Основы расчета реакторов - презентация, доклад, проект скачать

Нажмите для полного просмотра!

Содержание ▲

Вы можете ознакомиться и скачать презентацию на тему Основы расчета реакторов. Доклад-сообщение содержит 29 слайдов. Презентации для любого класса можно скачать бесплатно. Если материал и наш сайт презентаций Mypresentation Вам понравились – поделитесь им с друзьями с помощью социальных кнопок и добавьте в закладки в своем браузере.

Слайды и текст этой презентации

Слайд 1

Описание слайда:

ОСНОВЫ РАСЧЕТА РЕАКТОРОВ

Слайд 2

Описание слайда:

Взаимодействие газообразных реагентов на поверхности твердого катализатора состоит из следующих стадий: подвод реагентов из потока газа к поверхности катализатора конвективной диффузией перенос реагентов внутри пор катализатора молекулярной диффузией адсорбция реагентов на поверхности катализатора химическая реакция на поверхности катализатора десорбция продуктов реакции с поверхности катализатора перенос продуктов реакции внутри пор катализатора к его поверхности молекулярной диффузией отвод продуктов реакции от поверхности катализатора в поток газа конвективной диффузией. При осуществлении различных химических процессов роль каждой стадии различна. Даже при осуществлении одной и той же реакции, но при различных температурах возможно протекание реакции в условиях, когда процесс лимитируют различные стадии. Наиболее медленная стадия процесса является лимитирующей.

Слайд 3

Описание слайда:

На область протекания реакции оказывает также влияние отложение кокса. Пример: при крекинге в движущемся слое катализатора реакция вначале протекает во внешнедиффузионной области с высокой скоростью, затем по мере отложения кокса на внешней поверхности частиц катализатора реакция переходит во внутридиффузионную область и, наконец, по мере отложения кокса в порах катализатора реакция переходит в кинетическую область.

Слайд 4

Описание слайда:

Если скорость диффузии (стадии 1; 2; 6 и 7) гораздо меньше скорости химической реакции (стадия 4), то общая скорость процесса будет определяться скоростью диффузии, т. е. химический процесс идет в диффузионной области. Если скорость диффузии (стадии 1; 2; 6 и 7) гораздо меньше скорости химической реакции (стадия 4), то общая скорость процесса будет определяться скоростью диффузии, т. е. химический процесс идет в диффузионной области. Если, наоборот, скорость химической реакции гораздо меньше скорости диффузии, то общая скорость процесса будет определяться скоростью химической реакции, т. е. химический процесс идет в кинетической области.

Слайд 5

Описание слайда:

При осуществлении процесса в диффузионной области его могут лимитировать: При осуществлении процесса в диффузионной области его могут лимитировать: стадии 1 и 7, когда процесс идет во внешней диффузионной области стадии 2 и 6, когда процесс идет во внутренней диффузионной области. Процессы адсорбции (стадии 3 и 5) проходят быстро и не лимитируют скорости химического процесса. Наиболее часто скорость химического превращения лимитируется скоростью химической реакции или скоростью подвода реагентов к поверхности катализатора, когда реакция завершается на поверхности катализатора

Слайд 6

Описание слайда:

При установившемся каталитическом процессе количество подводимого диффузией вещества в единицу времени (WД) равно количеству вещества, вступающего в химическую реакцию (WХ), т. е. скорости этих процессов равны между собой и, соответственно, равны общей скорости химического превращения Wобщ: WД= WХ = Wобщ (1)

Слайд 7

Описание слайда:

Рассмотрим соотношение скоростей химической реакции и диффузии на примере необратимой реакции первого порядка. Рассмотрим соотношение скоростей химической реакции и диффузии на примере необратимой реакции первого порядка. При этом WД = kД(СГ — Сп); Wx = kCЦ; Wобщ = kобщCГ. Где Сг - концентрация реагента в потоке газа, СЦ — концентрацию реагента на поверхности катализатора. С учетом равенства (1) получаем : kД(СГ — СП) = kСП =kобщ Сг Или систему уравнений: kД(СГ — СП) = kСП; kд(СГ — СЦ) = kобщ Сг, 1/ kобщ =(1/kД) + (1\k). Т.о., общее сопротивление при химическом превращении складывается из диффузионного сопротивления и сопротивления протеканию химической реакции. Если kД < k, то 1/kобщ ~1/ kД или kобщ~ kД и реакция протекает в диффузионной области. Если же kД > > k, то 1/kобщ ~ 1/k или kобщ ~k и реакция протекает в кинетической области.

Слайд 8

Описание слайда:

В том случае, когда селективность процесса не зависит от температуры для интенсификации процесса можно применять более высокую температуру. В том случае, когда селективность процесса не зависит от температуры для интенсификации процесса можно применять более высокую температуру. При увеличении температуры возрастают скорости диффузии и химической реакции, но скорость химической реакции растет быстрее, чем скорость диффузии, поэтому один и тот же химический процесс при различных температурах может идти в различных областях: при низких — в кинетической области, при высоких — в диффузионной. Большинство промышленных процессов, таких как дегидрирование этилбензола в стирол, дегидрирование бутилена в дивинил и т. д., проходит в кинетической области. Примерами процессов, идущих в диффузионной области, являются окисление метилового спирта в формальдегид, окисление изопропанола в ацетон и т.д.

Слайд 9

Описание слайда:

Область протекания реакции можно определить по Область протекания реакции можно определить по температурному коэффициенту кажущемуся порядку реакции зависимости суммарной скорости реакции от гидродинамики.

Слайд 10

Описание слайда:

Скорость же диффузии в соответствии с уравнением Скорость же диффузии в соответствии с уравнением D2=D1 (T2/T1)1,5-2,0 при повышении температуры на 10 0 С увеличивается примерно в 1,3раза. Поэтому численное значение температурного коэффициента позволяет судить об области протекания реакции.

Слайд 11

Описание слайда:

Определение области протекания реакции по зависимости суммарной скорости реакции от гидродинамики Скорость химической реакции не зависит от гидродинамики, а скорость диффузии зависит от нее, поэтому из уравнения очевидно, dC/dτ — ARen что если п = 0, то процесс идет в кинетической области, если п > 0, то в диффузионной или в переходной области.

Слайд 12

Описание слайда:

Помимо области протекания реакции при расчете контактных аппаратов необходимо учитывать, например, следующие факторы: Помимо области протекания реакции при расчете контактных аппаратов необходимо учитывать, например, следующие факторы: большой тепловой эффект и зависимость скорости реакции от температуры; наличие побочных реакций; изменение объема реагентов ; и т. д. Многообразие факторов, влияющих на реакцию, обусловливает и многообразие методов расчета контактных аппаратов. Рассмотрим простейшие и вместе с тем важнейшие из них.

Слайд 13

Описание слайда:

Расчет контактных аппаратов на основе удельной производительности катализатора. Удельной производительностью катализатора qКАТ [в м3/(м3*ч)] -называется объем газов или паров, пропускаемых за 1 ч через один объем катализатора. Объем газов приведен к нормальным условиям (Р =0,1 МПа, t = 0 °С), qКАТ имеет размерность (ед. времени)-1, т. е. она обратно пропорциональна времени контакта газов с катализатором.

Слайд 14

Описание слайда:

Пользование величиной qКАТ удобно в случае сложных процессов (например, процессов нефтепереработки, когда в реакторы подаются сложные смеси углеводородов). Пользование величиной qКАТ удобно в случае сложных процессов (например, процессов нефтепереработки, когда в реакторы подаются сложные смеси углеводородов). При этом одновременно протекает множество реакций и описать кинетику процесса не удается, а изменения объема и температуры реагентов в ходе реакции неизвестны. Поэтому ход процесса и приходится характеризовать удельной производительностью катализатора по объему исходной газовой смеси. Кривая зависимости выхода целевого продукта от удельной производительности проходит через максимум, т. е. имеется оптимальная 1 удельная производительность, при которой достигается максимальный выход.

