Элементы расчетов химических реакторов

⇐ ПредыдущаяСтр 2 из 4Следующая ⇒

Расчет реактора для провидения химического взаимодействия является основной частью технологического расчета производства. Этот расчет сводится к определению основных конструктивных размеров аппаратов и их числа. Размеры и число аппаратов как периодического, так и непрерывного действия определяются их производительностью.

Производительность реакционного аппарата или установки – количество целевого продукта (кг, т, м²), получаемого в единицу времени (с, ч, сутки, год). Зафиксированная производительность аппарата установки называется мощностью.

Объем рабочей части (реакционной зоны) аппаратов непрерывного действия определяют по уравнению:

где – N_c – секундная объемная производительность (м³/с). а τ – время, необходимое для проведения процесса, с.

Площадь поперечного сечения аппарата составляет (в м²):

где ω – скорость течения среды в аппарате, м/с.

Определив площадь сечения, легко найти диаметр аппарата (в м):

Высота (длина) реакционной зоны аппарата равна (в м):

Для аппаратов, заполненных катализатором, объем рабочей части равным объему катализатора V_к (м³), который определяют исходя из объемной скорости газа (жидкости) или производительности катализатора.

Объемная скорость – объем газовой смеси( жидкости), проходящей через единицу катализатора в единицу времени [м³/ (м³∙ч) или ч^-1]:

Откуда

Производительность катализатора – масса (объема) целевого продукта снимаемого с единицы объема (массы) катализатора в единицу времени [кг/ (м³∙ч), м³/ (м³∙ч), кг/(кг∙ч), м³/ (кг∙ч)]:

Для периодических процессов общей реакционный объем аппаратов равен (в м³):

где V_сут – суточный объем перерабатываемых веществ,

τ – время технологического цикла (на проведение собственно процесса и вспомогательных операций), κ_зап – коэффициент заполнения аппарата (принимается от 0,4 до 0,9).

В специальной литературе описаны конструкции реакторов для многочисленных химических процессов, их собственности и методов расчета, поэтому ограничимся здесь некоторыми сведениями по элементам расчета реакторов, не имеющих прототипа.

Выбор конструкции промышленного реактора зависит прежде всего от следующих параметров: скорости протекания химических реакций (от времени пребывания в реакционной зоне), оптимальных условий тепло - и массобмена и оптимальных температуры и давления. Так как на практике сложно удовлетворить все требования, предъявляемые к промышленному реактору, то определяющими являются экономические показатели.

Для расчета химического реактора используют их идеализированные модели, среди которых выделяют:

а) периодический реактор полного смешения;

б) непрерывный реактор идеального вытеснения;

в) непрерывный реактор полного смешения.

Известно, что химические реакции могут протекать в диффузионной, кинетической или переходной области, но в общем случае скорость химико-технологического процесса можно выразить уравнением и=κ∆С, где и – скорость процесса, κ – константа скорости, а ∆С движущая сила процесса.

В технологии основного органического и нефтехимического синтеза многие процессы осуществляют непрерывно, следовательно, достижение максимального выхода продукта определяется временем пребывания реагирующих веществ в реакционной зоне. Отсюда следует, что необходимая вместимость реакционного аппарата, его производительность и интенсивность работы зависит от скорости провидения процесса.

Время пребывания реагирующих веществ реакционной зоне (τ) определяют из кинетических уравнений первого, второго и третьего порядков. В реакциях первого порядка стехиометрический коэффициент прямой реакции равен единицы, в реакции второго порядка – двум, третьего – трем. Так как стехиометрические коэффициенты химического уравнения не всегда определяют порядок реакции, то его устанавливают экспериментально. Для реакции первого порядка:

Для реакции второго порядка:

В случае равенства концентрации двух веществ кинетическое урвнение для второго порядка упрощается :

Для реакции третьего порядка имеем:

Где τ – время реакции, с; κ^’, κ^’’, κ^’’’ - соответственно константы скорости реакции первого, второго и третьего порядка, с^-1, л/ (моль∙с); a и b – начальные концентрации веществ, моль/л; x – количество вещества, вступившего в реакцию к моменту времени τ, моль/л.

