Реакторы вытеснения смешения

Рис. 1У-33, Зависимость времени пребывания в реакторе вытеснение—смешение по сравнению с реактором вытеснения от уровня смешения для экзотермических реакций различных порядков п нри разных значениях М = Сд с (пунктирные линии — х = 0,5, сплошные линии — х= 0,9).

Чтобы оценить эффективность последовательности реакторов вытеснения — смешения и смешения — вытеснения для процессов с падающей кривой селективности по степени конверсии, сравним их эффективность для последовательных реакций примера, приведенного выше. Возьмем в обоих случаях степень [c.349]

Особенности моделей проточных реакторов полного смешения и полного вытеснения могут быть выявлены также и при анализе характера распределения времени пребывания частиц реагируюш,ей массы в аппарате. Для [c.20]

Рис. 7. Распределение времени пребывания частиц в реакторах полного смешения 1) н полного вытеснения (2).

Уравнения распределения времени пребывания реагирующих веществ в реакторе полного смешения можно применять и к реактору полного вытеснения. [c.25]

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]

Рис. И. Зависимость изменения конверсии компонентов реакции от времени пребывания 1 — реакция первого порядка в реакторе полного вытеснения 2 — реакция первого порядка в каскаде из двух реакторов полного смешения 3 — реакция 2 порядка в реакторе полного вытеснения 4 — реакция второго порядка в реакторе полного смешения.

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]

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]

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]

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]

Ряд других схем комбинированных реакторов для процессов с обратимыми и необратимыми реакциями первого и второго порядка рассмотрен в работах [84, 95—971. Их краткое изложение применительно к комбинациям различных типов адиабатических реакторов приведено в работе [4]. В приложении к практическим расчетам может оказаться полезной модель комбинированного проточного реактора в адиабатических условиях, описанная в работе [97]. Каждый реактор предлагается рассматривать как сумму элементарных реакторов идеального смешения (М) и идеального вытеснения (Т). Введение параметра М позволяет определить, какую часть от всего реакционного объема должен занимать реактор идеального смешения. [c.107]

При Ре со (О 0) уравнение ( 1.17) переходит в уравнение, описывающее реактор полного вытеснения, а при Рб/ ->0 (В( -> со) — реактор полного смешения. [c.130]

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]

Переход между реакторами полного смешения и полного вытеснения непрерывный. [c.209]

В работающем с рециркуляцией реакторе, таким образом, выход ниже, чем в идеальном трубчатом реакторе (полного вытеснения), и выше, чем в реакторе полного смешения. На рис. 13-29 скорость реакции представлена в виде функции концентрации, а также показаны концентрации на выходе из реактора полного вытеснения (с ) и реактора полного смешения (с о). Выходная концентрация реагирующего компонента при конечном отношении рециркуляции может быть найдена путем линейной интерполяции, если соответствующий [c.286]

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]

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]

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]

Плотность этой смеси 1,69 кг]м , плотность отработанной смеси 1,65 кг м более подробные данные о плотности можно найти у Хоугена и Уотсона . Сравнить размеры одноступенчатого непрерывнодействующего реактора смешения и проточного реактора вытеснения, если расход кислоты 1810 кг/ч, а толуола 4536 кг/ч. [c.199]

Таким образом, мы выяснили, какая связь существует между уравнениями материального баланса для реактора идеального вытеснения и периодического реактора идеального смешения. С другой стороны, можно показать, что усреднение уравнения (1,9) по объему реактора приводит к уравнению материального баланса для непрерывного реактора идеального смещения. Закон сохранения массы для одного из исходных веществ, подаваемых в реактор, записывается при этом следующим образом [c.18]

Для выполнения работы определяют концентрации едкого натра и этилацетата на выходе из реакторов 4, 5, 6 (см. рис. 74) при постоянной температуре. Рассчитывают степени превращения в соответствующем реакторе и по ступеням каскада. Отношение расхода едкого натра к этилацетату может быть 1 1, 1 2, 1 3, 1 4. Не изменяя общего расхода реагентов, изменяют их соотношение от I 1 до 1 4. Приводят зависимости при постоянной температуре Naoн=/(т) л Naoн = f(т) или Сэа=/(т) Хэа=/(г) по ступеням каскада. Проводят опыты при постоянном соотношении объема едкого натра к объему этилацетата (1 1, 1 2, 1 3, 1 4) при переменнам и одинаковом шаге (или кратном) расходе реагентов. Рассчитывают время пребывания реагентов в реакторах, необходимое для достижения заданной степени превращения при известных температуре и начальных концентрациях реагентов, используя константу скорости, энергии активации и данные, полученные при выполнении ч. 1 и 2 данной работы. Сравнивают полученные значения с экспериментальными. Рассчитывают концентрации и степени превращения едкого натра и этилацетата по ступеням каскада при известных температуре, начальных концентрациях едкого натра и этилацетата, объемном расходе реагентов. Сравнивают рассчитанные значения с экспериментальными данными. Определяют размеры реакторов каскада по необходимому времени пребывания и заданному объемному расходу реагентов. Проводят эксперимент при различных температурах. Определяют влияние температуры на показатели процесса. Сравнивают производительности реакторов вытеснения, смешения и периодического действия. Сравнивают общий реакционный объем каскада с объемом единичного реактора полного смешения при прочих одинаковых условиях работы. [c.256]

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]

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]

Реактор идеального вытеснения. Математическое описание этого реактора можно получить из общих уравнений гидродинамики потока для случая идеального вытеснения (11,15) и (11,21), если подставить в них соответствующие выражения для интигсивностей истич[гиков массы и тепла. Интенсив1/ость указанных источников, как и для рассмотренно1 о реактора идеального смешения, определяется скоростью химической реакции и теплопередачей. [c.83]

У-5. Сравнить характеристики работы проточного реактора вытеснения с непрерывнодействующим реактором смешения при проведении реакции, скорость которой определяется уравнением [c.167]

Как уже говорилось выше, каждый элемент реагирующей смеси, движущийся вдоль реактора идеального вытеснения, ведет себя, как замкнутая реакционная система. Отсюда ясно, что уравнение (1,16) определяет тепловой баланс не только для периодическою реактора идеального смешения, но и для реактора идеального вытеснения. Для этого реактора <1Т1сИ является субстанциальной производной. Переходя от нее к локальным по формуле, аналогичной уравнению (1,10), получим уравнение теплового баланса реактора идеального вытеснения в таком виде [c.20]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология