Реакторы химические полного смешения

Реакторами идеального (полного) смешения называются реакторы непрерывного действия, в которых осуществляется турбулентный гидродинамический режим. В них потоки реагентов смешиваются друг с другом и с продуктами химического превращения. В РИС-Н параметры, движущая сила процесса и скорость процесса постоянны по объему реактора (то есть во времени), причем отклонение средней движущей силы от постоянного значения равно нулю (рис. 10.146). [c.122]

Следствием этого является, с одной стороны, снижение степени превращения реагентов из-за проскока их через зону реакции, а с другой,—возможность дальнейшего (нежелательного) химического превращения полезного продукта реакции, находящегося слишком долго в реакционной зоне. Неравномерность пребывания частиц смеси в реакторе вызывает уменьшение к. п. д. аппарата полного смешения (непрерывного действия) по сравнению с аппаратами, работающими периодически. [c.29]

В теории моделирования принято классифицировать химические реакторы на периодические и непрерывные (по характеру изменения концентраций реагентов во времени). Каждый из этих типов можно свести в свою очередь к двум идеализированным с точки зрения гидродинамики моделям реактор полного смешения и реактор, в котором смешение реагентов отсутствует. При анализе непрерывных реакторов рассматривают также различные комбинации реакторов смешения и вытеснения, а кроме этого, каскады (цепочки) проточных реакторов различного типа. Ниже дается краткая характеристика основных моделей. [c.341]

Применение ячеистой модели к химическим процессам сводится к формальной замене реального проточного реактора системой ячеек-реакторов, эквивалентных каскаду из N последовательно соединенных реакторов полного смешения. [c.81]

Если доля обрыва цепей на поверхности пренебрежимо мала или если поверхность благоприятствует протеканию процесса в нужном направлении (инициирует радикалы, разлагает побочные нестабильные промежуточные продукты и т. п.), то здесь интенсификация теплоотвода и оптимизация реакции достигается максимальным усилением перемешивания и особых проблем не возникает. Иначе обстоит дело при вредном влиянии поверхности за счет обрыва цепей или разложения активных промежуточных продуктов. Тогда направления интенсификации теплообмена и повышения скорости и (или) селективности реакции противоположны. Эту противоположность нельзя обычно устранить каким-либо покрытием поверхности, поскольку, как правило, неактивные в химическом плане поверхности (фосфорные, борные или силикатные эмали) мало теплопроводны. Кроме того, часто вообще не удается подобрать инертное покрытие. В таком случае задачу надо решать расчетом, подбирая решение, оптимальное в химическом или экономическом смысле. Основой такого решения будет математическая модель реактора, представляющая собой систему кинетических уравнений вида (2.5), дополненную уравнениями гибели радикалов на стенке и (или) разложения на стенке кинетических промежуточных продуктов реакции. Без уточнения механизма реакции такую систему с учетом принципа Боденштейна для проточных аппаратов полного смешения (более частый [c.103]

Мицкевич Ю. Г., Л и м а р о в В. Г., Передаточные функции непрерывных химических процессов в реакторе полного смешения, в сб. Автоматизация производственных процессов , вып. 4, Изд. Наука , 1964. [c.89]

Для реакторов непрерывного действия полного смешения, в которых при условии установившегося процесса концентрация по всему реакционному объему одинакова и неизменна, скорость химической реакции есть отнесенное к объему реактора количество молей прореагировавшего вещества, проходящего через реактор в единицу времени [c.9]

Идеальные показатели к. п. д. секционированной системы могут быть получены лишь при бесконечно большом числе секций, однако практически вполне удовлетворительные результаты достигаются при их ограниченном числе. Обычно достаточно 3—5 секций, а при 8— 12 секциях движущая сила химического процесса в реакторе полного смешения уже практически равна движущей силе реактора полного вытеснения. [c.27]

Второе граничное условие возникает потому, что у входа в кипящий слой, где не идет химическая реакция, масса, переносимая за счет перемешивания, точно балансируется массой, переносимой потоком. Мэй решил эти уравнения для частных условий. Полученные им результаты показали, что доля реагента, претерпевшего превращения, оказалась более близкой к ожидаемой для слоя, в которой перемешивание твердых частиц было относительно меньше, чем для слоя с полным смешением и возвращением частиц в зону реакции (рис. 15). Это происходит несмотря на эффективное перемешивание частиц, которое наблюдается в реакторах большого диаметра. Отсюда можно было сделать вывод, что контактирование газа с твердым телом в зоне реакции значительно менее эффективно, чем перемешивание [c.435]

К режиму полного смешения приближаются каталитические процессы в реакторах свободного взвешенного (кипящего) слоя, не заторможенного какими-либо насадками, при не очень больших высотах слоя (Я < 1 м) и высоких скоростях газового потока, в 2—4 раза превышающих критическую скорость начала взвешивания. Практически полное перемешивание достигается в аппаратах кипящего слоя, снабженных мешалкой (рис. 11). Сравнение типичных кривых кинетики химического процесса в реакторах вытеснения и смешения представлено на рис. 12. [c.42]

Все используемые в промышленности реальные химические реакторы отличаются от идеальных, так как обеспечить режим полного вытеснения или полного смешения практически невозможно. Б трубчатых реакторах, которые по своей конструкции близки к аппаратам полного вытеснения, соседние элементы потока взаимодействуют вследствие турбулентности потока. Это приводит к частичному перемешиванию соседних слоев, т. е. нарушению режима идеального вытеснения. [c.229]

Из рис. 98 видно, что при падающей кривой дифференциальной селективности эффективность каскада выше, чем в единичном реакторе полного смешения, и при увеличении числа аппаратов в каскаде селективность приближается к таковой в реакторе идеального вытеснения. Это явление аналогично рассмотренному ранее для удельной производительности и объясняет еще одну причину широкого распространения каскадных схем проведения относительно медленных процессов и секционирования химических реакторов. [c.348]

В качестве примера расчета массообменного реактора для очистки газовых выхлопов от вредных примесей ниже рассмотрен принцип расчета пенного газопромывателя, работающего при режиме, близком к полному смешению. Реактор этого типа может служить для очистки газов от аэрозолей, газообразных и парообразных вредных примесей. В последнем случае применяют многополочные пенные аппараты. Расчет любого многополочного аппарата сводится к определению необходимой поверхности массообмена и требуемого числа полок. Эти величины можно рассчитать по известным значениям коэффициента массопередачи или к. п. д. одной полки аппарата т]. Значения и т] определяются экспериментально для различных систем в зависимости от гидродинамических условий процесса и физико-химических характеристик системы. Некоторые критериальные уравнения, применяемые для определения к и г , приведены в ч. I. [c.271]

Учет неидеальности потока в реакторе включает такие этапы предварительных исследований. Первый этап - установление поля скоростей потока в объеме реактора и других явлений переноса (например, диффузионного). Чаще это эксперименты с прямым измерением векторов скоростей и другие методы аэро-или гидродинамических испытаний. Второй этап - построение модели, наиболее полно отражающей полученную структуру потока и явлений переноса. Конечно, эти модели сложнее рассмотренных. Третий этап - анализ полученной модели с целью выявить роль отклонений от идеальности потока в показателях процесса. Например, такой анализ показал, что диффузионный перенос вдоль основного потока можно не учитывать в практических расчетах, если н//)э > 50, где L - длина реактора. В специальной литературе по химическим реакторам такого рода оценки сделаны. Можно ожидать, что в большинстве случаев результаты расчета реактора с неидеальным потоком будут находиться в области между двумя крайними режимами - идеального смешения и вытеснения. [c.131]

По характеру протекания во времени процессы и соответствующие им аппараты делятся на периодические и непрерывные. Решающее значение при моделировании химических процессов и соответствующих реакторов имеет степень перемешивания реагентов. Различают два предельных случая перемешивания реагирующих компонентов газовых или жидкостных смесей с продуктами реакции. Полное смешение, при котором турбулизация столь сильна, что концентрация реагентов одинакова во всем объеме аппарата от точки ввода исходной смеси до вывода продукционной смеси. Идеальное вытеснение, при котором каждый элементарный объем потока движется параллельно другим без перемешивания по всей длине или высоте аппарата. [c.44]

Реакторы для гетерогенных превращений в системе Г —Ж не имеют характерных особенностей и являются типовой химической аппаратурой, в которой на химических заводах осуществляют как физические процессы и операции испарение, дистилляцию и ректификацию, промывку газов, теплообмен, так и хемосорбционные процессы (в производстве минеральных кислот, соды, органических веществ). Основные типы реакторов для взаимодействий между жидкостями и газами показаны на рис. 48. Реакторы типа рис. 48, а, б работают при режиме, близком к идеальному вытеснению, рис. 48, в—е — при режиме вытеснения по газу и смещения по жидкости, а рис. 48, ж—и — при режиме, близком к полному смешению. Фактически все эти реакторы работают при промежуточных режимах, в той или иной мере приближающихся к идеальным моделям перемешивания. Поскольку превращения в системе Г— Ж происходят при относительно низких температурах, то при футеровке реакторов кроме силикатных материалов широко применяются пластические массы и резины. [c.114]

Типичные кривые зависимости выхода продукта от основных параметров технологического режима при постоянстве всех других условий опыта представлены на рис. 1—5 отклонения от этих типичных кривых, полученные при обработке опытных данных в лабораторных работах, следует объяснять в отчетах (указывать причины отклонений). На рнс. 1 представлена кинетика химического процесса а) в реакторах периодического действия (непроточных) и реакторах идеального вытеснения, работающих без перемешивания исходных реагентов с продуктами реакции б) в проточных реакторах полного смешения реагентов с продуктами реакции. [c.10]

В единичном реакторе полного смещения концентрация исходных реагентов невелика, так как мгновенно падает до конечного значения. Поэтому в нем малы скорость химического превращения и степень превращения. Для повышения этих показателей применяют ряд последовательно расположенных реакторов полного смешения— каскад реакторов. Концентрация исходных реагентов Сд в такой системе изменяется ступенчато. При этом изменение концентрации происходит мгновенно при входе реакционной омеси в каждый реактор. Для каждого отдельно взятого реактора каскада справедливо уравнение для единичного реактора полного смешения, записанное для -го реактора [c.290]

В общем случае для непрерывного реактора полного смешения возможны различные варианты температурных режимов, о чем можно судить с достаточной полнотой лишь по результатам конкретного анализа уравнений химической кинетики, теплового и материального балансов. [c.112]

В реакторе промежуточного типа (с промежуточным гидроди намическим режимом) нельзя осуществить полностью ни один и перечисленных выше гидродинамических режимов движения pea гирующих веществ. Средняя движущая сила процесса в тако аппарате больше, чем в аппарате полного смешения, но меньше чем в аппарате полного вытеснения (рис. 6,г). Следует отметит что значительная часть реакционной химической аппаратуры ра ботает именно в этом гидродинамическом режиме. [c.26]

Режимы идеального вытеснения и полного смешения, на которые обычно рассчитываются промышленные химические реакторы, являются чисто гипотетическими. Идеальное вытеснение предполагает одинаковую скорость продвижения всех частей реагирующего потока и отсутствие всех иных способов переноса вещества в зону реагирования, кроме поступления его с движущимся, как поршень, реагирующим потоком. [c.409]

Ферментеры, или реакторы с мешалкой для культивирования бактерий, устроены таким образом, что обеспечивают постоянство среды. Рабочий объем ферментеров колеблется от 500 мл до тысяч литров. Обычные лабораторные ферментеры имеют рабочие объемы от 1 до 20 л. Поскольку они предназначены для того, чтобы максимально уменьшить температурный и химический концентрационный градиент в культуре, среда в них должна перемешиваться таким способом, чтобы достигалось быстрое и полное смешение всех компонентов жидкой фазы. В случае недостаточного перемешивания возникают застойные зоны, что приводит к появлению неконтролируемых локальных градиентов концентраций. Если перемешивание слабое, то популяция клеток будет сильно гетерогенной. Например, при слабом перемешивании аэробных культур контакт между кислородом воздуха и жидкой средой недостаточен, поэтому в некоторых участках ферментера могут создаваться почти анаэробные условия, что лимитирует рост культур. Если куль- [c.388]

Чтобы найти результаты процесса при больщом изменении состояния системы, т. е. для реактора в целом, требуется- решение дифференциальных уравнений скорости от начального до конечного состояния системы. Это решение различно для разных типов химических реакторов. Каждый реактор характеризуется своим математическим уравнением, совместное решение которого с дифференциальными уравнениями скорости и теплопередачи дает возможность решить поставленную задачу. Это наиболее просто достигается для идеальных химических реакторов. Существует три типа идеальных реакторов их классификация основана на структуре потока реакционной массы. Один из них — периодический, а два других — непрерывного действия идеального вытеснения и полного смешения. [c.220]

По степени смешения исходных веществ с продуктами реакции в проточных реакторах различают два предельных режима идеального вытеснения и полного (идеального) смешения [17], а также промежуточные режимы неполного смешения, при которых и проводятся производственные химические процессы. [c.70]

Как и в вопросах, рассматривавшихся выше, важно прежде всего выделить простейшие предельные случаи. В первом из них продольный перенос считают настолько сильным, что температура и концентрации всех веществ полагаются одинаковыми по всей длине. Во втором предельном случае, напротив, полностью пренебрегают продольным переносом и считают, что температура и концентрации изменяются по длине в соответствии с протеканием реакции. Для неподвижного слоя или канала значение продольного переноса определяется просто длиной, так что указанные предельные случаи соответствуют короткому слою и длинному слою. Для слоя катализатора их рассматривали Тодес и Марго-лис [16], для слоя горящего угля — Майерс [17]. При проведении процесса в кипящем (псевдоожиженном) слое характер процесса всегда близок к предельному случаю полного перемешивания-В теории устойчивости химических реакторов только что отмеченным предельным случаям отвечают модели реакторов идеального смешения и идеального вытеснения как для гетерогенных, так и для гомогенных реакций. [c.427]

Ячеистая модель в виде совокупности последовательно соединенных ячеек-реакторов полного смешения во многих случаях, особенно для реакторов с насадкой и жидкостньш потоком, не дает удовлетворительных результатов при объяснении как явлений переноса веш е-ства, так и скорости химического процесса. В частности, с помош ью ее не удается объяснить для таких реакторов сильно асимметричный характер кривых дифференциальной функции распределения времени пребывания. Поэтому был предложен ряд ячеистых моделей реакторов с неподвижным слоем катализатора (насадки) [52—54, 83, 101, 109, 123, 1291. [c.95]

Веряскина М. В., Масленников И. М., Математическая модель статики процессов жидкофазЬого окисления углеводородов в реакторе полного смешения, в сб. Всесоюзная конференция по химическим реакторам , т. 2, Новосибирск, 1965, стр. 237. [c.577]

Другим примером системы, предназначенной для исследования скорости химической реакции, служит реактор полного смешения, предложенный Лонгвеллом [ ]. В этом случае предполагается, что в реакторе объемом при достаточно сильном перемешивании можно добиться практически постоянных термодинамических характеристик во всем объеме реактора. Массовая скорость потребления горючего в реакторе равна причем под термодинамическими параметрами, входящими в выражение для Юр (уравнение (1.8)), следует понимать средние но объему реактора значения этих параметров. Следовательно, в установившемся режиме массовая скорость поступления горючего в реактор будет равна [c.91]

Экспериментальному исследованию массообмена пузыря с непрерывной фазой посвящена работа Стефенса, Синклера и Поттера [26]. В иредиоложеиии полного смешения газа в области циркуляции в [26] исследовался массообмен между областью циркуляции и непрерывной фазой слоя. Кратко опишем методику работы [261. В минимально ожиженный слой инжектировалась цепочка пузырей. Размер пузырей в процессе подъема не увеличивается. Трасер вводился в плотную фазу слоя вблизи свободной поверхности. В условиях опыта существенную роль играло обратное смешение газа. Измерялись профили концентрации в различных поперечных сечениях плотной фазы слоя. Использовалась простейшая одномерная математическая модель реактора с обратным перемешиванием (химических превращений нет). Сопоставление предсказываемого моделью продольного распределения концентрации в плотной фазе слоя с измеренным позволило определить коэффициенты массообмена пузыря с п.тотной фазой. Измеренные радиальные профили концентрации усреднялись при этом по сечению слоя. Исследовалась зависимость коэффициентов массообмена от параметров нсевдоожиженного слоя. [c.124]

В аппарате идеального вытеснения время пребывания всех частиц реагирующей смеси будет одинаковым и равныл времени прохождения реакционной смеси через рабочий объем аппарата. Поэтому характер движения частиц здесь не отражается на ходе реакции, средняя скорость которой близка к скорости периодического процесса, но при большей производительности реактора. Гораздо сложнее обстоит дело в аппарате полного смешения. В таких аппаратах снижается степень превращения реагентов из-за проскока их через зону реакции, а также происходит дальнейшее (и весьма нежелательное) химическое превращение полезного продукта реакции, находящегося слишком длительное время в реакционной зоне. [c.154]

Неодинаковая величина движущей силы, характеризующей условия проведения химического процесса в непрерывнодействующих реакторах полного вытеснения и полного смешения, проявляется в структуре уравнений, выражающих производительность реакционных аппаратов этих типов как функцию степени превращения исходных веществ. [c.302]

При моделировании, расчете и оптимизации работы реакторов стремятся применить идеальные гидродинамические модели полного омешения или идеалыного вытеснения (ом. с. 283). Для реакторов со стационарным (фильтрующим) слоем катализатора во многих случаях применима модель идеального вытеснения при адиабатическом или политермическом температурном режиме. Для описания каталитических процессов в аппаратах КС непригодны идеальные модели смешения и вытеснения. Наличие газовых пустот (пузырей) в слое катализатора и перемешивание газа и твердых частиц усложняют протекание химических процессов. Это обстоятельство находит отражение в математических моделях реакторов для таких систем, называемых двухфазными. Особенностями таких моделей является то, что реакция не протекает в зоне пузырей, а изменение концентрации реагирующих веществ происходит за счет массообмена с плотной частью слоя. В настоящее время для расчета реакторов КС широко используется так называемая пузырчатая модель, которая была исследована на процессе окисления 50г и дала хорошую сходимость с экспериментом в варианте, когда в плотной части слоя происходит полное смешение. В связи с этим можно рекомендовать эту модель для расчета и оптимизации каталитических реакторов КС окисления 50г в первой ступенп контактирования системы ДК/ДА, при этом слои катализатора изотермичны по высоте. Расчет высот слоев катализатора сводится к решению системы уравнений [c.266]

Основой анализа и расчета любого процесса химической технологии яйляется знание его кинетических закономерностей. При решении разнообразных инженерных задач для ионообменных процессов в химической технологии наиболее сложным и наименее изученным вопросом является правильный учет его кинетики. Это объясняется многостадийностью некаталитического гетерогенного процесса физико-химического превращения вещества, протекающего на ионообменных смолах. В связи с этим целесообразно проанализировать и сравнить описание кинетики ионного обмена с учетом различных физико-химических факторов с целью обоснования их использования при расчете и моделировании ионообменного изотермического реактора полного смешения [ ]. [c.88]

Для анализа комплексов металлов с органическими лигандами, каталитических систем и в ряде других случаев весьма эффективными оказались различные варианты метода атомно-абсорбционной спектрометрии (ААС). Проведенные исследования влияния органического лиганда на результаты определения металлов позволили существенно повысить достоверность результатов определения металлов и разработать новые методы метод пзосорб, который позволяет объективно установить аналитическую область влияния органического лиганда на сигнал ААС метод непрерывного наблюдепия влияния добавки спектро-химического буфера при определении металлов методом ААС метод объективного определения систематической погрешности, вносимой ионами-спутниками на аналитический сигнал ААС с помощью непрерывного реактора полного смешения метод непрерывной регистрации кинетики экстракции в несмешивающихся водно-органических системах для сравнительной оценки показателей экстрагирующих [c.87]

В качестве первого примера выполним анализ работы гомогенного реактора неидеального смешения с нестационарными внутренними потоками, в котором проводится нелинейная химическая реакция при полном взаимодействии молекул на микроуровне. Допустим, что реальная структура потоков в реакторе соответствует топологической структуре, изображенной на рис. 4.11, где изображены N ячеек идеального смешения, связанные межъячеечными нестационарными потоками. Пронумеруем ячейки от 1 до 1 присвоим ячейкам индекс i от 1 до iV—1 обозначим объем -й ячейки через У,, а объемную скорость потока от i-й ячейки к -й — через Q j. Питающий поток для -й ячейки обозначим через Qof, выходящий из у-й — соответственно через Qjn, байпасный поток для всей системы обозначим ол - [c.261]

В настоящее время не представляется возможным дать полный теоретический анализ кинетики хемодесорбционных (реак-ционно-десорбционных) процессов. Особое значение приобретает развитие экспериментальных методов исследования. Влияние массообменного процесса на химический предлагается [205] учитывать через эмпирический фактор диффузионного ускорения реакции %, численно равный отношению наблюдаемых констант скорости химической реакции в гетерогенной г и гомогенной г системах при одинаковых условиях, т. е. % = г 1г. Для протекания необратимой реакции типа А- В в реакторе идеального смешения при условии, что десорбирующий агент химически [c.218]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология