Характеристическое уравнение химического реактора. Реактор идеального смешения периодический рис-п

Реагенты загружаются в начале операции. При этом процесс слагается из трех стадий: загрузки сырья, его обработки (химическое превращение) и выгрузка готового продукта. После проведения всех этих операций они повторяются вновь. Продолжительность одного цикла, проводимого в периодическом реакторе, определяется по уравнению

τ п = τ + τ всп,

где τ п - полное время цикла;

τ – рабочее время, затрачиваемое на проведение химической реакции;

τ всп – вспомогательное время

Реактор идеального смешения периодический называемый сокращенно РИС – П, представляет собой аппарат с мешалкой, в который периодически загружаются реагенты. В таком реакторе создается весьма интенсивное перемешивание, поэтому в любой момент времени концентрация реагентов одинакова во всем объеме аппарата и изменяется лишь во времени, по мере протекания химической реакции. Такое перемешивание можно считать идеальным, отсюда и название реактора.

Реактор идеального смешения периодический

Изменение концентрации исходного реагента А во времени и в объеме в РИС – П

Здесь N A,0 начальное количество исходного реагента А;

X A,0 – начальная степень превращения реагента А;

C A,0 – начальная концентрация реагента А в исходной смеси.

N A , C A , X A – то же в конце процесса;

τ – время;

у – пространственная координата (координата места).

Периодические химические процессы по своей природе всегда являются нестационарными (т. е. неустановившимися) , т. к. в ходе химической реакции изменяются параметры процесса во времени (например, концентрация веществ), т. к. происходит накопление продуктов реакции.

Для расчета реактора надо знать его уравнение, позволяющее определить рабочее время τ, необходимое для достижения заданной степени превращения Х А, при известной начальной концентрации вещества С А,0 и известной кинетике процесса, т. е. при известной скорости химической реакции ω А.

Основанием для получения уравнения реактора любого типа является материальный баланс, составленный по одному из компонентов реакционной смеси.

В общем случае, когда концентрация компонента непостоянна в различных точках реактора или непостоянна во времени, материальный баланс составляют в дифференциальной форме для элементарного объема реактора. При этом исходят из уравнения конвективного массообмена, в которое вводят дополнительный член ω А, учитывающий протекание химической реакции.

где С А – концентрация реагента в реакционной смеси;

x, y, z – пространственные координаты;

D – коэффициент молекулярной и конвективной диффузии;

ω A – скорость химической реакции.

Исходя из того, что в РИС – П вследствие интенсивного перемешивания все параметры одинаковы во всем объеме реактора в любой момент времени. В этом случае производная любого порядка от концентрации по осям x, y, z равны 0, тогда

Поэтому уравнение можно записать

Если реакция протекает без изменения объема, то текущая концентрация исходного вещества будет выражаться

С А = С А,0 (1 – Х А)

или

где знак “-” указывает на убыль вещества А.

Интегрируя это выражение в пределах изменения времени от 0 до τ и степени превращения от 0 до Х получим уравнение РИС – П

РИС-П представляет собой аппарат с мешалкой, в который непрерывно подают реагенты и также непрерывно выводят из него продукты.

В таком реакторе создается интенсивное перемешивание, поэтому по всему реактора мгновенно устанавливается одинаковая концентрация реагента, равная концентрации на выходе. Резкое (скачкообразное) изменение концентрации происходит за счет мгновенного смешения поступающих реагентов с реакционной массой, уже находящейся в реакторе.

Величина перепада между начальной и конечной концентрацией зависит при прочих равных условиях от величины скорости химической реакции и от времени пребывания реакционной смеси в реакторе. Чем выше скорость и больше время, тем больше скачок концентрации.

Для РИС-Н характерно отсутствие градиентов параметров как во времени, так и по объему реактора, поэтому для вывода характеристического уравнения используют уравнение материального баланса в общей форме.

N А накопл. = N А конвек. - N А хим.р.

При стационарном режиме N А накопл. = 0.

N A конвек. = N А приход – N А сток

N А приход = N А0 = C А0 v об. , где v об. – объемная скорость подачи реагента.

N А сток = N А0 (1-α А) = C А0 v об. (1-α А)

N A конвек. = C А0 v об. - C А0 v об. (1-α А) = C А0 v об. α А.

N A хим. =(-r A) V p , где V p – объем реактора.

C А0 v об. α А = =(-r A) V p , V p = v об τ

C А0 v об. α А =(-r A) v об τ

C А0 α А = (-r A) τ

Характеристическое уравнение для РИС-Н.

Для простой необратимой реакции «n»-го порядка

При n = 0 , при n = 1 .

Сравнение РИС и РИВ

Характеристические уравнения для РИС-П и РИВ-Н одинаковы, и время достижения заданной степени превращения реагента в этих реакторах одно и то же. Но в РИС-П полное время процесса складывается из рабочего времени, рассчитываемого по характеристическому уравнению, и вспомогательного времени на загрузку и выгрузку. В РИВ-Н вспомогательных операций нет, поэтому интенсивность РИВ-Н выше, чем в РИС-П.

В РИС-Н вспомогательных операций тоже нет, но гидродинамическая обстановка в нем отличается от обстановки в РИВ-Н, поэтому для достижения одной и той же степени превращения реагента при прочих равных условиях требуется большее время, чем в случае РИВ-Н.

Сравним концентрационные режимы в РИС-Н и РИВ-Н. В РИВ-Н наблюдается постепенное уменьшение концентрации реагента по длине реактора, а в РИС-Н – резкое падение концентрации до конечного значения.

Такой же характер для этих реакторов имеет изменение скорости реакции. Следовательно, средняя скорость реакции в РИС-Н всегда ниже, чем в РИВ.

Сравним характеристические уравнения реакторов в случае реакций разного порядка.

При n = 0 характеристическое уравнение РИС-Н и РИВ-Н имеет вид . Следовательно, время, необходимое для достижения заданной конверсии реагента одинаково; тип реактора в этом случае не оказывает влияния на интенсивность процесса. Это связано с тем, что при n = 0 скорость реакции не зависит от концентрации реагента.

При n > 0 тип реактора будет оказывать сильное влияние на интенсивность процесса.

> , т.е. .

Неравенство тем значительнее, чем больше конверсия реагента.

Для сложных процессов об эффективности судят не только по размерам реактора, но и по величине селективности. Для процессов, селективность которых зависит от концентрации реагента (порядок целевой реакции ≠ порядку побочной реакции), на селективность можно повлиять, правильно выбрав тип реактора. Например, для сложно-параллельного процесса, в котором порядок целевой реакции выше порядка побочной реакции, для обеспечения высокой селективности необходимо поддерживать высокую концентрацию реагента. В этом случае лучше выбрать РИВ-Н. Если порядок целевой реакции меньше порядка побочной, нужно поддерживать низкую концентрацию реагента, поэтому более предпочтителен РИС-Н.

От типа реактора зависит и выход целевого продукта. Для сложно-параллельного необратимого процесса выход можно связать с селективностью следующими соотношениями:

РИС-Н β = S α A ; РИВ-Н .

При увеличении α A

S уменьшается, если n цел.р. > n побоч.р. ; S увеличивается, если n цел.р. < n побоч.р. .

β РИВ -Н > β РИС -Н β РИС -Н > β РИВ -Н

Лекция № 13

Каскад реакторов идеального смешения непрерывного действия

В единичном РИС-Н нельзя добиться высокой степени превращения, так как концентрация исходного регента мгновенно падает, и весь процесс протекает при низкой скорости. Однако при проведении реакций, в которых участвуют два и более реагентов, перемешивание участников реакции является необходимым условием ее осуществления. В этом случае можно использовать реакторы, которые описывают ячеечной моделью или моделью К-РИС-Н. Каскад представляет собой несколько последовательно соединенных проточных реакторов идеального смешения.

Концентрация исходного реагента в такой системе снижается до конечного значения не сразу, а постепенно от реактора к реактору. В каждом реакторе концентрация реагента в объеме постоянна и равна концентрации его на выходе из реактора; изменение концентрации происходит скачком. Однако рабочая концентрация в каскаде поддерживается выше, чем в единичном РИС-Н и при увеличении числа реакторов приближается к значению концентрации в РИВ. При n= 8 – 10, К-РИС-Н ≡ РИВ-Н.

Расчет К-РИС-Н сводится к расчету числа ступеней «n», необходимого для достижения заданной степени превращения реагента. Существуют графический и аналитический методы расчета каскада реакторов.

Графический метод расчета К-РИС-Н

Пусть в каскаде реакторов протекает простая необратимая реакция n A -го порядка. Скорость этой реакции можно описать уравнением ; зависимость –r A = f (C A) представляет собой кривую.

Выведем зависимость –r A = f (C A) для единичного реактора каскада.

РИС-Н имеет характеристическое уравнение вида .

C А = С А0 (1-α А) C А = С А0 - С А0 α А С А0 α А = С А0 - C А

Таким образом, зависимость скорости от концентрации для каждого реактора в каскаде представляет собой прямую с углом наклона, тангенс которого равен –1/τ.

Точка пересечения кривой и прямой характеризуют концентрацию реагента в реакторе.

Для графического расчета К-РИС-Н необходимо:

o построить кривую ;

o из точки С А0 провести прямую с тангенсом угла наклона –1/τ 1 , где τ 1 – время нахождения реагента в первом реакторе (задается);

o из точки пересечения кривой и прямой опустить перпендикуляр на ось «х». Полученное значение С А1 есть концентрация реагента на выходе из первого реактора и на входе во второй реактор;

o для нахождения концентрации реагента на выходе из второго реактора операцию повторить;

o операции повторять до тех пор, пока не будет достигнута конечная концентрация реагента С А конеч. , соответствующая заданной конверсии реагента.

Число повторенных операций построения прямой равно числу реакторов в каскаде.

Чаще всего, время нахождения реагента в отдельных реакторах каскада принимается одинаковым, то есть строятся параллельные прямые с одинаковым тангенсом угла наклона. Но графический метод можно использовать и при разных значениях τ, то есть при разных объеме отдельных реакторов каскада.

Аналитический метод расчета К-РИС-Н

Возможности аналитического метода ограничены сложностью получаемых уравнений, поэтому он используется в самых простых случаях.

Пусть в каскаде реакторов протекает простая необратимая реакция первого порядка.

Характеристические уравнения идеальных типов изотермических реакторов

из "Реакторы в химической промышленности"

Основным технологическим элементом установки для проведения химического процесса является аппарат, в котором происходит химическая реакция. Химическими реакторами принято считать аппараты, в которых осуществляются химические процессы с целью получения определенного вещества в рамках одного технологического процесса.
В широком смысле к химическим реакторам могут быть отнесены п многие другие аппараты для проведения химических реакций, которые, однако, используются не для получения определенного вещества, а для каких-либо других целей (например, горелки различных видов, двигатели внутреннего сгорания, реактивные двигатели, электрические батареи, аккумуляторы и т. д.). Во всех таких устройствах главным является не продукт, получаемый в результате химической реакции, а тепловой или электрический эффект, механическая работа и т. д.
Если рассмотреть множество реакторов, применяемых в настоящее время в химической иромышленности, то можно сделать следующие выводы.
Наиболее часто химические реакторы классифицируют по следующим критериям непрерывность операции, тепловой режим, режим движения реакционной среды и фазовое состояние реагентов.
Непрерывность операции. Различают реакторы периодического, непрерывного и полупериодического (полунепрерывного) действия.
В реакторы периодического действия реагенты загружаются одновременно в начале операции. После определенного времени, необходимого для достижения заданной степени превращения, выгружается продукт реакции. Основные параметры химического процесса (состав, температура или давление) изменяются во времени. Продолжительность реакции можно измерить непосредственно, например, хронометром.
Реакторы полупериодического действия характеризуются тем, что один из реагентов питания поступает непрерывно, а другой периодически. Однако возможны и другие варианты. Например, реагенты иодают в реактор периодически, а продукт реакции удаляют непрерывно. Такие реакторы работают в переходном режиме, основные параметры процесса изменяются во времени.
Тепловой режим. По тепловому режиму реакторы делят в основном на изотермические и адиабатические.
Адиабатические реакторы не имеют теплообмена с внешней средой. Конструкция этих реакторов проста, так как для осуществления адиабатического режима достаточно иметь хорошую тепловую изоляцию.
Режим движения реакционной среды. На рис. 1-4 представлены два типа реакторов непрерывного действия. В первом реакторе элемент объема движется, не смешиваясь с предыдущим или последующим элементами объема. Состав элемента объема будет изменяться последовательно по длине реактора вследствие химической реакции. Реактор не имеет ни одного механического конструктивного прпснособления для перемешивания и характеризуется большими значениями соотношений между длиной и диаметром. При движении через реактор элемент объема, вероятно, ведет себя так же, как поршень в цилиндре, вытесняя все, что находится перед ним, поэтому такой реакционный аппарат называют реактором с полным вытеснением (реактором идеального вытеснения).
Реактор с полным вытеснением и реактор с полным перемешиванием являются идеальными типами реакционных аппаратов.
На практике чаще встречаются реакторы смешанного типа, в которых нет ни полного вытеснения, ни полного перемешивания.
На рис. 1-5 показано изменение концентраций реагентов в реакторах основных типов.
Фазовое состояние реагентов. Если при проведении химической реакции в реакторе находится одна фаза, то такой реактор называют гомогенным. Гомогенные реакторы заполняются реагентами, находящимися либо только в газообразном, либо только в жидком состоянии.
Если вещества в реакторе находятся в различных агрегатных состояниях, то такой реактор называют гетерогенным. Существует столько типов гетерогенных реакторов, сколько комбинаций можно составить из трех агрегатных состояний газ, жидкость и твердое тело.
Кроме изложенных классификаций, существуют еще и другие, например, основанные на различиях конструктивных форм реакторов.
Указанные выше критерии использованы при составлении табл. 1, в которой систематизированы типы промышленных реакторов, а также указаны некоторые конкретные примеры.
Материальный баланс по одному из реагентов для ограниченного реакционного пространства или его части представляет собою общее уравнение химического реактора.
Уравнение (1,3) можно записать, используя также мольные единицы вместо массовых единиц.
Выражение в левой части уравнения (1,3) представляет собой скорость накопления реагента А в реакторе. Оно равно нулю при установившемся режиме и имеет конечное значение нри переходном режиме.

Тема 6. ХИМИЧЕСКИЕ РЕАКТОРЫ

Современный химический реактор -

2) теплообменники;

3) перемешивающие устройства,

2. Высокий выход продукта Ф φ- Р, X.

производительности (посырью) и высокойстепенью превращения Х А (реагента):

в схемах с открытым циклом предпочтение отдают высокой степени превращения Х А реагентов;

в закрытых системах предпочтение отдают высокой производительности.

Факторы, влияющие на конструкцию ректора

1. Физические свойства и агрегатное состояние реагентов и продуктов.

2. Требуемая интенсивность перемешивания.

3 . Тепловой эффект ХР и требуемая интенсивность теплообмена.

4 . Температура и давление - параметры процесса.

5. Агрессивность, токсичность реакционной массы.

6 . Взрыво- и пожароопасность производства.

Для промышленности важной задачей является получение определенного количества продукта за определенный промежуток времени, т.е. необходимо рассчитать время пребывания реагентов в реакторе для достижения заданной степени превращения. Для этого должна быть известна кинетическая модель данной реакции. Для приблизительного расчета времени пребывания пользуются математическим моделированием.

Математическая модель – это система уравнений, которая связывает определенные параметры процесса наиболее важные.

Физическая модель – рисунок, образец, который отображает наиболее существенные стороны объекта.

Для получения более простых зависимостей при математическом моделировании некоторыми параметрами пренебрегают.

Рассмотрим химические реакторы, работающие в изотермическом режиме. Так как в таких реакторах внутри их объема отсутствует движущая сила теплообмена (∆Т = 0), то из математической модели реактора первоначально можно исключить уравнение теплового баланса и она (мат.модель) сводится к уравнению материального баланса, учитывающее химическую реакцию, массообмен и перенос импульса. Для дальнейшего упрощения математической модели можно выделить в самостоятельную группу РЕАКТОРЫ С ИДЕАЛЬНОЙ СТРУКТУРОЙ ПОТОКА идеального смешения иидеального вытеснения . Допущения об идеальной структуре потока позволяют исключить ряд операторов из общего уравнения материального баланса и тем самым существенно упростить расчеты на основе этого уравнения.

МОДЕЛИ ИДЕАЛЬНЫХ РЕАКТОРОВ

Время пребывания реагента в РИС и РПС

Раскроем скобки:

←Характеристическое уравнение РИС-Н.

Уравнение позволяет (если известна кинетика процесса) рассчитать время, необходимое для достижения требуемой степени превращения.

Для реакции п -го порядка :

отсюда ,

где п - порядок реакции.

При n = 0:

При n = 1:

Зависит только от степени превращения Х А и не зависит от начальной концентрации

При n = 2:

По модели РИС рассчитывают:

1) реакторы с мешалками при не очень большой вязкости η среды и не очень большом объеме υ реактора;

2) проточно-циркуляционные аппараты - при большой кратности циркуляции;

3 ) реакторы с "кипящим слоем" 1 .

П. Реактор идеального вытеснения (РИВ)

В РИС все параметры по объему постоянны.

Все характеристики (концентрация С A , степень превращения Х А, температура Т и др.) изменяются плавно по объему реактора, поэтому материальный баланс для всего объема реактора составить нельзя.

Рис. 2. Графики зависимостей:

а) С А =f (τ или H) б) w= f (τ или H) в) Х А = f (τ или H)

- скорость процесса к единице объема

Выбирают бесконечно малый объем реактора dVи для него составляют материальный баланс. Затем проводят интегрирование этих бесконечно малых объемов по всему объему реактора.

Пусть простая необратимая реакция протекает в реакторе без изменения объема υ:

где ,С А - соответственно начальная и текущая концентрации ;

υ- объемный расход

где V- объем реактора (м 3);

dV- элементарный объем реактора (м 3).

Просуммируем:

(Приход)

- Уравнение мат. баланса

элементарного объема РИВ-Н

Для получения уравнения мат. баланса всего реактора полученное уравнение после разделения переменных проинтегрируем (по объему всего реактора):

- Характеристическое уравнение РИВ-Н.

где w A находим, зная кинетику процесса.

Характеристическое уравнение РИВ-Н позволяет, зная кинетику процесса

(для нахождения w А), определить время τ пребывания реагентов в реакторе доля достижения заданной степени превращения Х А , а затем - и размеры реактора.

Для реакции п -го порядка :

где п - порядок реакции.

При n=0:

При n=1:

Зависит только от степени превращения Х А и не зависит от начальной концентрации ;

При n=2:

В некоторых производственных реакторах степень превращения Х А столь незначительна, что для расчета можно применить модель РИВ - это трубчатые контактные аппараты с катализатором в трубах или межтрубном пространстве («кожухотрубчатые»), служащие для гетерогенных газофазных реакций.

Модель вытеснения также применяется при проектировании жидкофазных трубчатых реакторов с большим отношением длины трубы к ее диаметру.

При одинаковых условиях проведения одной и той же реакции для достижения равной глубины превращения среднее время пребывания реагентов в проточном реакторе идеального смешения больше, чем в реакторе идеального вытеснения. В РИС концентрации во всех точках равны конечной концентрации, а в РИВ в 2-х соседних точках концентрации реагентов отличаются. Скорость реакции, согласно ЗДМ пропорциональна концентрации реагентов. Следовательно в РИВ она всегда выше, чем в РИС. Т.е. требуется меньшее время пребывания для достижения той же глубины превращения.

III. Каскад реакторов (РИС)

Если по условиям проведения процесса требуется именно конструкция РИС, то для достижения высоких степеней превращения за небольшой промежуток времени требуются реакторы большого объема.

В этих случаях более целесообразна установка ряда последовательно соединенных реакторов (секций) – каскада реакторов . Реакционная смесь проходит через все секции. Можно рассматривать в качестве примера такой модели не только систему последовательно расположенных отдельных аппаратов, но и проточный реактор, тем или иным образом разделенный внутри на секции, в каждой из которых осуществляется перемешивание реакционной смеси.

Например, близка к такому типу аппарата тарельчатая барботажная колонна.

Движущая сила ∆С:

ΔС РИС < ΔС Каскад РИС < ΔС РИВ

В единичном РИС-Н концентрация ключевого реагента А меняется скачкообразно до С А (финальное) , это предполагает, что скорость реакции в РИС-Н значительно уменьшается. Вследствие того, что каждый реактор каскада имеет малый объем, скачкообразное изменение концентрации гораздо меньше, чем в единичном РИС-Н большого объема, поэтому скорость процесса в каждой ступени каскада гораздо выше.

Каскад реакторов РИС-Н, т. о., приближается к РИВ-Н (реактор РИВ оказывается более выгодным, чем РИС, т.к. движущая сила в нем, равная (градиенту концентраций) ΔС = С равн.- С раб., больше, чем в РИС).

Средняя движущая сила ΔС РИС <ΔС Каскад РИС < ΔС РИВ

При протекании химической реакции наибольшая скорость процесса достигается в РИВ-Н благодаря более высокой движущей силе процесса. РИВ-Н имеет наибольшую производительность. Производительность каскада РИС-Н меньше чем производительность РИВ-Н, но больше, чем производительность единичного РИС-Н. Чем больше число реакторов в каскаде, тем меньше скачок концентраций, тем больше движущая сила процесса, тем больше скорость процесса и соответственно, выше его производительность.

Расчет числа ступеней каскада

Расчет каскада реакторов идеального смешения обычно сводится к определению числа секций заданного объема, необходимых для достижения определенной глубины превращения.

Различают аналитический и численные методы расчета каскада. Применение аналитического метода возможно в том случае, если уравнения материального баланса могут быть аналитически решены относительно концентрации С i . Это можно сделать, например, если протекающие реакции описываются кинетическими уравнениями первого или второго порядка.

Для расчета числа ступеней каскада, необходимых для достижения необходимой степени превращения реагента, применяют 2 метода:

1) алгебраический;

2) графический.

Пример

Дана реакция второго порядка

2А →R , или 2А → R + S ,

кинетическое уравнение w A = 2,5 (к = 2,5), конечная степень превращения Х А =0,8, . . Определить, сколько времени потребуется для проведения реакции в:

а) РИВ-Н;

б) РИС-Н;

в) каскаде РИС-Н, где все секции каскада имеют одинаковый объем

(V 1 = V 2 = ... = V n), подобранный таким образом, что среднее время пребывание в каждой из них равно .

Рис. 4 – Зависимость скорости реакции от концентрации дня расчета числа секций каскада реакторов идеального смешения.

Из рисунка 4 видим, что для достижения указанной степени превращения необходимо четыре секции. Оказывается, чю на выходе из 4-й секции степень превращения даже выше, чем задана по условию, но в трех секциях степень превращения не достигается).

Таким образом, суммарное среднее время пребывания реагентов в каскаде реакторов идеального смешения составляет

Для расчета каскада РИС-Н аналитическим методом составляем

для каждой ступени каскада уравнение материального баланса:

IV. Реактор периодического действия (РПД)

В РПД единовременно загружаются определенные количества реагентов, которые находятся в нем до тех пор, пока не будет достигнута желаемая степень превращения. После этого реактор выгружают.

Распределение концентрации С А реагента при любой степени смешивания реагентов аналогично РИВ:

Однако производительность РИВ выше:

заданная степень превращения Х А достигается вРИВ за меньшее время τ:

в РПД заданная степень превращения Х А достигается за время

τ хим. реакции +τ вспом.операций (Загрузки и выгрузки) по этому производительность РПД ниже:

Так как τ РИВ < τ РПД => П РИВ >П РПД, поэтому обычно:

для малотоннажных производств (напр., фармацевтика) применяют РПД;

для крупнотоннажных – максимальную производительность дают РИВ-Н.

Политермические

Реакторы, характеризующиеся частичным отводом тепла реакции или подводом тепла извне в соответствии с заданной программой изменения температуры T° по высоте реактора ("программно-регулируемые реакторы").

Пример: Реакторы смешения РИС - периодического действия.

При изучении и количественной оценке процессов в реакторе для вывода расчетных формул температурного режима используют тепловые балансы.

Тепловой баланс основан на законе сохранения энергии Е :

Приход тепла в данной производственной реакции должен быть равен его расходу в той же операции: Q прих. =Q расх.

Тепловые балансы составляют по данным материального баланса процесса и тепловых эффектов химических реакций, а также физических превращений, происходящих в реакторе, с учетом подвода тепла извне, а также отвода тепла с продуктами реакции и через стенки реактора.

I. Адиабатический реактор (чаще РИВ)

По идеальной модели в адиабатическом реакторе отсутствует теплообмен с окружающей средой. В реальных условиях приближение к отсутствию теплообмена достигается за счет хорошей изоляции стенок реактора от окружающей среды (двойные стенки, изоляционный материал)

Изменение температуры Т 0 в адиабатическом реакторе ΔT° = T° кон. - T° нач. пропорционально

- степени превращения реагента Х А

- концентрации основного реагента ,

- тепловому эффекту Q r реакции

и обратно пропорционально

- средней теплоемкости реакционной смеси.

Для экзотермической реакции ΔН< 0 ΔT° = T° кон. - T° нач > О (знак+)

Для эндотермической реакции ΔН> 0 ΔT° = T° кон. - T° нач < О (знак-)

Применение

По модели адиабатического реактора РИВ рассчитывают контактные аппараты с фильтрующим слоем катализатора.

Эта модель применима также для расчета камерных реакторов для гомогенных реакций, для прямоточных абсорбентов с изолирующей футеровкой (облицовкой), в которых газ движется навстречу разбрызгиваемой жидкости.

Адиабатический РИВ-Н целесообразны для проведения экзотермических реакций. Если не подводить тепло из вне, то процесс идет в автотермическом режиме (за счет тепла самой химической реакции).

В адиабатическом режиме проводят и эндотермические реакции, но в этом случае реакционную массу подают вместе с паром.

II. Изотермический реактор

Анализ уравнения адиабаты

ΔT° = T° кон. - T° нач =

показывает, что к изотермическим реакторам

могут приближаться реакторы с малыми значениями:

Q х.р. - удельного теплового эффекта (на единицу вещества);

- - начальной концентрации реагента;

- X А - степени превращения

при больших значениях

- - теплопроводности реакционной смеси.

Применение

Практически изотермичны реакторы :

Для переработки низко концентрированных(↓ С А) газов ( → 0), и

Реакторы, в которых экзо- и эндо термическиеэффекты практически

уравновешиваются (q х.р →0). Т.е. изотермический режим наблюдается в том случае, когда тепловой эффект основного процесса компенсируется равным по величине, но противоположным по знаку тепловыми эффектами побочных реакций, либо физических процессов (испарение, растворение)

При моделировании к полностью изотермическим реакторам относят жидкостные реакторы

- (Ж - Ж) - эмульсия

- (Ж - Т) - суспензия

с механическими, пневматическими и струйно-циркуляционными перемешивающими устройствами.

Изотермический режим наблюдается на полках пенного и барботажного аппаратов не больших размеров, в некоторых контактных аппаратах с неподвижным катализатором.

Близким к изотермическому может быть режим аДсорбционных и аБсорбционных аппаратов, в которых тепло, выделяемое при аДсорбции или аБсорбции, расходуется на испарение воды или другого растворителя.

Изотермического режима можно достичь за счет теплообменных устройств подводя или отводя тепло из реактора. Отвод тепла для экзотермической реакции пропорционален тому сколько должно выделится. Подвод для эндо – поглотиться.

П Р И М Е Н Е И И Е

Политермический режим наблюдается в реакторах, в которых тепловой эффект Q x . p . основной химической реакции лишь частично компенсируется за счет тепловых эффектов побочных реакций или физических процессов, по знаку противоположных основному процессу.

К таким реакторам относятся многие шахтные и доменные печи.

Способы его осуществления

Оптимальный температурный режим – это температурный режим, обеспечивающий экономически целесообразную максимальную производительность П по целевому продукту (при МАХ возможной скорости w r проведения процесса), при этом необходимо достижение высокой конверсии – для простых реакций и высокую селективность – для сложных реакций.

Решение практической задачи проведения процесса в промышленном реакторе в соответствии с оптимальным температурным режимом зависит от многих факторов и прежде всего от теплового эффекта и кинетики реакции.

Анализируя это уравнение скорости реакции, заключаем, что к увеличению скорости реакции приведет:

Повышение температуры;

Снижение степени превращения.

Чтобы скомпенсировать снижение скорости w r реакции с ростом степени превращения Ха целесообразно увеличивать температуру Т°. Поэтому экзотермические (ΔН<0) простые (A→R) необратимые (→) реакции целесообразно проводить в адиабатическом РИВ (нет теплообмена с окружающей средой - реакторы, работающие без подвода или отвода тепла Qв окружающую среду через стенки реактора. Т.о. все тепло, выделяемое или поглощаемое в ходе реакции, аккумулируется (поглощается) реакционной смесью)

В этом случае можно обеспечить высокую скорость w r реакции и высокую производительность П реактора без использования посторонних источников тепла Q.

Температура повышается с увеличением конверсии, следовательно, повышается и константа скорости, с значит, повышается и скорость процесса.

Наилучшая организация процесса достигается, если теплота Q продуктов, выходящих из реактора, служит для нагревания реагентов при входе в реактор.

Реакции эндотермические (ΔH>0) простые (A→R) необратимые (→) невыгодно проводить в адиабатическом РИВ, а более целесообразно - в реакторах с подводом тепла Q, поддерживая определенную температуру T 0 максимально возможную по конструкционным и технологическим соображениям (изотермическом, политермическом). (с повышением конверсии температура понижается, а значит понижается и константа скорости, и сама скорость). Эндотермические процессы все0же проводят в адиабатическом РИВ-Н, но подачу сырья производят совместно с паром.

Простые обратимые реакции

(↔ )

Анализируя это уравнение скорости реакции, заключаем, что к увеличению скорости w r реакции приведет повышение температуры:

T 0 => w r

На скорость w r реакции оказывает также влияние знак теплового эффекта Q r (или энтальпии ΔН):

1) Если прямая реакция - эндотермическая ΔН>0 (споглощением тепла)

то повышение температуры T 0 также благоприятно повлияет и на положение химического равновесия ↔ (сместит его именно в сторону прямой реакции →).

Поэтому такие реакции проводят в реакторах с подводом тепла так же, как и необратимые (→) эндотермические (ΔН >0) реакции.

2) Если прямая реакция - экзотермическая (ΔН < 0) (с выделением тепла)

то вступают в противоречие КИНЕТИКА и ТЕРМОДИНАМИКА процесса: повышение температуры T 0 неблагоприятно повлияет на положение химического равновесия ↔ (сместит егов сторону обратной реакции ← ).

Поэтому применяют следующий режим:

- в начале процесса когда концентрация продукта С R еще невелика,

температуру увеличивают T 0 до тех пор, пока скорость процесса w r не станет достаточно высокой;

- в конце процесса - температуру постепенно снижают T 0 ↓ по линии

оптимальных температур (ЛОТ) таким образом, чтобы скорость процесса w r оставалась как можно более высокой при данных условиях.

Такой режим не осуществим ни в адиабатическом, ни в изотермическом реакторе. Приближением к данному режиму является РИВ, находящийся внутри теплообменной трубки, внутри которой проходит охлаждающий реагент.

Другой способ – проведение процесса в многосекционном реакторе, в котором каждая секция работает в адиабатическом режиме, но между секциями имеется охлаждение.

Для эндотермических (обратимых и необратимых) реакций целесообразно химический процесс проводить в реакторах с подводом теплоты, причем желательно обеспечить достаточно равномерное распределение температуры по объему реактора. Распространенным типом аппаратов для проведения эндотермических реакций являются трубчатые реакторы, похожие по конструкции на кожухотрубные теплообменники. В этих аппаратах трубное пространство представляет собой собственно реактор, в котором реагенты движутся в режиме вытеснения, а по межтрубному пространству проходит теплоноситель, например топочные газы. Трубчатый реактор для проведения каталитических реакций, обогреваемый топочными газами, применяют, в частности, для паровой конверсии природного газа. Аналогичную конструкцию имеет ретортная печь для синтеза бутадиена из этилового спирта, в которой

Топочные

Рис. Трубчатый реактор газы

для проведения эндотермической

катализатор вместо труб располагают в ретортах - узких каналах с прямоугольным сечением. В таких реакторах ширина поперечного сечения каналов, по которым движется реакционная смесь, должна быть невелика, чтобы получить достаточно равномерное распределение температуры по сечению. Так как в реальных реакторах гидродинамический режим отклоняется от режима идеального вытеснения, при котором в любом поперечном сечении условия выровнены, то температура в центре канала отличается от температуры у стенки. В трубах большого диаметра температура на оси трубы существенно ниже температуры у стенки. Следовательно, и скорость реакции в той части реакционного потока, которая движется близко к оси трубы, ниже средней скорости в аппарате. При проведении каталитических процессов можно наносить катализатор только на внутреннюю поверхность труб, что обеспечит примерно одинаковую температуру по всему реактору.

Гомогенные эндотермические реакции можно также осуществлять в реакторах с интенсивным перемешиванием и теплообменной поверхностью, так как и в этом случае будет обеспечено равномерное распределение температуры по реактору.

Экзотермические реакции проводят, как правило, либо в адиабатических условиях, либо в аппаратах с отводом теплоты.

При осуществлении необратимых экзотермических реакций рост температуры приводит однозначно лишь к увеличению скорости процесса. Для снижения энергетических затрат такие реакции выгодно проводить в автотермическом режиме, когда требуемая температура обеспечивается исключительно выделяющейся теплотой химической реакции без подвода энергии извне. Существуют две предельные температуры (нижняя и верхняя), между которыми целесообразно проводить процесс.

Нижней предельной является температура, при которой скорость экзотермической реакции (а следовательно, и скорость выделения теплоты) достаточна для обеспечения автотермического режима. Ниже этой теплоты скорость тепловыделения меньше скорости отвода теплоты с реакционным потоком, выходящим из реактора, и температура в проточном адиабатическом аппарате будет падать.

Верхнее предельное значение температуры связано с побочными процессами (побочными химическими реакциями или побочными физическими явлениями), а также с жаропрочностью конструкционных материалов. Например, при проведении гетерогенных процессов обжига зернистого твердого материала повышение температуры выше некоторого предельного значения приводит к спеканию твердых частиц, а следовательно, к увеличению времени их полного превращения и уменьшению производительности реактора. Часто рост температуры ограничен прочностью конструкционных материалов и нецелесообразностью применения дорогостоящих жаропрочных материалов.

При проведении экзотермических процессов микробиологического синтеза повышение температуры ограничено жизнестойкостью микроорганизмов. Поэтому такие процессы целесообразно осуществлять в реакторах с отводом теплоты, а во избежание локальных перегревов лучше использовать реакторы, гидродинамический режим в которых приближается к идеальному смешению. Интенсивное перемешивание в таких процессах не только обеспечивает равномерное распределение температуры, но и интенсифицирует стадии массопередачи кислорода из газовой фазы в жидкую.

Обратимые экзотермические реакции нужно проводить в соответствии с линией оптимальных температур, т. е. понижая температуру в аппарате по мере роста степени превращения реагентов. Такой режим неосуществим ни в адиабатических, ни в изотермических реакторах: при адиабатическом режиме рост степени превращения сопровождается выделением теплоты и разогревом, а не охлаждением реакционной смеси; при изотермическом режиме температура остается постоянной и не меняется с ростом степени превращения.

Осуществить процесс строго по линии оптимальных температур чрезвычайно сложно. Это можно было бы сделать в реакторе с теплообменной поверхностью, работающем в режиме вытеснения, при условии, что количество теплоты, отводимое через стенку реактора, будет разным на различных участках аппарата. Реагенты перед началом реакции следовало бы нагреть до высокой температуры, а сразу же после их поступления в аппарат предусмотреть отвод теплоты. Если реактор разбить по длине на несколько участков, то, чтобы обеспечить движение по линии оптимальных температур, на каждом из них количество отводимой теплоты должно быть немного больше количества теплоты, выделяющейся в ходе реакции. Следует иметь в виду, что по мере увеличения степени превращения падает скорость реакции и, следовательно, уменьшается скорость тепловыделения. Поэтому на участках реактора, где реакция завершается, нужно отводить меньше теплоты, чем на начальных участках.

Тема 6. ХИМИЧЕСКИЕ РЕАКТОРЫ

Любой ХТП невозможен без химического реактора, в котором протекают как химические, так и физические процессы.

РЕАКТОРЫ ХИМИЧЕСКИЕ (от лат. rе- приставка, означающая обратное действие, и actor - приводящий в действие, действующий), промышленные аппараты для осуществления химических реакций. Конструкция и режим работы химического реактора определяются типом реакции, фазовым состоянием реагентов, характером протекания процесса во времени (периодический, непрерывный, с изменяющейся активностью катализатора), режимом движения реакционной среды (периодический, полупроточный, с рециклом), тепловым режимом работы (адиабатический, изотермический, с теплообменом), типом теплообмена, видом теплоносителя.

Современный химический реактор - это сложный аппарат, имеющий специальные устройства, например:

1) загрузочно-разгрузочные устройства (насосы);

2) теплообменники;

3) перемешивающие устройства,

предназначенные для получения целевого продукта, оборудованный сложной системой контрольно-измерительных приборов КИП.

Требования к промышленным реакторам

1. МАХ производительность и интенсивность работы.

2. Высокий выход продукта Ф и наибольшая селективность процесса φ- это обеспечивается оптимальным режимом работы реактора (Т, Р, С), высокая степень превращения X.

3. Оптимальные энергозатраты на массообмен в реакторе

Существует противоречие между требованием к высокой производительности (посырью) и высокойстепенью превращения Х А (реагента):

в схемах с открытым циклом предпочтение отдают высокой степени превращения Х А реагентов;

в закрытых системах предпочтение отдают высокой производительности.

При производстве продукта высокого качества, реактор должен обеспечивать его минимальную себестоимость.

Классификация химических реакторов

1) По конструктивным признакам:

Рис. 1 – Основные типы хим. реакторов: а – проточный емкостный реактор с мешалкой и теплообменной рубашкой; б – многослойный каталитический реактор с промежуточными и теплообменными элементами; в – колонный реактор с насадкой для двухфазного процесса; г – трубчатый реактор; И-исходные вещества; П – продукты реакции; Т – теплоноситель; К – катализатор; Н – насадка; ТЭ – теплообменные элементы.

В РИС все параметры по объему постоянны.