книги / Физико-химические основы технологических процессов
..pdfМодель изотермического процесса в реакторе идеального вытес нения (РИВ) и реакторе идеального смешения периодического дей ствия (РИС-п) описывается уравнениями:
т =
Модели изотермического процесса для основных простых и слож ных реакций в реакторе идеального вытеснения (РИВ) и реакторе иде ального смешения периодического действия (РИС-п) представлены в табл. 3.2.
Сопоставление процессов в реакторах идеального вытеснения и идеального смешения непрерывного действия. Сравним процес сы, протекающие в РИВ и РИС-н по интенсивности. Для достижения одинаковой степени превращения условное время в режиме РИВ меньше той же величины для РИС, соответственно, и объем РИВ бу дет меньше, чем объем РИС-н.
Для подтверждения этого результата воспользуемся графическим методом решения уравнений математических моделей реакторов:
тРИВ |
_ с ° - с |
9 |
_ |
^ • |
^РИС |
® |
|||
|
СО |
|
|
|
Условное время в режиме ИВ определится площадью под кривой |
||||
зависимости 1/со от концентрации С, условное время |
в режиме ИС |
|||
определяется |
в координатах 1/со от С площадью прямоугольника со |
|||
сторонами С - |
С° и 1/со. Таким образом, условное время в РИВ зна |
чительно меньше, чем в РИС.
Влияние порядка реакции на эффективность проведения процес са в режиме ИВ или ИС рассмотрим на примере расчета условного времени пребывания в реакционной зоне при протекании реакций первого, второго, третьего порядков.
Пусть степень превращения равна 0,8, исходная концентрация компонента А - 2 кмоль/м3, константа скорости реакции - 4 ч"1.
Изотермический процесс в проточном реакторе идеального смешения
Реакция
Простая необратимая ре акция А —►В
Простая необратимая ре акция А2-* В
Обратимая реакция А<->В
Модель процесса
<С° - С л )= *Сд; |
1 = к(1-х) |
t |
t |
(С° " Са) =ЛС2; |
Х =кСЦ\ x f |
у = £ ,(1 -х)-£ 2х;
t-> к,1—
СО х =-----
(*i+*2)
Определение текущей концентрации
г |
С° |
kt |
|
А (l+kty |
х (1-kt) |
хкС°А
(1- x f |
* |
с_ c°(i-v) .
Аi+(kl+k2)t’
х - |
кх* |
х |
l + (yt,+/t2V ’ |
х—>• х равновесной
Параллельная реакция |
|
|
|
с - |
с ° |
• |
А—Ь_>.в |
|
|
|
|||
|
|
|
А 1 + (Л, |
’ |
||
А— »С |
£ s.-lcC ■ |
—^ = £ С |
|
fyC° |
|
k2tC° |
|
Л1°А > |
^ Л2'-'А |
в |
1 + {kl+k2)t’ |
с |
l+ (kl+k2)t |
|
|
|
Реакция |
Модель процесса |
Определение текущей |
||||||
концентрации |
||||||||
Последовательная |
С° - С |
С |
||||||
с - с° • |
с |
- |
|
|
||||
реакция |
(1 |
k l t C ° |
||||||
А —>В—»С |
|
|
А 1чАт,г |
в |
|
+ у)(1+ k2t) ’ |
||
|
— |
- к С |
_ |
кхк /С ° |
||||
|
j |
Л2°В |
С~(1+У)(1+У) |
|||||
|
|
|
||||||
|
|
|
|
|
|
|
Таблица 3.2 |
|
Изотермический процесс в реакторе идеального вытеснения (РИВ) |
|
|||||||
и реакторе идеального смешения периодического действия (РИС-п) |
|
|||||||
Реакция |
Модель процесса |
Определение текущей концентрации |
||||||
и времени |
|
|
||||||
Простая |
|
|
О |
А- |
|
|
||
необратимая |
|
|
> И |
Л а |
|
|
|
|
|
|
|
*■ |
|
|
|||
реакция |
|
|
н и |
|
|
|||
А —►В п=1 |
f |
|
Г \ |
|
|
|
||
|
|
|
|
|
|
|||
|
|
|
|
|
|
|
Простая
необратимая
реакция А2^ В п=2
dC« -к-С2 ■ |
с = |
с°А |
|
dt |
А’ |
А C°A-kt + \ ’ |
|
|
|
_ |
ktc02 |
Х 1 + C°fe
Реакция
Простая
необратимая
реакция А+В —>С п=2
Обратимая
реакция А<->В л=1
Параллельная
реакция
А—Ь—>В
А—
Последовательная
реакция А —>В—»С
Модель процесса
-^ ■ = * с д -св ;
^=к-(С°А-х)-(С°в - х)
at
со =к,-С 1 -к2-С°в ;
^ =кг (С0А- х ) - к 2-(С°в -х ) at
dt
~1 к " * к'СА’ ■ §= *'(с« _л:);
W B = WA-W c =klCA- k 2CB;
Wc |
= dC*= k2CB |
|
с |
dt |
2 в |
Окончание табл. 3.2
Определение текущей концентрации и времени
,= |
* |
1 |
1пС^ в - |
|
|
|
|
|
|
Св -С“ ’ |
|
, _ 1 |
1 |
|
ta (C j-*)•<£ |
||
к С°а ~Св |
(Св -х)-С® |
||||
с |
*, |
Co( * . +e- W |
); |
||
х= |
*• |
(l |
И*'+у') |
|
|
|
С — |
Г° .р-(к\+кт)1• |
|
||
|
'-'А *“ Ч\ |
^ |
’ |
|
|
Св |
|
С“(1-е - (*|+*г)'); |
|||
в |
*,+*2 |
AV |
|
’ |
|
с с = 7 ^ |
|
0 - * - ^ ) |
|||
СА= < • * '* : |
|
х = С :(1-е-*-‘); |
|||
|
|
|
к2-к\ |
|
|
Сс " С О |
+ т - ^ т г ^ ' - г Ц |
г ^ 1') |
|||
|
к2 ~кх |
|
к2 —к{ |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
/7=1 |
|
|
|
|
|
|
|
|
X |
|
|
|
|
|
|
х |
|
0,8 |
= 1(ч); |
|
|
|
|
|
РИС |
к-С 0п- \ \ - х ) л *•(1-х) |
|
4-0,2 |
|
||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
х |
|
|
1 |
|
*г |
dx |
1 |
t dx |
1 |
1 |
|
||
|
|
* ^ 4 ( 1 - * ) ’ |
— |
----- = —In------ = 0,4(ч); |
||||||||||
|
|
|
РИВ |
£ j l - x |
к 1 -х |
|
||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
_ |
Т РИС |
2,5. |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Т РИВ |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
/7 =2 |
|
|
|
|
|
|
X |
|
= |
|
|
|
|
|
X |
|
|
0,8 |
= 2,5(4); |
|
|
|
к • CJ |
|
|
|
|
|
|
|
|
||||
|
РИС |
(1 - х)" &-С0(1-х)2 |
4-2-0,22 |
|||||||||||
|
|
|
|
|||||||||||
|
- _JL_ |
|
|
- _L_ f |
<£с |
|
|
|
х |
0,8 |
||||
|
“ Ы |
Г 1 |
|
vV ” Ь Г . J| |
|
|
|
|
|
= 0,5(4); |
||||
|
^•Q”", oJ( l- x ) n |
Л-С0 o (l- x )2 |
£ C 0(l- x )% - 2 - 0 ,2 |
|||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
K.=haiL =5 |
|
|
|
|||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
трив |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
/7=3 |
|
|
|
|
|
|
x |
|
|
|
* |
|
|
|
X |
|
|
|
0,8 |
= 6,25(4); |
|
|
*-С0-(1 -х )" |
Ь С 2(1 -х)3 |
|
|
|||||||||
|
РИС |
4-22-0,23 |
||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||
T |
1 |
|
V |
dx |
|
_ |
1 |
у |
dx |
_ |
|
2x |
_ 2-0,8 |
|
|
|
о(1 -х)и |
^-Q2 0( l- x )3 |
A:-CQ( l- x ) 2 |
4-4-0,04 |
|||||||||
PUB |
|
|
||||||||||||
|
|
|
||||||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
^ _ |
Т РИС |
2,5. |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Т РИВ
Как видно из представленных данных, интенсивность процесса значительно выше в режиме РИВ, наиболее значительна разница в ве личине константы скорости К при протекании реакции второго порядка.
В проточном РИС скорость процесса определяется скоростью химической реакции (кинетическая область). Использование РИС-Н наиболее эффективно при протекании медленных реакций. Для дос тижения необходимой степени превращения используют каскад ре акторов РИС-н.
В РИВ скорость процесса определяется скоростью диффузии (процесс протекает в диффузионной области).
3. Неизотермический процесс в химических реакторах
При протекании ХТП температура в реакторе может изменяться
врезультате выделения (поглощения) тепла реакции, отвода тепла
спомощью теплообменной аппаратуры и т.д.
Рассмотрим основные расчетные формулы, описывающие неизотермический процесс в химических реакторах идеального смешения и идеального вытеснения.
Режим идеального смешения (периодический) и идеального вытеснения с теплообменом. Процесс описывается системой диф ференциальных уравнений:
dC_ = со, dt
4 T ^ tia _ K , . - F T
(3.19)
*s V
t=0 СА=С°, T=f,
где Кт~ коэффициент теплопередачи; ^ -п л о щ ад ь теплообмена. Уравнения являются нелинейными дифференциальными уравне
ниями и решаются численными графическими методами.
При проведении процесса в адиабатическом режиме можно уста новить зависимость между температурой и степенью превращения исходного вещества:
Q - C . |
(3.20) |
AT = —----- (адиабатический разогрев). |
C P
В адиабатическом режиме уравнения примут вид dx/dt =(i>,
dT/dt =АТал-со, при / = 0 Т =Т0, х =х0.
Разделив второе уравнение на первое и проинтегрировав его в пре
делах от Хо до х и от Т0 до Т получим |
|
T - T ° = A T J X - X0) = Q ^ ( X - X0) |
(3.21) |
Режим идеального смешения проточный с теплообменом РИС-н. Математически процесс в РИС-н описывается уравнениями:
(с -с°)А = о > ,
rji IJ-lO |
КТл |
(Т - Т х). |
(3.22) |
|
t |
||||
■К |
||||
|
|
|||
|
|
|
||
При адиабатическом протекании процесса |
|
|||
Т - Т ° = Qp'C- x A или Т - Т ° =АТт -а>. |
(3.23) |
|||
с р |
|
|
|
|
Уравнение совпадает с уравнением, полученным |
для РИВ. |
В обоих режимах величины разогрева равны при одинаковой степени превращения.
При протекании реакции первого порядка и хй = 0 уравнения примут вид
x/t =k(1-х),
(3.24)
(T - T 0)/t = ATn -k-(}-x).
После преобразований получим
kt
(3.25)
l + kt
Возможно одно или три решения уравнения, следовательно, воз можно существование одного или трех стационарных режимов в РИС-п при одинаковых условиях. Из трех режимов - два устойчи вых и один - неустойчивый.
4. Процессы в каталитическом реакторе
Каталитические процессы в промышленности осуществляются в каталитических реакторах.
Классификация каталитических реакторов.
По гидродинамике взаимодействия катализатора с потоком га за можно выделить:
•Реакторы с неподвижным слоем катализатора. Чаще всего реак торы описываются моделью ИВ и представляют многополочные ап параты (см. реакторы 5,9,11 на рис.3.1).
•Реакторы со взвешенным слоем катализатора. Реакторы описы ваются моделью ИС (см. реакторы 8 на рис. 3.1).
•Реакторы с движущимся слоем катализатора.
По температурному режиму можно выделить адиабатические, изотермические и политермические реакторы. Реакторы ИВ чаще всего эксплуатируются в адиабатическом или политермическом ре жимах, реакторы ИС - в изотермическом режиме.
Основные технологические параметры, необходимые для рас чета каталитического реактора:
X - степень превращения;
А - активность катализатора:
А = 5*. =ехр(Д£/ RT) , |
(3.25) |
К |
GK х |
где Кк, К - константы скорости реакции, протекающей в присутствии
катализатора и без него |
соответственно; Gn, GK - |
масса продукта |
||
и масса катализатора; |
|
|
|
|
S - селективность катализатора - отношение массы исходного |
||||
вещества, превращенного в целевой продукт |
к массе исходного |
|||
вещества GHCX: |
|
|
|
|
|
S = ^ - \ |
|
|
(3.26) |
|
Gисх |
|
|
|
т - время контакта |
катализатора |
с реагентом, |
т определяется |
|
с учетом выбранной модели реактора - |
РИВ или РИС; |
|||
/ - интенсивность работы катализатора |
|
|
||
|
/ = D0C V p -p, |
|
(3.27) |
где и0 - объемная скорость газа; С° - исходная концентрация компо нента; р - плотность продукта; р - коэффициент, учитывающий из менение объема реакционной смеси; а - отравляемость катализатора; Н - высота слоя; Тот- оптимальная температура.
Рассмотрим алгоритм расчета многополочного каталитического реактора при протекании обратимой экзотермической реакции.
Для экзотермической реакции, как было показано выше (см. мо дуль 2, подразд. 3.2), для достижения заданной степени превращения необходимо поддерживать оптимальную температуру на каждом слое катализатора, что возможно в многослойном реакторе с проме жуточным охлаждением реакционной смеси (с промежуточным от водом тепла).
1. Вычисление Кр, Хр в зависимости от температуры, расчет Гопт. Построение зависимости Хр- Т (рис. 3.5).
На рис. 3.5 прямыми наклонными линиями отображен ход адиа батического процесса в слоях катализатора, между которыми темпе ратура реакционной смеси уменьшается за счет теплоотвода, но сте пень превращения не меняется (прямые горизонтальные линии на рисунке). Для достижения заданной степени превращения при из вестной начальной температуре необходим 4-полочный аппарат.
Рис. 3.5. Х -Тдиаграм м а
2.Составление материального баланса для каждого слоя катали затора с применением X - Т диаграммы.
3.Расчет константы скорости реакции по заданному кинетиче скому уравнению или по известному значению величины энергии активации.
4.Расчет времени контакта на каждом слое с использованием ки нетических уравнений модели реакторов (РИС или РИВ).
5.Расчет объем катализатора на каждом слое на основании рас-
считанного времени контакта и известного расхода газа76(К ■= т
6.Расчет основных размеров аппарата (Н с, площадь, диаметр).
7.Расчет гидравлического сопротивления слоя (АР) проводится по соотношению
|
5 - Я - £ - р - с о 2 |
(3.28) |
|
Д Р = |
|
|
8-е2 |
|
где £, |
- коэффициент гидравлического сопротивления |
слоя, при |
Re < 50 |
£ = 220/Re, при Re > 50 £ = 11,6/Re0’25; Н - высота слоя, м; |