книги / Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза.-1
.pdf
|
|
|
|
|
|
Окончание табл. 3.3 |
|
Класс Фазовое |
Фазовое |
Вид катализатора |
Конструктивный |
Пример химического процесса |
|||
состояние |
состояние |
|
тип |
реактора |
|
|
|
реагентов |
катализа |
|
|
|
|
|
|
или среды |
тора |
|
|
|
|
|
|
г - ж |
Ж |
Взвесь в жид |
Типа |
«Эр |
Жидкофазное окисление ал- |
||
|
(или Т) |
кости |
лифт» |
|
|
килбензолов |
|
г - ж |
ж - ж |
То же |
Аппарат с ме |
Синтез этилхлорида и ди |
|||
|
|
|
телкой |
|
хлорэтана |
|
|
ж |
ж |
Эмульсия |
То же |
|
Алкилирование |
углеводоро |
|
|
|
|
|
|
|
дов в присутствии |
H2S 0 4 |
ж |
ж |
То же |
Колонный, |
Получение алкилсульфатов |
|||
|
|
|
эжектор-отстой- |
|
|
||
|
|
|
ник, |
турбосме |
|
|
|
|
|
|
ситель-отстой- |
|
|
||
|
|
|
ник |
|
|
|
|
Классификация реакторов с фильтрующим слоем катализатора по типу под вода или отвода тепла приведена в табл. 3.4.
Т а б л и ц а 3.4. Классификация реакторов с фильтрующим (стационарным) слоем катализатора по типу подвода или отвода тепла
К ласс |
Тип подвода (отвода) |
Вид реакторного |
Тип процесса |
П римеры |
химических |
|
тепла |
устройства |
|
процессов |
|
1 |
Периодический |
Реактор с ме |
Изотермиче |
Реакции |
полимери |
|
|
шалкой |
ский |
зации, поликонденса |
|
|
|
|
|
ции |
|
2
3
3.1
3 .2
За счет внешних теп |
Трубчатый |
ре |
То |
же |
Получение |
акрило |
||
лообменников |
|
актор |
|
|
|
вой кислоты окислени |
||
|
|
|
|
|
|
ем пропилена; окисле |
||
|
|
|
|
|
|
ние пропилена в акро |
||
|
|
|
|
|
|
леин |
|
|
За счет внутренних |
Колонный |
ап |
Политермиче- |
Получение |
уксусной |
|||
теплообменников: |
парат |
|
ский |
(на ступе |
кислоты |
окислением |
||
|
|
|
|
нях — адиабати- |
уксусного |
альдегида |
||
ступенчатый с те |
|
|
ческий) |
Газофазное гидриро |
||||
|
|
|
|
|||||
плообменниками |
|
|
|
|
вание |
|
|
|
между полками |
|
|
|
|
|
|
|
|
ступенчатый с ох |
|
|
|
|
Гидрирование насы |
|||
лаждением |
между |
|
|
|
|
щенных |
альдегидов; |
|
полками за счет |
|
|
|
|
синтез метанола из С О |
|||
дополнительного |
|
|
|
|
и Н2 |
|
|
|
введения |
холод |
|
|
|
|
|
|
|
ных реагентов
Как было показано ранее, по гидродинамическому режиму реакторы делятся на: реакторы идеального вытеснения; реакторы полного смешения; каскад ре акторов полного смешения.
По температурному режиму реакторы подразделяют на: адиабатические; изотермические; политермические.
Классификация реакторов для гомогенных процессов по температурному режиму представлена в табл. 3.5.
Т а б л и ц а 3.5. Классификация реакторов для гомогенных химических процессов по температурному режиму
П р оц есс |
Т ип реактора |
Температурны й режим |
П ример химического |
||
|
|
|
|
процесса |
|
Гомогенный про |
Камерные реакторы с |
Адиабатический |
Прямая |
гидратация |
|
цесс в газовой фазе |
эжекторными |
смесите |
|
этилена |
|
|
лями газов и паров |
|
|
|
|
|
Камерный реактор с |
Близок к изотермиче |
|
|
|
|
центробежным переме |
скому полного смеше |
|
|
|
|
шиванием газовой сме |
ния |
|
|
|
|
си |
|
|
|
|
|
Трубчатый реактор с |
Политермический |
Крегинг |
углеводоро |
|
|
теплообменом |
между |
полного вытеснения |
дов |
|
|
двумя газами |
|
|
|
|
Реакторы типа «труба |
Политермический |
|
в трубе» с водным или |
идеального вытеснения |
|
другим |
охлаждением |
|
или нагревом
Пиролиз углеводоро дов в олефины, пиролиз ацетона в кетон
Гомогенный про |
Прямоточные |
аппа |
Изотермический |
Полимеризация |
эти |
|||||
цесс в жидкой фазе |
раты большой длины с |
полного вытеснения |
лена, |
теломеризация |
||||||
|
теплообменом |
|
|
|
олефинов, |
синтез |
аль- |
|||
|
|
|
|
|
|
доля |
|
|
|
|
|
Батареи из несколь |
Политермический |
— |
|
|
|
|
|||
|
ких реакторов |
|
|
идеального вытеснения |
|
|
|
|
|
|
|
Многосекционные |
То же |
Алкилирование |
аро |
||||||
|
аппараты |
|
|
|
|
матических углеводоро |
||||
|
|
|
|
|
|
дов жидкими олефина |
||||
|
|
|
|
|
|
ми |
|
|
|
|
|
Реакторы |
с |
различ |
Изотермический |
Сульфатирование |
|||||
|
ными мешалками |
или |
полного смешения |
спиртов, |
|
нитрование |
||||
|
другими перемешиваю |
|
ароматических |
углево |
||||||
|
щими устройствами |
|
дородов |
|
|
|
|
|||
Гомогенный про |
Колонные аппараты с |
Изотермический иде |
Нитрование |
парафи |
||||||
цесс вжидкой фазе |
теплообменными |
эле |
ального вытеснения |
нов С,0 |
|
|
|
|
||
|
ментами |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Насадочные колонны |
То же |
Реакции |
нейтрализа |
||||||
|
или колонны, секцио |
|
ции |
|
|
|
|
|||
|
нированные решетками |
|
|
|
|
|
|
|||
|
Автоклавы |
периоди |
То же (при повышен |
Гомогенные реакции |
||||||
|
ческого действия |
|
ном давлении) |
в жидкой фазе или гете |
||||||
|
|
|
|
|
|
рогенные — в |
системе |
|||
|
|
|
|
|
|
жидкость — жидкость |
3.4. ВЫБОР РЕАКТОРНЫХ УСТРОЙСТВ
Учитывая сложность процессов, протекающих в реакторах, а также полива риантность самих реакторных устройств, выбор конструкции реакторного уст ройства должен проводиться на основе системного подхода. Тем более что очень часто наблюдаются конкурентные ситуации при организации технологического
92
процесса в рамках реакторного устройства. В связи с этим при выборе реактор ного устройства необходимо учитывать все технологические и экономические требования. При этом на каждом этапе необходимо проводить сравнение раз ных вариантов.
Одной из важнейших характеристик реакторных устройств является удель ная производительность, численно равная количеству основного продукта, по лучаемого с единицы реакционного объема в единицу времени. В случае гетеро генно-каталитических процессов объем продукта может относиться к единице массы катализатора. Удельная производительность реактора непосредственно связана с кинетикой химических процессов и типом реактора.
Сравнение непрерывно действующего реактора и реактора периодического действия показывает, что для достижения одной и той же удельной производи тельности ваппаратах требуется разное время. В реакторах периодического дей ствия ко времени химического процесса т необходимо добавлять время, затра чиваемое на загрузку, выгрузку, охлаждение и нагревание потоков.
