем резко падает до значения, преобладающего в реакторе смешения. Наоборот, в системе реакторов II резкое изменение концентрации имеет место между потоком, поступающим в реактор смешения, и реагентом, нах0дящим1ся в нем, после чего в реакторе вытеснения к0(нцентрация из меняется постепенно, что и показано на рис. 6. Если скорость реакции зависит, например, от произведения концентраций двух реагентов, то система реакторов II даст меньшую степень превращения, чем система реакторов I. Поскольку мгновенные скорости реакции зависят от произведения концентраций, средняя скорость реакции снижается больше, если внезапное изменение концентрации, происходящее в реакторе смешения, имеет место в самом начале процесса, а не в конце его (ам. также работу Данквертса [14]). [c.25]

Необратимая реакция первого порядка протекает в длинном цилиндрическом реакторе. Объем, температура и вязкость не изменяются. В частном случае для модели идеального вытеснения степень превращения равна 86,5%. Какова будет степень превр1ащ Н11я при ламинарном потоке (диффузией можно пренебречь) [c.79]

Расчеты показывают, что неравномерные распределения скорости потока приводят к отклонению от режима идеального вытеснения. Так, например, при параболическом распределении скорости потока для необратимой реакции первого порядка максимальное снижение степени превращения за счет неоднородности поперечного потока скорости может составлять 11% [195]. В работе [196] предложена методика оценки влияния пространственных неоднородностей на процесс и показано, что некоторые неравнв-мерности на входе в слой катализатора можно компенсировать соответствующим запасом катализатора в слое. Так, при неравномерностях температур перед последним слоем реактора окисление ЗОз в 80з/32 от +7 до —5° требуется 20%-ное увеличение количества катализатора. Но при неравномерностях более +10° ни при каком запасе катализатора нельзя достичь заданной степени превращения. В таких случаях необходима установка перед слоем хорошего смесителя и распределителя потока. Кроме того, неоднородности влияют на устойчивость процесса [192, 196]. Опыт работы и обслуживания промышленных реакторов подтверждает, что результаты моделирования процессов могут быть не-реализованы на практике при возможных отклонениях от принятого технологического режима работы реактора. Эти отклонения обусловлены пространственными неоднородностями. Так, например, при обследовании работы пятислойных контактных аппаратов, окисления ЗОа в 80 з производительностью 360 т/сут установлено что максимальная неоднородность поля температур на входе в последние два слоя достигает 25—30°, в результате чего конверсия на 0,3—0,6% оказалась ниже расчетной [197]. [c.325]

Из формулы (VII.И) следует, что время периодического процесса или, что равнозначно, процесса в реакторе идеального вытеснения, равно площади под этой кривой, заключенной между абсциссами С и Со. Величина же времени контакта S равна площади прямоугольника ABKD и, таким образом, всегда 5 > i. По мере приближения к равновесной концентрации Ср (Т) (или по мере исчерпания лимитирующего исходного вещества в необратимой реакции) величина l/r, а следовательно, и S, возрастает как (С — Ср) , а величина t, выражающаяся интегральной формулой (VII.И), — как — п С — Ср), Поэтому отношение 8Ц всегда становится неограниченно большим при приближении к равновесной степени превращения. Если функция г (С) имеет максимум (такой функции соответствует пунктирная кривая на рис. VI 1.8), то неравенство S t нарушается однако и в этом случае оно начнет выполняться при степени превращения, достаточно близкой к равновесной. [c.278]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология