Реакторы химические время контакта

Прежде всего ясно, что не все молекулы, входящие в реактор с временем контакта 0 = Vlq, проведут в нем одинаковое время 0. Вследствие интенсивного перемешивания некоторые из них пройдут реактор почти мгновенно. Именно нз-за того, что такие молекулы вносят очень малый вклад в химическое превращение, объем реактора идеального смешения приходится делать большим. Чтобы найти функцию распределения времени пребывания в реакторе, можно поставить следующий эксперимепт. В момент i = О в реактор впрыскивается короткий импульс нейтрального трассирующего вещества и измеряется концентрация этого вещества в выходящем из реактора потоке. Если концентрация в момент t равна с (г), то количество молекул, выходящих пз реактора в течение малого промежутка времени от i до i - - dt, будет пропорциональное (i) dt. Общее число молекул, вышедших из реактора, пропорционально [c.198]

Основные положения. В любое из расчетных уравнений химического процесса входит ряд переменных время контакта, температура потока на входе в реактор и температура теплоносителя, скорость потока, диаметр зерна катализатора и т. д., значения которых можно изменять в более или менее широких пределах. Приступая к проектированию химического реактора, необходимо выбрать значения этих переменных так, чтобы добиться наилучшего результата процесса. Число и номенклатура варьируемых пере менных определяются принятым типом реактора и его схемой. Последняя также должна быть выбрана оптимальной, а этого в большинстве случаев можно добиться только путем сравнения наилучших результатов процесса, достижимых в реакторах различных типов. [c.365]

На ход реакции в химических реакторах влияет ряд параметров температура, давление, время контакта фаз, а также объем и геометрическая форма реактора. Все эти параметры учитываются при конструктивных расчетах. Кроме того, в зависимости от хода реакции необходимо учитывать и материал, из которого изготовлен реактор. Конструкция и форма также должны соответствовать используемому материалу. В силу всех этих обстоятельств существует великое множество реакторов различных типов. [c.519]

В предыдущей главе мы рассматривали, главным образом, вопрос о ТОМ, как рассчитать концентрации реагентов и температуру в любой точке реактора определенного типа, исходя из известных закономерностей кинетики процесса (как истинно химической, так и диффузионной), гидродинамики потока, характеристик теплопередачи и пр. Такая постановка задачи, однако, еще не исчерпывает проблемы расчета химических реакторов. В любое из расчетных уравнений входит ряд переменных, таких как время контакта, температура потока на входе в реактор и температура теплоносителя, скорость потока, диаметр зерна катализатора и т. д., — значения которых могут варьироваться в более или менее широких пределах. Приступая к проектированию химического реактора, мы должны выбрать значения этих переменных так, чтобы добиться наилучшего результата процесса. Далее, число и номенклатура варьируемых переменных определяются принятым типом реактора и его схемой. Последняя также должна быть выбрана оптимальной, а этого в большинстве случаев можно добиться только путем сравнения наилучших результатов процесса, достижимых в реакторах различных типов. [c.235]

Это уравнение может быть решено аналитически при А, = 0 (чисто химический оптимум). При этом оптимальное время контакта в каждом реакторе последовательности не зависит от начальной концентрации исходного продукта и равно [c.279]

Трудно согласиться с высказанным авторами [48, 47] мнением о значительных преимуществах МТД перед методом интегрирования десорбционной кривой при определении поверхности катализаторов. Во-первых, МТД непригоден так же, как и обычные статические методы, для изучения адсорбции реакционноснособных и агрессивных веществ при высоких температурах, поскольку время контакта адсорбата при этом велико и поэтому вероятно протекание химических реакций, затрудняющих точное измерение изотермы. Во-вторых, в методе интегрирования десорбционной кривой в результате одного опыта, длящегося всего 5—10 мин, сразу снимается вся изотерма в широком диапазоне концентраций а в МТД изотерму измеряют по точкам, что, естественно, требует значительно больше времени. Чувствительность же обоих методов одинакова и определяется чувствительностью использованного детектора. Недостаточно, по нашему мнению, обосновано утверждение авторов работ [47, 48] о преимуществах МТД перед фронтальным методом. Так же, как и в МТД, при фронтальном методе могут быть использованы очень небольшие навески катализатора — в обоих случаях навеска определяется удельной поверхностью исследуемого катализатора, т. е. в конечном счете суммарной поверхностью образца, загруженного в реактор. Фронтальный метод позволяет определить всю поверхность — как обратимо сорбирующую данные молекулы, так и ту часть поверхности, которая поглощает молекулы адсорбата необратимо. В работе [47] отмечается, что точность определения поверхности фронтальным методом не хуже + 5%, что, вероятно, вполне достаточно, учитывая известную неопределенность в значении величин посадочных площадок . [c.134]

В данной главе приведены тепловые и гидравлические расчеты крупнотоннажных химических процессов, а также расчеты таких показателей работы реакторов, как объемная скорость, объем зоны реакции и время контакта. Рассмотрены расчеты тепловых эффектов некоторых реакций. [c.151]

Для высокотемпературных химических превращений углеводородного сырья используются реакторы, которые представляют собой разновидность трубчатых печей нефтеперерабатывающих заводов, но отличающихся конструктивно вследствие особенностей технологического процесса. Одна из главных особенностей — необходимость иметь такой объем реакционной зоны трубчатого змеевика печи, в котором исходное сырье могло бы разлагаться до необходимой глубины в короткий отрезок времени. Этот промежуток времени — время контакта, или время пребывания сырья в зоне реакции,— определяется условиями процесса. Такие реакторы выполняются многопоточными. Часть труб каждого змеевика (отдельного потока) размещается в конвекционной камере и часть труб — в радиантной. При нормальной работе реактора сырье подвергается нагреву и испарению в конвекционной камере, а его разложение происходит в реакционной камере. Поверхность нагрева всех труб змеевика, расположенных в радиантной камере печи должна быть достаточной для перегрева смеси паров нефтепродуктов и водяного пара, поступающих из конвекционной камеры, до температуры реакции пиролиза и возмещения эндотермического эффекта реакции. [c.19]

Реактор идеального смешения периодического действия. Уравнения, описывающие изотермический процесс в химическом реакторе периодического действия, совпадают с уравнениями (3.10) и (3.11), если в них условное время контакта реагентов заменить на время процесса . [c.103]

Приведенные выше сведения о катализаторах, полученные после открытия окислительной конденсации метана, в основном в начале 1990-х годов, трудно поддаются сопоставлению. Работы разных авторов выполнялись в реакторах разной конструкции это существенно, так как процесс имеет гетерогенно-гомогенный характер и зависит от свободного объема реактора. Использовались разные давления, разные времена контакта и, что особенно важно, разные отношения СН4 О2 (или СН4 воздух). Как будет показано ниже, это отношение особенно сильно влияет на селективность процесса. При отсутствии кислорода может наблюдаться 1(Ю%-ная конверсия метана в Сг-про-дукты. В ряде случаев оказалось, что скорость процесса больше зависит от удельной поверхности катализаторов, чем от их химического состава. [c.246]

Адиабатические реакторы. В качестве простейшего примера исследования параметрической чувствительности рассмотрим адиабатический реактор, в котором протекает единственная химическая реакция с произвольной кинетической функцией г С, Т). В данном процессе имеется только одно ключевое вещество, а скорость теплоотвода q равна нулю, так что стационарные значения температуры Т и концентрации исходного ключевого вещества С определяются совместным решением двух уравнений (VII.25) и (VII.26). Перепишем эти уравнения, введя вместо координаты X текущее время контакта Х/и [c.339]

Преимущества плазмохимии как химической технологии нового типа определяются высоким уровнем энергии, вкладываемой в химическую систему. Это приводит к значительному увеличению скоростей химических превращений (типичные времена контакта 1 —10 с), уменьшению размеров реакторов, одностадийности многих процессов, снижению капитальных затрат на внедрение процессов и организацию производств, возможности переработки сырья, плохо поддающегося переработке традиционными методами, а также отходов различных производств с целью защиты окружающей среды. В ряде случаев материалы, получаемые плазмохимическим способом, обладают уникальными физическими и химическими свойствами. [c.3]

В то же время, если скорость процесса в целом лимитируется химической реакцией, то представляется возможным рассматривать систему как реактор непрерывного действия с перемешивающим устройством. В промежуточном случае для расчета скорости протекания химических реакций требуется знание механизма контакта между газом и твердыми частицами. Необходимо располагать точной информацией о режиме газового потока через непрерывную фазу (т. е. идеальное вытеснение или полное перемешивание степень продольного перемешивания), скорости межфазного обмена газом, распределении пузырей по размерам, а также о соотношении диаметров облака циркуляции и пузыря. [c.336]

Расчет каталитического процесса требует знания кинетики химического превращения, не осложненного процессами переноса тепла и вещества. Проточно-циркуляционный метод изучения кинетики является наилучшим для достижения этой цели. Проскок пузырей при исследовании этим методом кинетики в псевдоожиженном слое никак не может повлиять на точность кинетического уравнения. Кратность циркуляции в системе настолько высока, что любая молекула практически находится в контакте с катализатором одинаковое время. Однако наличие застойной зоны в лабораторном реакторе может привести к заниженным значениям константы скорости, поскольку в этой зоне катализатор не перемешивается и по существу представляет собой зерно большого размера. [c.351]

Основная особенность контакторов — постоянное присутствие в зоне реакции катализатора в виде отдельных кусков, зерен (гранул) или песка. Как известно, катализатор, ускоряя химическую реакцию, сам в ней участия не принимает. Однако каталитическое действие его с течением времени падает, так как продукты реакции постепенно покрывают пленкой поверхность частиц катализатора, общая поверхность контакта уменьшается и реакция идет все медленнее. Кратковременные повышения температуры в работающем реакторе часто приводят к чрезмерному уплотнению и даже спеканию катализатора. Гидравлическое сопротивление в зоне реакции повышается, что вызывает уменьшение доступа реакционной смеси. Иногда катализатор (металлический) выполняют в виде проволочных сеток, которые устанавливают в несколько рядов на пути движущегося продукта. Во время работы такие сетки покрываются пленкой окиси. Пленка постепенно становится все толще, отделяя катализатор от реакционной массы. Итак, основная неисправность контактных аппаратов — старение катализатора. [c.130]

Для получения наибольшего выхода целевого продукта химическую переработку исходных веществ следует проводить в оптимальных условиях, обеспечивающих наибольшую скорость химического превращения, а следовательно, и максимальную производительность реактора. Для этого надо знать, какие независимые переменные необходимо изменять для управления химическим процессом, чтобы увеличить скорость его протекания. На основе рассмотрения кинетических закономерностей к таким величинам должны относиться время, концентрация или давление), температура, величина межфазной поверхности и активность катализатора, В зависимости от условий проведения химического процесса управляющей переменной величиной будет одна из перечисленных выше, а основными технологическими способами ведения химических процессов (методами оперирования) оперирование во времени управление рабочими концентрациями управление температурным режимом создание развитой поверхности контакта гетерогенных фаз поддержание активности катализатора. [c.471]

В приведенном выше расчете величин / и I для сульфирования бензола общая продолжительность пребывания реакционной массы в агрегате непрерывного действия составляла 4,8 ч. При увеличении поверхности фазового контакта между парами бензола и серной кислотой время пребывания может быть снижено более чем в три раза. Следовательно, данный агрегат относится к первой группе реакторов, несмотря на большую продолжительность химической реакции в нем (более 1 ч). При замене реактора емкостного [c.127]

При расчете химических и нефтехимических реакторов необходимы также данные о скоростях реакции, длительности контакта между реагирующими компонентами (время пребывания компонентов в зоне реакции) и т. п. [c.16]

Газофазный реактор. Плазмохимический реактор для газофазных процессов состоит из двух частей смесителя и реактора. В смесителе образуется гомогенная смесь реагентов при определенной температуре, определяемой кинетическими и термодинамическими характеристиками процесса. Эта смесь подается в реактор. Причем в смесителе уже происходит какая-то часть химических превращений [89, 90, 390—394, 396]. В большинстве случаев в плазмохимический реактор потоки исходных веществ и плазмы вводят раздельно. При этом прежде всего необходимо смешать плазму с исходными веществами так, чтобы их молекулы были в непосредственном контакте, т. е. осуществить смешение на молекулярном уровне. Однако, как было показано выше, плазмохимические процессы протекают в условиях, когда характерные времена химических реакций и процессов переноса массы и энергии сближаются. В результате при смешении может произойти значительная часть химических превращений. Необходимо не только исследовать ее, но и понять, как плазмохимический процесс становится равновесным. Время смешения определяется выражением [c.302]

С развитием работ в области химии появилась необходимость осуществления химических реакций в непрерывно действующих реакторах. Если в дискретных реакторах объем химически реагирующих веществ и время контакта — независимые факторы,-то в случае реакций, протекающих в потоке, эти две величины взаимосвязаны. Увеличение объемной скорости (см /сек) при постоянном объеме реагирующих масс (постоянном объеме реактора) сокращает время контакта, и обратно. Отсюда и возникает новая проблема решения химических задач, учитывающих объем действующих масс (объем реактора) и скорость поступления реактан- [c.37]

В заключение полезно рассмотреть вопрос о соотношении объемов реакторов в каскаде. При прямом гидрогенолизе моносахаридов естественно было бы в первом же реакторе поддерживать максимальную температуру реакции, т. е. исключить из схемы подогреватель газо-жидкостной смеси при работе по такой схеме удается наиболее полно реализовать преимущества прямого гид-рогенолиза глюкозы — очень большую скорость химической реакции, и сократить время контакта до 20 мин (объемная скорость 3 ч 1) [35]. Это время реакции довольно близко к тому, которое достаточно при впрыскивании раствора глюкозы в автоклав, нагретый до температуры реакции, при периодическом процессе [32, 33]. [c.114]

Физико-химические основы процесса. К, к. проводят в прямоточных реакторах с восходящим потоком микросферич катализатора (т. наз. лифт-реакторах) или в реакторах с нисходящим компактным слоем шарикового катализатора Отработанный катализатор непрерывно выводят из реакторов и подвергают регенерации путем выжига кокса в отдельном аппарате. Типичные для обеих модификаций процесса рабочие параметры т-ра соотв, в реакторе и регенераторе 450-520 и 650-750°С давление до 0,4 МПа время контакта углеводородного сырья с микросферич. катализатором ок [c.343]

Тип химического процесса, необходимость контакта потоков в разных фазовых состояниях подразделяют реакторы на одно- и многофазные. По-разному будет сказываться на характере процесса движение потоков через реактор и внутри реакционной зоны - ведь даже полученные выше математические модели процессов в проточных реакторах (движение через реактор) в режимах идеального смешения и вытеснения (движение в реакционной зоне) суш,ественно различны. Выше были выделены только два способа движения реактантов через реактор - проточная и непроточная схемы. Возможен и полупроточный режим часть компонентов загружается в реактор в начале процесса, а часть подается в реактор во время ведения процесса. Также два режима движения потока в реакционной зоне - смешения и вытеснения - были рассмотрены выше. Они названы идеальными. В реальных условиях возможны отклонения от них - неидеальное движение потока. [c.109]

Применение высокоактивних цеолитных катализаторов в химической технологии, и в частности,в нефтепереработке и нефтехтяш, вызвало распространение прямоточных реакторов, которые обеспечивает малое время контакта. Конструктивное оформление таких реакторов крайне простое. [c.89]

Как было показано выше, при проведении химических реакций в потоке мы всегда должны проводить четкое различие между временем контакта (или временем реакции), означающим то среднее время, в течение ютторого каждая частица системы пребывает в зоне реакции, и временем работы установки, означающим то время, в течение которого реагирующие вещества пропускаются через реактор. Время контакта и время работы установки —. это независимые параметры и, соответственно, они могут произвольным образом изменяться. [c.385]

Газохроматографические методы исследования поверхности катализаторов осуществляют в простой аппаратуре, не требующей применения вакуума. Характерной особенностью хроматографических методов являются высокая чувствительность, экспрессность — обычно для исследования требуются весьма небольшие количества адсорбента и адсорбата. Вследствие динамического характера различных газохроматографических вариантов измерения адсорбции время контакта адсорбата с адсорбентом может быть очень мало, благодаря чему удается изучать адсорбционные процессы реакционноспособных веществ на активных катализаторах в области повышенных температур, представляющей особый интерес для катализа. Таким методом были измерены, например, изотермы адсорбции агрессивных газов и паров. Можно отметить,что аналогичные опыты в обычной статической аппаратуре проводить затруднительно. Другой особенностью, выгодно отличающей газохроматографическую методику от обычной, является возможность проведения опыта без извлечения оттренированного или стабилизированного в ходе химического процесса катализатора из реактора. Таким путем удается детально проследить за начальными этапами разработки катализатора или за блокировкой активной поверхности и выявить устойчивость катализатора к различным компонентам реакционной смеси в ходе длительных испытаний. [c.108]

Проведенные недавно теоретические изыскания [100] указывают на возможность воздействия внешних шумов на поведение химических систем, причем макроскопический характер поведения последних может весьма сильно при этом изменяться. В статье [101] рассмотрены результаты исследования влияния света на кинетику реакции Бриггса—Раушера. В состав системы входит КЮ3, Н2О2, НС1О4, СН2(СООН)2 и Мп +. Эксперименты проводили при 25° в реакторе проточного типа с перемешиванием (время контакта 3,3 мин), концентрации указанных компонентов системы соответственно 0,047 М, 1,1 М, 0,055 М, 0,026 М и 0,004 М. Интенсивность света, [c.261]

Наконец и объемная скорость, выраженная в нм /час газа на 1 катализатора, будет определяться, кроме физико-химических соображений, также и экономическими. Если выбрать малые объемные скорости, т. е. увеличить время контакта, чтобы иметь достаточно времени для установления равновесия, то увеличится степень превращения. Это снизит количество рециркулируемого этилена и уменьшит тем самым расходы на предварительный подогрев пароэтиленовой смеси и на рециркуляцию этилепа. Однако нри этом съем спирта с 1 л катализатора в час будет неблагоприятным. Чтобы получить определенное количество спирта, потребуется установить реакторов больше, чем это понадобилось бы, если бы мы повысили скорость газов, проходящих через катализатор. Хотя в последнем случае степень превращения будет по абсолютной величине меньше, однако съем спирта с единицы объема реактора повысится. Опять-таки, последнее мероприятие увеличит расходы па рециркуляцию этилена и па подогрев исходной смеси. [c.459]

Современные плазмохимические процессы (и, в частности, ряд многотоннажных промышленных процессов) организуются, как правило, таким образом, что потоки плазмы и сырья вводятся в плазмохимический реактор раздельно [1—3]. Для того чтобы достигнуть желаемого результата — провести в реакторе химическую реакцию, необходимо прежде всего перемешать сырье с плазмой. При этом по самой суш,ности химршеской реакции требуется, чтобы молекулы реагентов находились в непосредственном контакте. Это означает, что сырье должно быть перемешано с плазмой до молекулярных масштабов независимо от того, является ли плазма реагентом или только энергоносителем, поскольку перенос энергии от частиц плазмы к молекулам реагента происходит также на молекулярном уровне. Одной из характерных особенностей плазмохимической технологии является использование весьма высоких температур — от2-10 до (10—15)-10 °К. При таких температурах скорости химических реакций возрастают настолько, что характерные времена этих реакций становятся сравнимыми с характерными временами процессов переноса. Поэтому в процессе перемешивания реагента с плазмой, характерное время которого становится сравнимым по величине с характерным временем химических реакций, реагент может испытывать значительное превраш,ение. Для сокращения времени перемешивания последнее производят в условиях интенсивной турбулентности. Однако и в этих условиях время перемешивания остается еще достаточно большим для того, чтобы реагент в процессе перемешивания испытывал заметное превращение. При расчетах, моделировании и оптимизации плазмохимического реактора необходимо учитывать степень этого превращения, которая определяется геометрическими и гидродинамическими особенностями реактора-смесрхтеля. Следовательно, возникает необходимость рассчитывать степень превращения данного реагента в процессе его турбулентного перемешивания с плазмой в условиях, когда характерные времена химического превращения и физического процесса турбулентного перемешивания сравнимы по величине между собой. Эта задача неновая и возникает всякий раз, когда приходигся иметь дело с быстрыми и очень быстрыми химическими реакциями, нанример при расчете процессов горения в турбулентных потоках, определении параметров баллистических следов, остающихся за телами, перемещающимися с большими скоростями в газах и жидкостях, и определении констант скоростей биохимических реакций в растворах [4, 5]. [c.198]

При нисходящем направлении потока усповия.течения дтя жидкости разрывные, т. е. она существует а виде капель, отдельных струй и пленки, стекающей по поверхности гранул, в то время как газ равномерно распределяется по слою. При высоких скоростях газа происходит возрастание перепада давления в жидкостном потоке и режим течения может стать пульсирующим. Режим пульсации наблюдался как в реакторах пилo77foгo, так и промышленного масштаба (63] и чаще всего преобладает в пристенощом пограничном слое. При малой скорости газового потока жидкость располагается преимущественно в центре слоя и у стенок реактора. В целом, присутствие жидкой фазы в реакторе создает ряд осложнений. Распределение жидкости по слою катализатора в большей степени зависит не только от скорости жидкости и газа, но и от физико-химических свойств сырья, конструктивных особенностей реактора и распределительных устройств для ввода жидкости. Все зти факторы влияют на эффективность контакта жидкости с катализатором и на содержание ее в слое [27]. [c.92]

Для тех процессов, которые могут проводиться при одном температурном режиме, химические реакции практически необратимы и продукты реакции не вступают во взаимодействие с исходными веществами, возможно применение одноступенчатых аппаратов идеального смешения . К таким процессам относятся, например, нитрование бензола, парофазное гидрирование нитробензола, а также все процессы нейтрализации и промывки и т. д. Конструкция таких аппаратов должна обеспечи- вать быстрое и эффективное смешение реагентов, теплопередачу, установленное время пребывания смеси в реакторе, и в случае необходимости, контакт с катализатором. [c.306]

В конце концов работы по плазменному разделению изотопов урана в том виде, как они первоначально проводились, были прекращены, а на основе исследования поведения UFe в газоразрядной плазме были разработаны плазменные химико-металлургические процессы, представленные в остальных главах настоящей книги. На результатах исследования поведения гексафторида урана в неравновесной газоразрядной плазме я защитил в 1966 г. кандидатскую диссертацию по химическим наукам. С самого начала развитие этих работ проводилось под общим руководством проф. Н. П. Галкина, создавшего в своем отделе научно-исследовательскую группу, в которую, кроме меня, входили младший научный сотрудник Ю. П. Бутылкин и инженер Б. А. Киселев. С ними я прошел пожалуй самый интересный и счастливый отрезок жизни, с 1966 г. по 1974 г. За указанное время мы, не имея вначале базового образования в области физики и химии плазмы, восполнили этот недостаток регулярным посещением семинаров проф. Л. С. По лака по физике и химии низкотемпературной плазмы, самообразованием, контактами с коллегами из Института атомной энергии им. И. В. Курчатова и экспериментальной работой, направления которой в общей форме и очень благожелательно контролировались проф. П.П.Галкиным. В этот период мы исследовали процессы получения оксидов урана из различных солей, имея первоначальной целью заменить традиционные процессы плазменными на том основании, что при использовании плазмы в качестве теплоносителя возможно нагреть сырье до очень высоких температур (100 Ч- 2500 °С) при сравнительно холодной стенке реактора (100 -j- 500 °С). В конце концов мы поняли, что для достижения технического и коммерческого успеха в использовании плазменного состояния вещества в технологии далеко не достаточно замены обычных состояний вещества плазменным, а также высоких скоростей химических реакций в плазме и [c.18]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология