Karakteristisk ligning for en kjemisk reaktor. Ideell blandingsreaktor ris-p

Reagenser lastes inn ved begynnelsen av operasjonen. I dette tilfellet består prosessen av tre stadier: lasting av råvarer, prosessering (kjemisk transformasjon) og lossing av det ferdige produktet. Etter at alle disse operasjonene er fullført, gjentas de igjen. Varigheten av en syklus utført i en batch-reaktor bestemmes av ligningen

τ p = τ + τ vsp,

hvor τ p er den totale syklustiden;

τ – arbeidstid brukt på å utføre en kjemisk reaksjon;

τ vsp – hjelpetid

En periodisk ideell blandereaktor, forkortet RIS-P, er et apparat med en rører som reagenser fylles inn i periodisk. I en slik reaktor skapes det veldig intens blanding, derfor er konsentrasjonen av reagenser den samme til enhver tid gjennom hele volumet av apparatet og endres bare over tid, ettersom den kjemiske reaksjonen fortsetter. Slik blanding kan betraktes som ideell, derav navnet på reaktoren.

Ideell blandingsreaktor

Endring i konsentrasjonen av initialreagens A over tid og volum i RIS – P

Her er NA,0 den initiale mengden av den initiale reagens A;

X A,0 – initial grad av konvertering av reagens A;

C A,0 – startkonsentrasjon av reagens A i startblandingen.

N A, C A, X A – det samme på slutten av prosessen;

τ – tid;

y – romlig koordinat (plasseringskoordinat).

Periodiske kjemiske prosesser er i sin natur alltid ikke-stasjonære (dvs. ustødige), fordi under en kjemisk reaksjon endres prosessparametere over tid (for eksempel konsentrasjonen av stoffer), siden reaksjonsprodukter akkumuleres.

For å beregne reaktoren må du kjenne dens ligning, som lar deg bestemme arbeidstiden τ som kreves for å oppnå en gitt grad av konvertering X A, med en kjent startkonsentrasjon av stoffet CA,0 og kjent kinetikk til prosessen, dvs. , med en kjent kjemisk reaksjonshastighet ω A.

Grunnlaget for å oppnå ligningen for en reaktor av enhver type er en materialbalanse satt sammen for en av komponentene i reaksjonsblandingen.

I det generelle tilfellet, når konsentrasjonen av en komponent ikke er konstant ved forskjellige punkter i reaktoren eller ikke er konstant over tid, blir materialbalansen kompilert i differensiell form for reaktorens elementære volum. I dette tilfellet går de ut fra ligningen for konvektiv masseoverføring, der et ekstra ledd ω A er introdusert, som tar hensyn til forekomsten av den kjemiske reaksjonen.

hvor CA er konsentrasjonen av reagenset i reaksjonsblandingen;

x, y, z – romlige koordinater;

D - koeffisient for molekylær og konvektiv diffusjon;

ω A – kjemisk reaksjonshastighet.

Basert på det faktum at i RIS-P, på grunn av intens blanding, er alle parametere de samme gjennom hele volumet av reaktoren til enhver tid. I dette tilfellet er den deriverte av en hvilken som helst rekkefølge av konsentrasjon langs x-, y- og z-aksene lik 0, da

Derfor kan ligningen skrives

Hvis reaksjonen fortsetter uten endring i volum, vil den nåværende konsentrasjonen av utgangsstoffet bli uttrykt som

С А = С А,0 (1 – Х А)

eller

hvor "-"-tegnet indikerer en reduksjon i substans A.

Ved å integrere dette uttrykket innenfor grensene for tidsendring fra 0 til τ og transformasjonsgraden fra 0 til X, får vi ligningen RIS – P

RIS-P er en enhet med en rører som kontinuerlig tilføres reagenser og som også kontinuerlig fjernes produkter fra den.

I en slik reaktor skapes intens blanding, slik at gjennom hele reaktoren blir den samme konsentrasjonen av reagenset øyeblikkelig etablert, lik konsentrasjonen ved utløpet. En skarp (brått) endring i konsentrasjonen oppstår på grunn av den øyeblikkelige blandingen av innkommende reagenser med reaksjonsmassen som allerede er i reaktoren.

Størrelsen på forskjellen mellom start- og sluttkonsentrasjonen avhenger, alt annet likt, av hastigheten på den kjemiske reaksjonen og av reaksjonsblandingens oppholdstid i reaktoren. Jo høyere hastighet og lengre tid, jo større konsentrasjonshopp.

RIS-N er preget av fraværet av parametergradienter både i tid og over reaktorens volum, derfor brukes materialbalanselikningen i generell form for å utlede den karakteristiske ligningen.

N A akkumulert = N A konvek. - N A chem.r.

I stasjonær modus N A akkumulert. = 0.

N A konveksjon = N A innstrømning – N A utstrømning

N A ankomst = N A0 = C A0 v vol. , hvor v vol. – volumetrisk strømningshastighet for reagenset.

N A dren = N A0 (1-α A) = C A0 v vol. (1-α A)

N A konveksjon = C A0 v vol. - C A0 v vol. (1-a A) = CAO v vol. α A.

N A chem. =(-r A) V p, hvor V p er volumet til reaktoren.

C A0 v vol. α A = =(-r A) V p , V p = v om τ

C A0 v vol. α A =(-r A) v om τ

C A0 α A = (-r A) τ

Karakteristisk ligning for RIS-N.

For en enkel irreversibel reaksjon av "n" rekkefølge

Ved n = 0, ved n = 1 .

Sammenligning av RIS og RIV

De karakteristiske ligningene for RIS-P og RIV-N er de samme, og tiden for å oppnå en gitt grad av reagenskonvertering i disse reaktorene er den samme. Men i RIS-P består den totale prosesstiden av arbeidstid, beregnet ved hjelp av den karakteristiske ligningen, og hjelpetid for lasting og lossing. Det er ingen hjelpeoperasjoner i RIV-N, derfor er intensiteten til RIV-N høyere enn i RIS-P.

I RIS-N er det heller ingen hjelpeoperasjoner, men den hydrodynamiske situasjonen i den skiller seg fra situasjonen i RIV-N, derfor tar det mer tid for å oppnå samme grad av omdannelse av reagenset, alt annet likt. når det gjelder RIV-N.

La oss sammenligne konsentrasjonsregimene i RIS-N og RIV-N. I RIV-N er det en gradvis nedgang i konsentrasjonen av reagenset langs reaktorens lengde, og i RIS-N er det et kraftig fall i konsentrasjonen til sluttverdien.

Endringen i reaksjonshastighet har samme karakter for disse reaktorene. Følgelig er den gjennomsnittlige reaksjonshastigheten i RIS-N alltid lavere enn i RIV.

La oss sammenligne de karakteristiske ligningene til reaktorer når det gjelder reaksjoner av forskjellige rekkefølger.

Ved n = 0 har den karakteristiske ligningen for RIS-N og RIV-N formen . Derfor er tiden som kreves for å oppnå en gitt reagenskonvertering den samme; Reaktortypen i dette tilfellet påvirker ikke intensiteten av prosessen. Dette skyldes det faktum at ved n = 0 er reaksjonshastigheten ikke avhengig av konsentrasjonen av reagenset.

For n > 0 vil type reaktor ha sterk innflytelse på intensiteten i prosessen.

> , dvs. .

Jo større omdannelsen av reagenset er, jo større er ulikheten.

For komplekse prosesser bedømmes effektiviteten ikke bare av størrelsen på reaktoren, men også etter verdien av selektivitet. For prosesser hvor selektivitet avhenger av reaktantkonsentrasjon (målreaksjonsrekkefølge ≠ sidereaksjonsrekkefølge), kan selektivitet påvirkes av riktig valg av reaktortype. For eksempel, for en komplekst parallell prosess der rekkefølgen av målreaksjonen er høyere enn rekkefølgen av sidereaksjonen, for å sikre høy selektivitet er det nødvendig å opprettholde en høy konsentrasjon av reagenset. I dette tilfellet er det bedre å velge RIV-N. Hvis rekkefølgen av målreaksjonen er mindre enn rekkefølgen til sidereaksjonen, er det nødvendig å opprettholde en lav konsentrasjon av reagenset, derfor er RIS-N mer foretrukket.

Utbyttet av målproduktet avhenger også av typen reaktor. For en kompleks parallell irreversibel prosess, kan utbyttet relateres til selektivitet ved følgende forhold:

RIS-Nβ = S α A; RIV-N .

Med økende α A

S reduseres hvis n er heltall. > n bivirkninger ; S øker hvis n er heltall.< n побоч.р. .

β RIV -N > β RIS -N β RIS -N > β RIV -N

Forelesning nr. 13

Kaskade av kontinuerlige ideelle blandereaktorer

I en enkelt RIS-N er det umulig å oppnå en høy grad av konvertering, siden konsentrasjonen av den opprinnelige reagensen faller øyeblikkelig, og hele prosessen fortsetter med lav hastighet. Men når man utfører reaksjoner der to eller flere reagenser er involvert, er blanding av reaksjonsdeltakerne en nødvendig betingelse for implementeringen. I dette tilfellet kan du bruke reaktorer som beskriver mobilnettet modell eller modell K-RIS-N. Kaskaden består av flere seriekoblede strømningsreaktorer med ideell blanding.

Konsentrasjonen av startreagenset i et slikt system synker ikke til sluttverdien umiddelbart, men gradvis fra reaktor til reaktor. I hver reaktor er konsentrasjonen av reagenset i volumet konstant og lik konsentrasjonen ved reaktorens utløp; konsentrasjonen endres brått. Driftskonsentrasjonen i kaskaden holdes imidlertid høyere enn i en enkelt RIS-N og nærmer seg med en økning i antall reaktorer konsentrasjonsverdien i RIS-N. For n= 8 – 10, K-RIS-N ≡ RIV-N.

Beregningen av K-RIS-N kommer ned til å beregne antall trinn "n" som kreves for å oppnå en gitt grad av konvertering av reagenset. Det finnes grafiske og analytiske metoder for å beregne en kaskade av reaktorer.

Grafisk metode for beregning av K-RIS-N

La en enkel irreversibel reaksjon av n A -te orden finne sted i en kaskade av reaktorer. Hastigheten til denne reaksjonen kan beskrives ved ligningen; avhengigheten –r A = f (C A) er en kurve.

La oss utlede avhengigheten –r A = f (CA) for en enkelt kaskadereaktor.

RIS-N har en karakteristisk ligning av formen .

C A = C A0 (1-α A) C A = C A0 - C A0 α A C A0 α A = C A0 - C A

Dermed er hastighetens avhengighet av konsentrasjon for hver reaktor i kaskaden en rett linje med en helning hvis tangent er lik –1/τ.

Skjæringspunkt for en kurve og en rett linje karakterisere konsentrasjonen av reagenset i reaktoren.

For grafisk beregning av K-RIS-N trenger du:

o konstruere en kurve;

o fra punkt C A0 tegne en rett linje med en helning på –1/τ 1, hvor τ 1 er tiden reagensen er i den første reaktoren (settet);

o fra skjæringspunktet mellom kurven og den rette linjen, senk vinkelrett på "x"-aksen. Den resulterende verdien C A1 er konsentrasjonen av reagenset ved utgangen fra den første reaktoren og ved inngangen til den andre reaktoren;

o for å finne konsentrasjonen av reagenset ved utløpet av den andre reaktoren, gjenta operasjonen;

o gjenta operasjonene til den endelige konsentrasjonen av reagens C A endelig er nådd. , tilsvarende en gitt reagensomdannelse.

Antallet gjentatte operasjoner for å konstruere en rett linje er lik antall reaktorer i kaskaden.

Oftest antas reagensets oppholdstid i individuelle reaktorer i kaskaden å være den samme, det vil si at det bygges parallelle rette linjer med samme tangens til helningsvinkelen. Men den grafiske metoden kan også brukes for forskjellige verdier av τ, det vil si for forskjellige volumer av individuelle kaskadereaktorer.

Analysemetode for beregning av K-RIS-N

Mulighetene til den analytiske metoden er begrenset av kompleksiteten til de resulterende ligningene, så den brukes i de enkleste tilfellene.

La en enkel irreversibel førsteordens reaksjon finne sted i en kaskade av reaktorer.

Karakteristiske ligninger for ideelle typer isotermiske reaktorer

fra "Reaktorer i kjemisk industri"

Det viktigste teknologiske elementet i installasjonen for å utføre en kjemisk prosess er apparatet der den kjemiske reaksjonen skjer. Kjemiske reaktorer anses å være innretninger hvor det utføres kjemiske prosesser for å oppnå et bestemt stoff innenfor rammen av én teknologisk prosess.
I vid forstand kan kjemiske reaktorer inkludere mange andre enheter for å utføre kjemiske reaksjoner, som imidlertid ikke brukes til å produsere et bestemt stoff, men til et annet formål (for eksempel brennere av forskjellige typer, forbrenningsmotorer, jetfly motorer, elektriske batterier, akkumulatorer, etc.). I alle slike enheter er det viktigste ikke produktet oppnådd som et resultat av en kjemisk reaksjon, men den termiske eller elektriske effekten, mekanisk arbeid, etc.
Hvis vi vurderer de mange reaktorene som for tiden brukes i kjemisk industri, kan vi trekke følgende konklusjoner.
Oftest er kjemiske reaktorer klassifisert i henhold til følgende kriterier: kontinuitet i drift, termiske forhold, bevegelsesmåte for reaksjonsmediet og fasetilstanden til reagensene.
Kontinuitet i driften. Det er batch-, kontinuerlige og semi-batch (semi-kontinuerlige) reaktorer.
I batch-reaktorer lastes reagenser samtidig ved begynnelsen av operasjonen. Etter en viss tid som kreves for å oppnå en gitt omdannelsesgrad, tømmes reaksjonsproduktet ut. Hovedparametrene for en kjemisk prosess (sammensetning, temperatur eller trykk) endres over tid. Reaksjonens varighet kan måles direkte, for eksempel med et kronometer.
Semi-batch reaktorer kjennetegnes ved at en av fôrreagensene tilføres kontinuerlig, og den andre periodisk. Men andre alternativer er også mulig. For eksempel introduseres jodreagenser i reaktoren periodisk, og reaksjonsproduktet fjernes kontinuerlig. Slike reaktorer opererer i forbigående modus; hovedprosessparametrene endres over tid.
Termisk modus. I henhold til det termiske regimet er reaktorer hovedsakelig delt inn i isotermiske og adiabatiske.
Adiabatiske reaktorer utveksler ikke varme med det ytre miljøet. Utformingen av disse reaktorene er enkel, siden for å implementere det adiabatiske regimet er det nok å ha god termisk isolasjon.
Bevegelsesmåte for reaksjonsmediet. I fig. 1-4 viser to typer kontinuerlige reaktorer. I den første reaktoren beveger volumelementet seg uten å blandes med de foregående eller etterfølgende volumelementene. Sammensetningen av volumelementet vil endres sekvensielt langs lengden av reaktoren på grunn av den kjemiske reaksjonen. Reaktoren har ikke en eneste mekanisk design for blanding og er preget av store forhold mellom lengde og diameter. Når det beveger seg gjennom reaktoren, vil volumelementet sannsynligvis oppføre seg omtrent som et stempel i en sylinder, og forskyve det som er foran det, og det er derfor et slikt reaksjonsapparat kalles en pluggstrømsreaktor.
Pluggstrømsreaktor og full omrøringsreaktor er ideelle typer reaksjonsapparater.
I praksis er blandede reaktorer mer vanlige, der det verken er fullstendig fortrengning eller fullstendig blanding.
I fig. 1-5 viser endringen i konsentrasjonene av reagenser i reaktorer av hovedtypene.
Fasetilstand for reagenser. Hvis det under en kjemisk reaksjon er én fase i reaktoren, kalles en slik reaktor homogen. Homogene reaktorer er fylt med reagenser som enten bare er i gassform eller bare i flytende tilstand.
Hvis stoffene i reaktoren er i forskjellige aggregeringstilstander, kalles en slik reaktor heterogen. Det er like mange typer heterogene reaktorer som antall kombinasjoner som kan lages fra de tre aggregeringstilstandene: gass, væske og fast stoff.
I tillegg til klassifiseringene ovenfor, er det andre, for eksempel basert på forskjeller i strukturelle former for reaktorer.
Kriteriene ovenfor ble brukt ved sammenstillingen av tabellen. 1, som systematiserer typene industrielle reaktorer og gir også noen konkrete eksempler.
Materialbalansen for en av reagensene for et begrenset reaksjonsrom eller deler av det er den generelle ligningen for en kjemisk reaktor.
Ligning (1.3) kan også skrives med molenheter i stedet for masseenheter.
Uttrykket på venstre side av ligning (1.3) representerer akkumuleringshastigheten av reagens A i reaktoren. Den er lik null i stabil tilstand og har en endelig verdi i transient modus.

Emne 6. KJEMISKE REAKTORER

Moderne kjemisk reaktor -

2) varmevekslere;

3) blandeutstyr,

2. Høyt produktutbytte F φ- R, X.

produktivitet (råvarer) og høy grad av transformasjon X A(reagens):

i ordninger med åpen løkke preferanse gis til høy konverteringsgrad X A reagenser;

i lukkede systemer preferanse gis til høy produktivitet.

Faktorer som påvirker utformingen av rektor

1. Fysiske egenskaper og aggregeringstilstand for reagenser og produkter.

2. Nødvendig blandingsintensitet.

3 . Termisk effekt av XP og nødvendig varmeoverføringsintensitet.

4 . Temperatur og trykk er prosessparametere.

5. Aggressivitet, toksisitet av reaksjonsmassen.

6 . Eksplosjons- og brannfarer ved produksjon.

For industrien er en viktig oppgave å skaffe en viss mengde produkt i en viss tidsperiode, d.v.s. det er nødvendig å beregne reaktantenes oppholdstid i reaktoren for å oppnå en gitt grad av omdannelse. For å gjøre dette må den kinetiske modellen for denne reaksjonen være kjent. Matematisk modellering brukes for å omtrentlig beregne oppholdstiden.

En matematisk modell er et system av ligninger som relaterer visse viktigste prosessparametere.

En fysisk modell er en tegning, en prøve som viser de mest essensielle aspektene ved et objekt.

For å oppnå enklere avhengigheter under matematisk modellering blir noen parametere neglisjert.

La oss vurdere kjemiske reaktorer som opererer i isotermisk modus. Siden det i slike reaktorer ikke er noen drivkraft for varmeveksling inne i volumet deres (∆T = 0), kan varmebalanseligningen i utgangspunktet ekskluderes fra den matematiske modellen av reaktoren og den (matematisk modell) reduseres til en materialbalanseligning som tar hensyn til kjemisk reaksjon, masseoverføring og overføringsimpuls. For ytterligere å forenkle den matematiske modellen, kan vi skille REAKTORER MED EN IDEELL FLØMSTRUKTUR i en egen gruppe perfekt blanding Og perfekt forskyvning . Forutsetninger om den ideelle strømningsstrukturen gjør det mulig å ekskludere en rekke operatører fra den generelle materialbalanseligningen og dermed vesentlig forenkle beregninger basert på denne ligningen.

MODELLER AV IDEELLE REAKTORER

Oppholdstid for reagenset i RIS og RPS

La oss utvide parentesene:

←Karakteristisk ligning FIG-N.

Ligningen tillater (hvis kinetikken til prosessen er kjent) å beregne tiden som kreves for å oppnå den nødvendige konverteringsgraden.

For reaksjon P -te orden :

herfra ,

Hvor P - reaksjonsrekkefølge.

På n = 0:

På n = 1:

Avhenger kun av transformasjonsgraden X A og er ikke avhengig av startkonsentrasjonen

På n = 2:

I henhold til RIS-modellen beregnes følgende:

1) reaktorer med rørere med ikke veldig høy viskositet η av medium og ikke veldig stort volum υ av reaktoren;

2) strømningssirkulerende enheter - med høye sirkulasjonsrater;

3 ) reaktorer med "fluidisert seng" 1.

P. Pluggstrømsreaktor (PPR)

I RIS er alle volumparametere konstante.

Alle egenskaper (konsentrasjon Med en, konverteringsgrad X A, temperatur T og så videre.) endres jevnt gjennom hele reaktorvolumet, derfor kan en materialbalanse ikke sammenstilles for hele reaktorens volum.

Ris. 2. Avhengighetsgrafer:

EN) C A =f (τ eller H)b) w= f (τ eller H) V) X A = f (τ eller H)

- prosesshastighet per volumenhet

Et infinitesimalt reaktorvolum dV velges og det utarbeides en materialbalanse for det. Disse uendelig små volumene integreres så over hele reaktorens volum.

La en enkel irreversibel reaksjon skje i reaktoren uten å endre volumet υ:

Hvor , S A - henholdsvis initial og nåværende konsentrasjoner;

υ - volumetrisk strømning

Hvor V- reaktorvolum (m3);

dV er reaktorens elementære volum (m 3).

La oss oppsummere det:

(Kommer)

- Matematisk ligning balansere

elementært volum RIV-N

For å få likningen matematikk. balansen av hele reaktoren, integrerer vi den resulterende ligningen etter å ha separert variablene (over volumet til hele reaktoren):

- Karakteristisk ligning RIV-N.

Hvor w A finner vi, kjenne til prosessens kinetikk.

Den karakteristiske ligningen til RIV-N tillater, å kjenne til kinetikken til prosessen

(for å finne w A), bestemme tidτ residens av reagenser i reaktorandelen for å oppnå spesifisert konverteringsgrad X A, og deretter dimensjonene til reaktoren.

For reaksjon nth rekkefølge :

Hvor P - reaksjonsrekkefølge.

På n=0:

På n=1:

Avhenger kun av omdannelsesgraden av X A og avhenger ikke av startkonsentrasjonen;

På n=2:

I noen produksjon reaktorer konverteringsgrad X A er så ubetydelig at modellen kan brukes til beregning RIV- Dette rørformede kontaktanordninger med katalysator i rør eller ringrom ("skall og rør"), tjener til heterogene gassfasereaksjoner.

Modell undertrykkelse også brukt i design væskefase rørreaktorer med et stort forhold mellom rørlengde og diameter.

Under de samme betingelser for å utføre den samme reaksjonen, for å oppnå en lik konverteringsdybde, er den gjennomsnittlige oppholdstiden for reaktantene i en gjennomstrømnings ideell blandereaktor lengre enn i en pluggstrømsreaktor. I RIS er konsentrasjonene på alle punkter lik sluttkonsentrasjonen, og i RIV er konsentrasjonene av reagensene ved 2 nabopunkter forskjellige. Reaksjonshastigheten, ifølge ZDM, er proporsjonal med konsentrasjonen av reagensene. Derfor er den i RIV alltid høyere enn i RIS. De. Det kreves mindre oppholdstid for å oppnå samme konverteringsdybde.

III. Reaktorkaskade (RIS)

Hvis det i henhold til prosessbetingelsene er RIS-design som kreves, så kreves det store volumreaktorer for å oppnå høye konverteringsrater på kort tid.

I disse tilfellene er det mer hensiktsmessig å installere en rekke seriekoblede reaktorer (seksjoner) - reaktorkaskade . Reaksjonsblandingen passerer gjennom alle seksjoner. Man kan som et eksempel på en slik modell betrakte ikke bare et system av sekvensielt plasserte individuelle apparater, men også en strømningsreaktor, på en eller annen måte delt internt i seksjoner, i hver av disse er reaksjonsblandingen blandet.

For eksempel er en plateboblekolonne nær denne typen apparater.

Drivkraft ∆С:

ΔС RIS< ΔС Каскад РИС < ΔС РИВ

I en enkelt RIS-N endres konsentrasjonen av nøkkelreagens A brått til CA (endelig), dette antyder at reaksjonshastigheten i RIS-N er betydelig redusert. På grunn av det faktum at hver reaktor i kaskaden har et lite volum, er den brå endringen i konsentrasjon mye mindre enn i et enkelt stort volum RIS-N, derfor er prosesshastigheten i hvert trinn av kaskaden mye høyere.

RIS-N-reaktorkaskaden nærmer seg derfor RIV-N (RIV-reaktoren viser seg å være mer lønnsom enn RIS, fordi drivkraft i den, lik (konsentrasjonsgradient) ΔC = C lik - C arbeid, større enn i FIGUR).

Gjennomsnittlig drivkraft ΔС RIS<ΔС Каскад РИС < ΔС РИВ

Når en kjemisk reaksjon oppstår, oppnås den høyeste hastigheten i prosessen i RIV-N på grunn av prosessens høyere drivkraft. RIV-N har høyest produktivitet. Ytelsen til RIS-N-kaskaden er mindre enn ytelsen til RIV-N, men større enn ytelsen til en enkelt RIS-N. Jo større antall reaktorer i kaskaden, jo mindre konsentrasjonshopp, jo større er drivkraften til prosessen, jo større hastighet er prosessen og følgelig jo høyere produktivitet.

Beregning av antall kaskadetrinn

Beregning av en kaskade av ideelle blandingsreaktorer kommer vanligvis ned til å bestemme antall seksjoner av et gitt volum som kreves for å oppnå en viss konverteringsdybde.

Skille analytisk Og numeriske metoder kaskadeberegning. Anvendelse av analysemetoden er mulig dersom materialbalanselikningene kan løses analytisk med hensyn til konsentrasjon Med i. Dette kan for eksempel gjøres hvis de opptredende reaksjonene er beskrevet av kinetiske ligninger av første eller andre orden.

For å beregne antall kaskadetrinn som kreves for å oppnå den nødvendige graden av konvertering av reagenset, brukes 2 metoder:

1) algebraisk;

2) grafikk.

Eksempel

Andre ordens reaksjon gitt

2A →R, eller 2A→ R+ S,

kinetisk ligning wA = 2,5 (k = 2.5), endelig konverteringsgrad X A = 0,8, . . Bestem hvor lang tid det vil ta å utføre reaksjonen i:

EN) RIV-N;

b) RIS-N;

c) RIS-N kaskade, hvor alle deler av kaskaden har samme volum

(V 1 = V 2 =... = Vn), valgt på en slik måte at gjennomsnittlig opphold i hver av dem er lik .

Ris. 4 – Avhengighet av reaksjonshastigheten på konsentrasjonen av dagen for beregning av antall seksjoner av en kaskade av ideelle blandereaktorer.

Fra figur 4 ser vi at for å oppnå den angitte konverteringsgraden trengs det fire seksjoner. Viser seg, chyu ved utgangen fra 4. seksjon transformasjonsgraden er enda høyere enn den som er spesifisert av betingelsen, men i tre seksjoner er transformasjonsgraden det ikke er oppnådd).

Dermed er den totale gjennomsnittlige oppholdstiden for reagenser i en kaskade av ideelle blandereaktorer

For beregning kaskade RIS-N analytisk metode komponere

for hvert trinn i kaskaden ligningen materialbalanse:

IV. Batch reaktor (RPR)

I RPD visse mengder reagenser lastes om gangen og holdes i den til de inntil ønsket grad av konvertering er oppnådd. Etter dette tømmes reaktoren.

Konsentrasjonsfordeling S A reagens i enhver grad av blanding av reagenser ligner på RIV:

derimot opptreden RIV ovenfor:

gitt grad av konverteringX A oppnås i RIV på kortere tid τ:

spesifisert i RPD grad av konverteringX A oppnådd i tide

τ kjemi. reaksjoner +τ hjelpeoperasjoner (lasting og lossing) derfor er ytelsen til RPD lavere:

Siden τ RIV< τ РПД =>P RIV >P RPD, så vanligvis:

Til liten tonnasje industrier (f.eks. legemidler) brukes RPD;

Til stor tonnasje – gi maksimal ytelse RIV-N.

Polytermisk

Reaktorer karakterisert ved delvis fjerning av reaksjonsvarme eller tilførsel av varme utenfra i henhold til et gitt program for å endre temperaturen T° langs reaktorens høyde ("programvarekontrollert reaktorer").

Eksempel: Blandereaktorer RIS- periodisk handling.

Når man studerer og kvantitativt vurderer prosesser i en reaktor, brukes temperaturberegningsformler for å utlede varme balanserer.

Varmebalanse basert på loven om bevaring av energi E:

Varmetilførselen i en gitt produksjonsreaksjon må være lik forbruket i samme operasjon: Q in. =Q forbruk

Varmebalanser er kompilert i henhold til materialbalansen i prosessen og de termiske effektene av kjemiske reaksjoner, samt fysiske transformasjoner som skjer i reaktoren, under hensyntagen til tilførsel av varme fra utsiden, samt fjerning av varme med reaksjonsprodukter og gjennom reaktorens vegger.

I. Adiabatisk reaktor (vanligvis RIV)

I følge den ideelle modellen er det ingen varmeveksling med omgivelsene i en adiabatisk reaktor. Under reelle forhold oppnås nærmer seg fravær av varmeoverføring på grunn av god isolasjon av reaktorveggene fra miljøet (doble vegger, isolasjonsmateriale)

Temperaturendring T 0 i en adiabatisk reaktor ΔT° = T° kon. - T° start proporsjonalt

- grad av konvertering reagens X A

- konsentrasjoner hovedreagens ,

- termisk effekt Q r reaksjoner

og omvendt proporsjonal

- gjennomsnittlig varmekapasitet reaksjonsblanding.

Til eksotermisk reaksjoner ΔH< 0 ΔT° = T° кон. - T° нач > O (+ tegn)

Til endotermisk reaksjoner ΔH > 0 ΔT° = T° slutt. - T° start< О (знак-)

applikasjon

Ved å bruke RIV adiabatisk reaktormodell, kontakt enheter med katalysatorfilterlag.

Denne modellen er også anvendelig for beregning av kammerreaktorer for homogene reaksjoner, for direktestrømsabsorbenter med en isolerende foring (foring), der gass beveger seg mot den sprøytede væsken.

Adiabatisk RIV-N er egnet for å utføre eksoterme reaksjoner. Hvis varme ikke tilføres utenfra, fortsetter prosessen i autotermisk modus (på grunn av varmen fra selve den kjemiske reaksjonen).

Endoterme reaksjoner utføres også i adiabatisk modus, men i dette tilfellet tilføres reaksjonsmassen sammen med damp.

II. Isotermisk reaktor

Analyse adiabatiske ligninger

ΔT° = T° slutt. - T° start =

viser det til isotermiske reaktorer

reaktorer kan nærme seg liten betydninger:

Q x.r. - spesifikk termisk effekt (per stoffenhet);

- - initial konsentrasjon av reagenset;

- X A- grad av transformasjon

på stor verdier

- - termisk ledningsevne reaksjonsblanding.

applikasjon

Praktisk talt isotermiske reaktorer:

For behandling av lavkonsentrert(↓ C A) gasser ( → 0), Og

Reaktorer der exo- Og endo termiske effekter er praktisk talt

er balansert (q x.p →0). De. et isotermisk regime observeres i tilfellet når den termiske effekten av hovedprosessen kompenseres av termiske effekter av bireaksjoner eller fysiske prosesser (fordampning, oppløsning) lik i størrelse, men motsatt i fortegn

Når du modellerer til helt isotermisk reaktorer inkluderer flytende reaktorer

- (F - F) - emulsjon

- (F - T) - fjæring

Med mekanisk, pneumatisk og jet-sirkulasjon blandeutstyr.

Isotermisk regime observeres på hyllene skummende Og boblende apparat ikke stor i størrelse, i noen kontaktenheter med stasjonær katalysator.

Regimet kan være nært isotermisk aAdsorpsjon Og aabsorberende enheter hvor varmen som genereres under adsorpsjon eller asorpsjon brukes på fordampning av vann eller andre løsemidler.

Isotermisk modus kan oppnås gjennom varmevekslingsenheter ved å tilføre eller fjerne varme fra reaktoren. Varmefjerningen for en eksoterm reaksjon er proporsjonal med hvor mye som skal frigjøres. Tipset for endo er å bli absorbert.

APPLIKASJONER

Polytermisk modus observert i reaktorer der termisk effekt Qx. s. Den kjemiske hovedreaksjonen kompenseres bare delvis av de termiske effektene av bireaksjoner eller fysiske prosesser som er motsatt i fortegn til hovedprosessen.

Slike reaktorer inkluderer mange sjakt- og masovner.

Måter å implementere det

Optimale temperaturforhold – dette er et temperaturregime som gir en økonomisk gjennomførbar maksimal produktivitet av P for målproduktet (ved maksimal mulig hastighet w r prosess), mens det er nødvendig å oppnå høy konvertering - for enkle reaksjoner og høy selektivitet - for komplekse reaksjoner.

Løsningen på det praktiske problemet med å utføre en prosess i en industriell reaktor i samsvar med det optimale temperaturregimet avhenger av mange faktorer og fremfor alt av den termiske effekten og reaksjonskinetikken.

Ved å analysere denne reaksjonshastighetsligningen konkluderer vi med at en økning i reaksjonshastigheten vil føre til:

Temperaturøkning;

Redusert konverteringsfrekvens.

For å kompensere for reduksjonen i hastighet w r reaksjoner med økende grad av konvertering Ha det er tilrådelig å øke temperaturen T°. Derfor eksotermisk(ΔН<0) enkel(A→R) irreversible (→) det er tilrådelig å utføre reaksjoner i adiabatisk RIV (ingen varmeveksling med miljøet - reaktorer som opererer uten å tilføre eller fjerne varme Q til omgivelsene gjennom reaktorens vegger. At. all varme som frigjøres eller absorberes under reaksjonen akkumuleres (absorberes) av reaksjonsblandingen)

I dette tilfellet er det mulig å sikre høy hastighet w r reaksjoner og høy opptreden P-reaktor uten bruk fremmede varmekilder Q.

Temperaturen øker med økende konvertering, derfor øker også hastighetskonstanten, noe som betyr at hastigheten på prosessen også øker.

Den beste organiseringen av prosessen oppnås hvis varmen Q produkter som forlater reaktoren tjener til å varme opp reaktantene når de kommer inn i reaktoren.

Reaksjoner endotermisk (ΔH>0) enkel(A→R) irreversible (→) det er ulønnsomt å utføre i adiabatisk RIM, men det er mer hensiktsmessig å utføre det i reaktorer med varmetilførsel Q, opprettholde en viss temperatur T0, maksimalt mulig av strukturelle og teknologiske årsaker (isotermisk, polytermisk). (med økende konvertering synker temperaturen, noe som betyr at både hastighetskonstanten og selve hastigheten synker). Endoterme prosesser utføres fortsatt i det adiabatiske RIV-N, men tilførselen av råstoff skjer sammen med damp.

Enkle reversible reaksjoner

(↔ )

Ved å analysere denne reaksjonshastighetsligningen konkluderer vi med det Øk hastighet w r reaksjoner vil føre til en økning temperaturer:

T 0 => w r

For fart w r reaksjoner påvirkes også av tegnet termisk effekt Q r(eller entalpi ΔH):

1) Hvis den direkte reaksjonen er endotermisk ΔН>0 ( varmeabsorpsjon)

deretter øke temperatur T 0 vil også ha en gunstig effekt på situasjonen kjemisk likevekt ↔ (vil skifte det er til siden direkte reaksjon →).

Derfor utføres slike reaksjoner i reaktorer med varmetilførsel på samme måte som irreversible (→) endotermisk (ΔH >0) reaksjoner.

2) Hvis den direkte reaksjonen er eksotermisk (ΔH< 0) (med varmeavgivelse)

da kommer prosessens KINETIKK og TERMODYNAMISK i konflikt: en økning temperatur T 0 vil påvirke situasjonen negativt kjemisk likevekt ↔ (vil flytte den til siden omvendt reaksjon ←).

Derfor brukes følgende modus:

- i begynnelsen av prosessen når produktkonsentrasjon Med R fortsatt liten

temperaturen økes T 0 før, Ha dethastighet prosess w r vil ikke bli høy nok;

- på slutten av prosessen - temperaturen reduseres gradvis T 0 ↓ Av linjer

optimale temperaturer (LOT) slik at hastigheten på prosessen w r holdt seg så høyt som mulig under de gitte forholdene.

Dette regimet er ikke mulig verken i en adiabatisk eller en isotermisk reaktor. En tilnærming til denne modusen er REV, plassert inne i varmevekslerrøret, inne som kjølemiddelet passerer.

En annen måte er å utføre prosessen i en flerseksjonsreaktor, der hver seksjon opererer i adiabatisk modus, men det er kjøling mellom seksjonene.

For endoterme (reversible og irreversible) reaksjoner er det tilrådelig å utføre den kjemiske prosessen i reaktorer med varmetilførsel, og det er ønskelig å sikre en ganske jevn temperaturfordeling i hele reaktorvolumet. En vanlig type apparat for å utføre endotermiske reaksjoner er rørformede reaktorer, som i utforming ligner på skall-og-rør varmevekslere. I disse enhetene representerer rørrommet selve reaktoren, der reagensene beveger seg i en fortrengningsmodus, og et kjølemiddel, for eksempel røykgasser, passerer gjennom mellomrørsrommet. En rørreaktor for gjennomføring av katalytiske reaksjoner, oppvarmet av røykgasser, brukes spesielt for dampreformering av naturgass. En retortovn for syntese av butadien fra etylalkohol har en lignende design, der

Ovn

Ris. Rørformede reaktorgasser

for endotermisk

I stedet for rør plasseres katalysatoren i retorter - smale kanaler med rektangulært tverrsnitt. I slike reaktorer må tverrsnittsbredden til kanalene som reaksjonsblandingen beveger seg gjennom være liten for å oppnå en ganske jevn temperaturfordeling over tverrsnittet. Siden i virkelige reaktorer avviker det hydrodynamiske regimet fra det ideelle fortrengningsregimet, der forholdene utjevnes i et hvilket som helst tverrsnitt, avviker temperaturen i midten av kanalen fra temperaturen ved veggen. I rør med stor diameter er temperaturen ved røraksen betydelig lavere enn temperaturen ved veggen. Følgelig er reaksjonshastigheten i den delen av reaksjonsstrømmen som beveger seg nær røraksen lavere enn gjennomsnittshastigheten i apparatet. Når du utfører katalytiske prosesser, er det mulig å påføre katalysatoren bare på den indre overflaten av rørene, noe som vil sikre omtrent samme temperatur i hele reaktoren.

Homogene endoterme reaksjoner kan også utføres i reaktorer med intensiv blanding og varmeveksleroverflate, siden man i dette tilfellet vil sikre en jevn temperaturfordeling i hele reaktoren.

Eksoterme reaksjoner utføres som regel enten under adiabatiske forhold eller i apparater med varmefjerning.

Når irreversible eksoterme reaksjoner oppstår, fører en økning i temperaturen helt klart bare til en økning i prosessens hastighet. For å redusere energikostnadene er det fordelaktig å utføre slike reaksjoner i en autotermisk modus, når den nødvendige temperaturen kun tilveiebringes av den frigjorte varmen fra en kjemisk reaksjon uten å tilføre energi fra utsiden. Det er to temperaturgrenser (nedre og øvre), mellom hvilke det er tilrådelig å utføre prosessen.

Den nedre grensen er temperaturen ved hvilken hastigheten på den eksoterme reaksjonen (og følgelig hastigheten på varmeavgivelsen) er tilstrekkelig til å sikre et autotermisk regime. Under denne varmen er hastigheten for varmefrigjøring mindre enn hastigheten for varmefjerning med reaksjonsstrømmen som forlater reaktoren, og temperaturen i det strømningsadiabatiske apparatet vil synke.

Den øvre temperaturgrensen er assosiert med sideprosesser (sidekjemiske reaksjoner eller fysiske sidefenomener), så vel som med varmebestandigheten til strukturelle materialer. For eksempel, når du utfører heterogene prosesser for avfyring av granulært fast materiale, fører en temperaturøkning over en viss grenseverdi til sintring av faste partikler, og følgelig til en økning i tiden for deres fullstendige transformasjon og en reduksjon i reaktorproduktiviteten. . Ofte er temperaturøkningen begrenset av styrken til strukturelle materialer og det uhensiktsmessige ved å bruke dyre varmebestandige materialer.

Når du utfører eksoterme prosesser for mikrobiologisk syntese, begrenses temperaturøkningen av levedyktigheten til mikroorganismer. Derfor er det tilrådelig å utføre slike prosesser i reaktorer med varmefjerning, og for å unngå lokal overoppheting er det bedre å bruke reaktorer der det hydrodynamiske regimet nærmer seg ideell blanding. Intensiv blanding i slike prosesser sikrer ikke bare jevn temperaturfordeling, men intensiverer også stadiene av oksygenmasseoverføring fra gassfasen til væskefasen.

Reversible eksoterme reaksjoner må utføres i samsvar med den optimale temperaturlinjen, dvs. senke temperaturen i apparatet ettersom graden av omdannelse av reagensene øker. Denne modusen er ikke mulig i verken adiabatiske eller isotermiske reaktorer: i en adiabatisk modus er en økning i graden av omdannelse ledsaget av frigjøring av varme og oppvarming, snarere enn avkjøling, av reaksjonsblandingen; i isotermisk modus forblir temperaturen konstant og endres ikke med økende konverteringsgrad.

Det er ekstremt vanskelig å utføre prosessen strengt på linje med optimale temperaturer. Dette kan gjøres i en reaktor med en varmevekslerflate som opererer i en fortrengningsmodus, forutsatt at mengden varme som fjernes gjennom reaktorveggen vil være forskjellig i forskjellige deler av apparatet. Reagensene bør varmes opp til høy temperatur før reaksjonen startes, og varmefjerning bør gis umiddelbart etter at de kommer inn i apparatet. Hvis reaktoren er delt langs lengden i flere seksjoner, for å sikre bevegelse langs linjen med optimale temperaturer, må mengden varme som fjernes i hver av dem være litt større enn mengden varme som frigjøres under reaksjonen. Det bør tas i betraktning at når omdannelsesgraden øker, reduseres reaksjonshastigheten, og følgelig reduseres hastigheten for varmefrigjøring. Derfor, i seksjonene av reaktoren hvor reaksjonen er fullført, må mindre varme fjernes enn i de første seksjonene.

Emne 6. KJEMISKE REAKTORER

Enhver CTP er umulig uten en kjemisk reaktor, der både kjemiske og fysiske prosesser finner sted.

KJEMISKE REAKTORER (fra det latinske re - prefiks som betyr omvendt handling, og aktør - å sette i verk, handle), industrielle enheter for å utføre kjemiske reaksjoner. Utformingen og driftsmodusen til en kjemisk reaktor bestemmes av typen reaksjon, fasetilstanden til reagensene, prosessens natur over tid (periodisk, kontinuerlig, med varierende katalysatoraktivitet), bevegelsesmåten til reaksjonsmediet (periodisk, halvflytende, med resirkulering), den termiske driftsmodusen (adiabatisk, isotermisk, med varmeveksling), type varmeveksling, type kjølevæske.

Moderne kjemisk reaktor - Dette er en kompleks enhet som har spesielle enheter, for eksempel:

1) laste- og losseanordninger (pumper);

2) varmevekslere;

3) blandeutstyr,

designet for å oppnå målproduktet, utstyrt med et komplekst system av instrumentering og kontrollinstrumenter.

Krav til industrielle reaktorer

1. MAKS produktivitet og arbeidsintensitet.

2. Høyt produktutbytte F og prosessens høyeste selektivitet φ- dette sikres av reaktorens optimale driftsmodus (T, R, C), høy grad av konvertering X.

3. Optimalt energiforbruk for masseoverføring i en reaktor

Det er en motsetning mellom kravet til høy produktivitet (råvarer) og høy grad av transformasjon X A(reagens):

i ordninger med åpen løkke preferanse gis til høy konverteringsgrad X A reagenser;

i lukkede systemer preferanse gis til høy produktivitet.

Når man produserer et produkt av høy kvalitet, må reaktoren sikre minimumskostnadene.

Klassifisering av kjemiske reaktorer

1) Etter designfunksjoner:

Ris. 1 – Hovedtyper av kjemikalier. reaktorer: en – kapasitiv gjennomstrømningsreaktor med røreverk og varmevekslerkappe; b – flerlags katalytisk reaktor med mellom- og varmevekslerelementer; c – kolonnereaktor med pakking for en to-fase prosess; d – rørreaktor; I-startstoffer; P – reaksjonsprodukter; T - kjølevæske; K - katalysator; N - dyse; TE – varmevekslerelementer.

I RIS er alle volumparametere konstante.

Ris. 2. Avhengighetsgrafer:

EN) C A =f (τ eller H)b) w= f (τ eller H) V) X A = f (τ eller H)

- prosesshastighet per volumenhet

Et infinitesimalt reaktorvolum dV velges og det utarbeides en materialbalanse for det. Disse uendelig små volumene integreres så over hele reaktorens volum.

La en enkel irreversibel reaksjon skje i reaktoren uten å endre volumet υ:

Hvor , S A - henholdsvis initial og nåværende konsentrasjoner;

υ - volumetrisk strømning

Hvor V- reaktorvolum (m3);

dV er reaktorens elementære volum (m 3).

La oss oppsummere det:

(Kommer)

- Matematisk ligning balansere

elementært volum RIV-N

For å få likningen matematikk. balansen av hele reaktoren, integrerer vi den resulterende ligningen etter å ha separert variablene (over volumet til hele reaktoren):

- Karakteristisk ligning RIV-N.

Hvor w A finner vi, kjenne til prosessens kinetikk.

Den karakteristiske ligningen til RIV-N tillater, å kjenne til kinetikken til prosessen

(for å finne w A), bestemme tidτ residens av reagenser i reaktorandelen for å oppnå spesifisert konverteringsgrad X A, og deretter dimensjonene til reaktoren.

For reaksjon nth rekkefølge :