Влияние дополнительного времени сильнее всего проявляется при проведе нии быстрых химических реакций. В этом случае явно невыгодно использовать реакторы периодического действия. И наоборот, для реакций, протекающих медленно и в малом объеме, могут применяться реакторы периодического дей ствия.
Другим очень важным фактором при выборе реакторного устройства являет ся метод подвода или отвода тепла. Известно, что количество тепла, которое вы деляется или поглощается при осуществлении химического процесса, всегда пропорционально количеству реагирующих веществ (реакционному объему). Вместе с тем количество тепла, подводимого или отводимого при осуществле нии процесса, должно быть пропорционально поверхности теплообмена реак тора. В свою очередь, объем реактора и его поверхность неодинаково зависят от его диаметра.
Отсюда следует, что с увеличением размеров аппарата, в том числе его реак ционного объема, уменьшается удельный отвод тепла в нем, т.е. количество теп ла, приходящееся на единицу объема реактора. Поэтому с увеличением реакци онного объема термические условия работы реактора должны приближаться к адиабатическим, а в небольшом по размеру реакторе — к изотермическим. Это значит, что при неинтенсивном теплообмене с окружающей средой на практике целесообразно использовать реакторы большого размера (аппараты с большими реакционными объемами), а при интенсивном — с малыми реакционными объ емами (небольшие аппараты).
При выборе типа реактора основное значение имеет анализ кинетических факторов, их взаимосвязи, а также механизма процесса.
Сравнение выходов продукта (продуктов) в непрерывно работающих реак торах идеального смешения и вытеснения, а также периодически действующего реактора идеального смешения и их реакционных объемов при постоянной кон версии показывает, что в случае последовательных реакций целесообразно ис пользовать реактор периодического действия или реактор вытеснения. Однако, если необходимо иметь интенсивный тепло- и массообмен между реагирующи ми веществами, то можно применять каскад реакторов с перемешиванием (при незначительном снижении выхода). Для последовательных реакций, когда про дуктом служит промежуточное вещество, объем реактора вытеснения всегда меньше объема реактора смешения (при одинаковой степени превращения).
93
Такое же соотношение между реакционными объемами реакторов наблюдается в случае, когда скорость реакции уменьшается вследствие накопления продук тов.
Для проведения простых реакций первого порядка в каскаде аппаратов иде ального смешения их реакционные объемы должны быть одинаковыми, а в слу чае когда реакции сложные и порядок основной реакции выше, чем побочных реакций, объем каждого последующего аппарата в каскаде больше объема пре дыдущего. При низких концентрациях исходных веществ требуемый реакцион ный объем будет меньше в случае использования аппаратов смешения, а не ап паратов вытеснения.
Для реакций, протекающих медленно и требующих длительного времени, наименьший реакционный объем будет при использовании каскада реакторов с перемешиванием.
Когда температура реакционной среды постоянна, а скорость превращения не зависит от состава реакционной смеси, необходимый реакционный объем аппарата не зависит от гидродинамического типа последнего.
Зависимость относительной производительности реакторов вытеснения и смешения от конверсии для реакций различных порядков приведена на рис. 3.14, из которого видно, что различие по производительности тем больше, чем выше конверсия и порядок реакции. Следовательно, в большинстве случаев наиболее высокопроизводительными являются реакторы непрерывного дейст вия идеального вытеснения. Вместе с тем широко распространенные гетероген ные процессы, особенно сопровождаемые быстрыми высокоэндотермическими реакциями, требуют применения аппаратов с интенсивным перемешиванием взаимодействующих фаз. Для увеличения производительности таких реакторов часто применяют их секционирование или используют каскад последовательно соединенных аппаратов.