Пример 1. Производительность реактора дегидрирования н-бутана до н-бутенов составляет 17400 кг целевого продукта в час. Процесс проводят при 600⁰С, и в этих условиях степень конверсии н-бутана равна 30%, а селективность по н-бутенам составляет 75%. Определить вместимость реактора, приняв для расчета константы скорости формулы:

Решение. Уравнение реакции:

СН₃ – СН₂ – СН₂ – СН₃ ↔ СН₂ = СН – СН₂ – СН₃ + Н₂

58 кг (22,4 м³) 56 кг 2 кг

class=WordSection3>

Расход н-бутана для проведения процесса:

или 30933 : 3600 = 8,6 м³/с

Константа скорости:

Вместимость реактора:

V_p = 8,6 ∙ 2,2 = 19 м³

Пример 2. Акрилонитрил получают окислительным аммонолизом пропилена в псевдоожиженном слое катализатора. В реактор, производительность которого по целевому продукту равна 5600 кг/ч, поступает газовая смесь, объемная доля пропилена в которой 8%. При 450⁰С степень конверсии пропилена равна 60%, а селективность по акрилонитрилу составляет 75%. Определить объем катализатора в реакторе, приняв для расчета константы скорости такую формулу:

k = 2,8 ∙ 10⁵ e^-80000/RT

Решение. Уравнение реакции:

СН₂ = СН – СН₃ + NH₃ + 1,5O₂ → CH₂ = CHCN + 3H₂O

42 кг (22,4 м³) 17 кг 15∙32 кг 53 кг 3∙18 кг

Расход пропилена на проведение процесса:

Объемный расход газовой смеси на входе в реактор:

Определение константы скорости:

k = 2,8 ∙10⁵ ∙ 2,72^{-80000/8,314(450+273)} = 2,8 ∙ 10⁵ ∙ 2,72^-13,3 = 2,8 ∙ 10⁵ ∙ 0,2 ∙ 10^-5 = 0,56 с^-1

где R=8,314 кДж/(моль∙К), а e=2,72.

При соотношении исходных веществ С₃Н₆ : NH₃ : O₂ : H₂OЮ равном 1: 0,7 : 1,7 : 3, реакция окислительного аммонолиза имеет первый порядок по пропилену, а по кислороду и аммиаку – нулевой.

Формула для расчета времени пребывания веществ в реакционной зоне :

Объем катализатора в реакторе:

18,3 ∙ 1,65 = 30 м³

Пример 3. Время пребывания углеводородов при получении ацетилена электрокрекингом равно 0,001 с, объемный расход газов пиролиза равен 25500 м³/ч, скорость газов в реакционной камере составляет 900 м/с. определить площадь сечения, высоты и объем реакционной камеры электродугового реактора.

Решение. Секундная объемная производительность реактора (по газам электрокрекинга) :

25500 : 3600 = 7,08 м³/с

Объем реакционной камеры:

7,08 ∙ 0,001 = 0,0071 м³

Площадь сечения реакционной камеры:

7,08 : 900 = 0,0079 м²

Высота реакционной камеры:

0,0071 : 0,0079 = 0,9 м или 900 ∙ 0,001 = 0,9 м

Пример 4. Объемная скорость подачи этилена в реактор прямой гидратации равна 1900 ч^-1, а объемный расход этилена составляет 22000 м³/ч. Определить объем катализатора, необходимый для проведения процесса.

Решение. Объем катализатора:

22000 : 1900 = 11,6 м³

Пример 5. Производительность реактора окисления метанола составляет 3500 кг формалина в час; массовая доля формальдегида в нем равна 37%. Диаметр сечения аппарата 1,4 м, высота слоя контактной массы 75 мм. Определить производительность 1 кг и 1л контактной массы. Насыпная плотность катализатора равна 600 кг/м³.

Решение. Производительность реактора по целевому продукту – формальдегиду:

3500 ∙ 0,37 = 1295 кг/ч

Объем катализатора в реакторе (V=πD²H/4 = 0,785 D² H) :

0,785 (1,4)² ∙ 0,075 = 115 м³ или 115 л

Производительность 1 л катализатора:

1295 : 115 = 11,3 кг/(л∙ч)

Масса катализатора в реакторе:

0,115 ∙ 600 = 69 кг

Производительность 1 кг катализатора:

1295 : 69 = 18,8/(кг∙ч)

Дата добавления: 2019-01-14; просмотров: 7427; Мы поможем в написании вашей работы!

Поделиться с друзьями:

⇐ Предыдущая 123 4 Следующая ⇒

Мы поможем в написании ваших работ!