При выборе и сравнении реакторов по кинетическим характеристикам про цесса часто пользуются зависимостью между величиной обратной скорости ре акции и конверсией. Этот метод позволяет подобрать оптимальный по произво-
Рис. 3.14. Зависимость относительной |
Рис. 3.15. Зависимость экономических |
|
производительности |
реакторов смеше |
показателей от удельной производи |
ния и вытеснения от конверсии для |
тельности реактора: |
|
реакций: |
/ — затраты на амортизацию и обслуживание; |
|
|
|
|
1 — нулевого порядка; |
2 — первого порядка; |
2 —условно постоянные расходы; 3 — перемен |
3 — второго |
порядка |
ные затраты; 4 — себестоимость; 5 — доход |
94
дительности вариант аппаратурного оформления процесса для кинетического уравнения практически любого типа реакции.
Большое влияние тип реактора оказывает на селективность процесса и, сле довательно, на качество получаемого продукта. Это обусловлено прежде всего разным характером распределения концентраций реагентов и продуктов в реак ционном объеме аппарата. Этот факт особенно важно учитывать при проведе нии последовательных и параллельных реакций различного порядка. На качест во продуктов основное влияние оказывает время их пребывания в объеме реак тора. Эти факторы изменяются по-разному в реакторах разного типа. Так, в ре акторе вытеснения трудно обеспечить высокое качество продукта, так как наблюдается большой диапазон изменения времени пребывания продуктов по сечению аппарата.
Существует общее правило, по которому на основе вида кривой в координа тах «конверсия — селективность» устанавливают связь между селективностью химического процесса и его аппаратурным оформлением. Если кривая этой за висимости падает, то следует выбирать или аппарат смешения периодического действия, или аппарат вытеснения. Для реакций же с возрастающей зависимо стью — аппарат смешения непрерывного действия.
На избирательность химического процесса большое влияние может оказы вать также способ подачи реагирующих веществ в аппарат. Реагенты могут вво диться одновременно для сохранения высоких концентраций и, наоборот, пода ваться постепенно для обеспечения низких концентраций и, наконец, один реа гент будет загружаться единовременно, а другой — подаваться постепенно (при сильно эндотермических реакциях).
Таким образом, при выборе и сравнении типов реакторных устройств одним из главных факторов являются кинетические закономерности процесса.
Но, естественно, при выборе реакторного устройства необходимо учитывать экономическую эффективность, основными слагаемыми которой являются се бестоимость продуктов и ее составляющие, а также доход от удельной произво дительности реактора (рис. 3.15).
Необходимость экономической оценки объясняется тем, что, как было по казано ранее, технологические параметры (концентрация, температура, давле ние, соотношение реагирующих потоков и др.) могут по-разному влиять на та кие показатели, как конверсия, селективность, удельная производительность реактора, а следовательно, и на себестоимость продуктов.
3.5. ПУТИ ИНТЕНСИФИКАЦИИ РАБОТЫ РЕАКТОРНЫХ УСТРОЙСТВ
Эффективность работы реакторной подсистемы определяется прежде всего интенсивностью реакции (реакций). Главными показателями эффективности химических процессов являются: средняя скорость реакции, конверсия за один проход через реактор, выход целевого (целевых) продукта (продуктов) в расчете на израсходованное сырье. При этом скорость реакции часто определяет произ водительность или интенсивность всего технологического процесса. Конверсия сырья за один проход в значительной степени определяет расход энергии, так как ее затраты требуются на выделение непрореагировавшего сырья, доведения его до необходимых условий (температура, давление) и транспортировку. И на конец, выход целевых продуктов определяет энергетические затраты на разделе ние и формирует предпосылки для создания безотходных производств, так как
95
чем больше эта величина, тем меньше побочных продуктов, которые необходи мо перерабатывать или, по крайней мере, выделять и очищать до товарного вида.
Скорость основной реакции и эффективность работы всей технологической реакторной подсистемы зависят от сочетания скоростей прямой, обратной и по бочных реакций, скорости диффузии (транспортировки) реагентов в зону реак ции и продуктов химического превращения из нее, а также интенсивности под вода (отвода) тепла.
В общем виде скорость всего процесса для гомогенных и гетерогенных пре вращений (для последних при неизвестной поверхности соприкосновения фаз)
может быть представлена следующим образом: |
|
и = KVAc или и = К Ас, |
(3.15) |
а для гетерогенных превращений при фазовом переходе |
веществ |
и = KFAc, |
(3.16) |
где К — константа скорости процесса; Ас — изменение концентрации реаги рующих веществ или движущая сила процесса; F — поверхность соприкоснове ния реагирующих фаз в гетерогенной системе; V— реакционный объем.
Отсюда видно, что для повышения скорости процесса необходимо увеличи вать основные параметры Ac, Fw К. Способы их увеличения зависят от типа про цесса. Константа скорости процесса представляет сложную величину и зависит от свойств и физических характеристик реагирующих веществ, тепло- и массообмена, гидродинамических условий проведения процесса (скоростей потоков, степени перемешивания). Однако определяющее значение для повышения ско рости процесса имеет скорость реакций, а она, в свою очередь, зависит от чисто ты реагирующих веществ, условий (температуры, давления и т.д.) в реакторе, а также типа и состояния катализатора.
Таким образом, интенсифицировать работу реакторной подсистемы можно прежде всего за счет выбора наиболее интенсивного катализатора, который по зволит не только увеличить конверсию реагентов за один проход, но и повысить селективность процесса.
При выбранном катализаторе процесс можно интенсифицировать, меняя в определенных пределах условия проведения процесса (температуру, давление). Для этого необходимо определить их оптимальные значения, так как зависи мость скоростей реакций от условий процесса достаточно сложна. Интенсив ность всего процесса в значительной степени зависит от интенсивности подвода реагентов в зону реакций и отвода продуктов реакций из нее.
Теперь рассмотрим влияние различных параметров на все процессы, про текающие в реакторной подсистеме. Тогда будет ясно, за счет каких парамет ров в каждом случае можно интенсифицировать процесс при выбранном ката лизаторе.
В целом повышение температуры значительно увеличивает константу ско рости реакции. Для большинства процессов, протекающих в кинетической об ласти, зависимость константы скорости реакции от температуры определяется уравнением Аррениуса (3.7). Из уравнения (3.7) видно, что реакции с большими энергиями активации значительно более чувствительны к изменениям темпера туры, чем реакции с малыми энергиями активации, первые более чувствительны
96
Рис. 3.16. Зависимость выхода продукта от температуры для экзотермической обратимой ре акции (а) и для процесса, сопровождающегося побочными реакциями (б):
Храин — равновесный выход; х^ —максимальный выход, соответствующий оптимальной температуре Тот (пунк тирная кривая — выход в отсутствие побочных реакций)
и к изменению температуры в области низких температур, чем в области высо ких.
Кроме того, из уравнения (3.7) видно, что скорость прямой реакции с повы шением температуры должна все время увеличиваться. Тем не менее на практи ке для интенсификации общего процесса не всегда требуется беспредельное уве личение температуры. Как было показано ранее, для всех обратимых экзотерми ческих процессов с повышением температуры снижается равновесный выход продуктов и при некоторой температуре кинетика процесса вступает в противо речие с термодинамикой. Это обусловлено тем, что, несмотря на повышение скорости прямой реакции, выход ограничивается равновесием и, более того, с повышением температуры равновесие сдвигается влево. Общая зависимость выхода от температуры для такого типа реакции представлена на рис. 3.16, а. С увеличением температуры начинает интенсивно идти обратная реакция и об щая скорость процесса снижается, поэтому необходимо проводить процесс при оптимальной температуре. При наличии побочных реакций повышение темпе ратуры часто приводит и к их ускорению, в результате чего снижается выход продукта (рис. 3.16, б) и оптимальная температура будет ниже, чем при отсутст вии побочных реакций. Это относится к таким процессам, как производство ме танола, высших спиртов и т.д.
Для эндотермического процесса высокие температуры более благоприятны, чем для экзотермического, так как с повышением температуры повышается как константа скорости, так и константа равновесия. Однако и в этом случае выход растет только до определенного значения (рис. 3.17). Следовательно, температу ру целесообразно повышать только до конкретного предела.
Во многих процессах при высоких температурах реагирующие вещества на чинают интенсивно испаряться из зоны реакции, что также накладывает огра ничения на выбор температуры проведения реакции.
В общем случае для реакций, протекающих в кинетической области, значе ние константы скорости с повышением температуры обычно резко возрастает, следовательно, скорость всего процесса значительно увеличивается. Для реак ций, протекающих в диффузионной области, значение константы растет мед леннее, так как вданном случае она зависит от коэффициента диффузии, также меняющегося с изменением температуры (рис. 3.18).
2515 |
97 |
Рис. 3.17. Зависимость выхода про |
Рис. 3.18. Зависимость константы ско |
дукта от температуры для эндотер |
рости реакции к ( 1 ) и коэффициента |
мических обратимых реакций |
диффузии D ( 2 ) от температуры Т |
Таким образом, оптимальная температура процессов зависит от природы и концентрации реагентов, конверсии их в продукты реакций, давления в реакто ре, степени перемешивания и, наконец, активности катализатора. Поэтому вы бор температуры должен осуществляться в каждом конкретном случае с учетом этих факторов.
В целом для гетерогенных химических процессов, общая скорость которых определяется как скоростью собственно химических реакций, так и скоростью массопереноса, зависимость константы скорости процесса от температуры ока зывается достаточно сложной (рис. 3.19).
Одним из важных факторов, влияющих на скорость химических процессов, является давление. Для реакций, протекающих в присутствии катализатора, давление может влиять на значение константы скорости, время контакта, ад сорбцию и др. Изменение давления может оказывать влияние на смещение хи мического равновесия и, следовательно, на конверсию исходных веществ в про дукты реакций.
Наибольшее влияние оказывает давление на скорость процессов, идущих в газовой фазе или при взаимодействии газов с жидкостями и твердыми реагента ми. В меньшей степени давление влияет на процессы, протекающие вжидкой и твердой фазах. В гомогенных процессах, протекающих в газовой фазе или в гете рогенных с участием газообразных реагентов, повышение давления уменьшает объем газовой фазы и соответственно увеличивает концентрации взаимодейст вующих веществ. Следовательно, повышение давления в этих случаях равно сильно росту концентрации реагентов.
Рис. 3.19. Зависимость In к |
от 1/ Т . |
Рис. 3.20. |
Зависимость скорости |
|
I — диффузионная область; II — промежуточная |
газофазных |
реакций от давления |
||
для реакций различного порядка п |
||||
область; III — кинетическая |
область |
|||
|
|
98
Влияние давления выражается кинетическими уравнениями. В частности, скорость гомогенного процесса в газовой фазе можно выразить следующим об разом:
г = dpjdx = КАР, |
(3.17) |
где рп — парциальное давление продукта в газовой фазе; АР— движущая сила процесса.
Давление наиболее сильно интенсифицирует реакции высокого порядка (рис. 3.20). В общем случае:
г=фО>)',- \ |
(3.18) |
где п — порядок реакции.
Однако с ростом давления порядок реакции может меняться, а константа скорости реакции — уменьшаться.
В промышленности широко применяют повышенное давление для ускоре ния абсорбции, адсорбции, конденсации и других процессов перехода компо нентов из паровой фазы в жидкую или твердую. Это обусловлено тем, что ско
рость этих процессов прямо пропорциональна давлению: |
|
г = dc/dx - К{Fp. |
(3.19) |
Если же в процессе синтеза требуется осуществлять десорбцию газов и испа рять жидкости, то для ускорения процесса и повышения выхода продукта необ ходимо снижать давление, а часто применять вакуум.
Для оценки влияния давления на константу равновесия можно использовать принцип Ле Шателье:
K „=K op-*N, |
(3.20) |
где KN— константа равновесия; р — общее давление газовой смеси; N — моль ная доля компонентов.
Из уравнения (3.20) видно, что с увеличением давления при проведении ре акций, идущих с уменьшением объема (АN < 0), константа равновесия увеличи
вается. Если же реакция протекает с увеличением объема (AN > 0), то наблюда ется обратный эффект.
Следовательно, для обратимых реакций, протекающих с уменьшением объе ма, скорость реакции и выход продуктов будут возрастать с повышением давле ния за счет увеличения текущих концентраций (парциальных давлений) компо нентов и понижения равновесных парциальных давлений, т.е. сдвига равнове сия в сторону образования продуктов. При этом выход продуктов непрерывно увеличивается при повышении давления (рис. 3.21). Вместе с тем скорость по вышения выхода постепенно падает, поэтому целесообразно повышать давле ние до определенного значения, т.е. до тех пор, пока наблюдается еще заметное увеличение выхода.
Для обратимых реакций, протекающих в газовой фазе с увеличением объема, увеличение давления приводит к увеличению выхода до достижения равнове сия. Это обусловлено ростом текущих концентраций исходных реагентов. При приближении к равновесию выход продуктов достигает максимального значе ния и начинает снижаться (см. рис. 3.21). Это обусловлено уменьшением KN и соответственным увеличением равновесных концентраций исходных реагентов.
7* |
00 |
р |
с |
Рис. 3.21. Зависимость выхода продук |
Рис. 3.22. Зависимость скорости процесса |
та от давления для обратимых реакций |
от концентрации реагентов для реакций: |
в газовой фазе (/, Г, сА, св = const) |
1 — нулевого порядка; 2 — первого порядка; 3 — выше |
|
|
|
первого порядка; 4 — гетерогенно-каталитических |
Отметим, что в промышленности применение повышенного давления для проведения реакций в газовой фазе, идущих с увеличением объема, как правило, связано с использованием давления в предыдущих или последующих операциях или стадиях производства. По крайней мере, после проведения реакций должна быть возможность использовать это давление.
Кроме того, необходимо учитывать, что при повышенных давлениях приме няется реактор меньших размеров.
Для процессов, протекающих в жидкой и твердой фазах, небольшое повы шение давления не сказывается заметно на скорости процесса.
Влияние концентрации реагентов на скорость реакций и всего процесса хо рошо видно из уравнения (3.15), из которого следует, что скорость прямо про порциональна Дс. Увеличение Дс может быть достигнуто повышением концен трации исходных реагентов. Именно этот путь интенсификации процессов наи более распространен в технологии.
Однако этот путь не всегда приемлем, так как высокие начальные концен трации реагентов могут вызвать чрезмерное увеличение скорости процесса и при большой теплоте реакций могут возникнуть трудности с отводом тепла. Кроме того, существуют реакции, для которых повышение концентраций реа гентов не только не дает существенного эффекта, но может даже привести к сни жению скорости процесса. Это обусловлено спецификой зависимости скорости от концентрации (рис. 3.22, кривая 4). Сравнить с рис. 3.20, на котором пред ставлена зависимость скорости реакций от концентраций для реакций различ ного порядка. Так, для реакций нулевого порядка (кривая 1) скорость постоянна и не зависит от концентрации реагентов; для реакций первого порядка (кривая 2) наблюдается линейная зависимость; для реакций выше первого порядка (кри вая 3) — экспоненциальная, адля гетерогенно-каталитических реакций (кривая 4) кривая зависимости скорости от концентрации проходит через максимум, т.е. при определенной концентрации наблюдается снижение скорости реакции.
Для обратимых реакций влияние начальных концентраций на скорость про является в большей степени, чем для необратимых. Так, для обратимых реак ций, протекающих с увеличением общего числа молей, повышение концентра ции реагента увеличивает скорость прямой реакции, но одновременно умень шается движущая сила процесса из-за снижения равновесия конверсии. Следо вательно, для каждой конверсии реагентов необходимо выбирать такую начальную концентрацию реагентов, которая обеспечила бы максимальную скорость превращения.
100