Слайд 15

Описание слайда:

Так как степень превращения при q ОПТКАТ известна, Так как степень превращения при q ОПТКАТ известна, то по уравнению q ОПТКАТ == VЧАС/VКАТ при известном значении объемного расхода VЧАС нетрудно найти -объем катализатора VКАТ при заданной производительности по целевому продукту. При известном объеме катализатора нетрудно определить площадь сечения и высоту слоя катализатора. Так как скорость реагентов влияет только на ход реакций, идущих в диффузионной области, а большинство реакций проходит в кинетической области, то выбор площади сечения и высоты слоя является произвольным. Определяющим фактором при этом могут быть давление процесса, гидравлическое сопротивление слоя, номенклатура выпускаемых аппаратов и т. д. Этот метод наиболее часто применяется для расчета аппаратов шахтного типа.

Слайд 16

Описание слайда:

Расчет адиабатических реакторов для реакций, протекающих в кинетической области. В основе расчета может быть определение времени контакта, с помощью которого объем катализатора Vкат находят по уравнению WЧАС τ =VКАТ . В реакторах адиабатического типа отсутствует теплообмен через стенку аппарата, поэтому температура реагентов по мере прохождения слоя катализатора изменяется. С изменением температуры меняется и скорость реакции. Температурный интервал большинства реакций составляет 50 °С, т. е. tраб= tопт ± 25 °С

Слайд 17

Описание слайда:

Если для этого интервала определить эффективную температуру, т. е. температуру, при которой в изотермических условиях достигается такая же степень превращения, что и в адиабатических условиях, то по этой температуре время реакции находится решением уравнения кинетики: Если для этого интервала определить эффективную температуру, т. е. температуру, при которой в изотермических условиях достигается такая же степень превращения, что и в адиабатических условиях, то по этой температуре время реакции находится решением уравнения кинетики: dxldτ= kf (х) (2) Если данные для расчета эффективной температуры отсутствуют, то интегрировать уравнение кинетики нельзя, так как k зависит от температуры. В этом случае определяют конечную температуру смеси по уравнению: tК=tН+(C*q/cp)(xк- xн) (3) где С — концентрация реагирующего компонента; q — тепловой эффект реакции; ср—удельная теплоемкость смеси реагентов.

Слайд 18

$Ввиду малости изменения температуры (∆t= 50 °С) экспоненциальная зависимость скорости реакции от температуры k = k0 ехр [—E/(RT)\ может быть заменена...$

Описание слайда:

Ввиду малости изменения температуры (∆t= 50 °С) экспоненциальная зависимость скорости реакции от температуры k = k0 ехр [—E/(RT)\ может быть заменена линейной: Ввиду малости изменения температуры (∆t= 50 °С) экспоненциальная зависимость скорости реакции от температуры k = k0 ехр [—E/(RT)\ может быть заменена линейной: k = а + b*t (4) Постоянные а и Ь можно легко найти из системы уравнений: k1= а + b*t1, k2 = а + b*t2, для чего необходимо знать k при двух различных температурах. Подставляя уравнение (3) в (4), получаем k = а + b*tн + + b (C*q/Сp) (хк — хн). Используя значение k в уравнении кинетики и интегрируя его, определяем время реакции при заданной величине хк.

Слайд 19

Описание слайда:

Расчет адиабатических реакторов для реакций, протекающих в диффузионной области. Так как определяющей является диффузионная стадия, расчет аппарата ведется по критериальным уравнениям, описывающим массообмен, но модифицированным применительно к контактным химическим реакциям. Процесс массопередачи описывается уравнением первого порядка: dx/dτ = kv (1 — х), где kv — коэффициент массопередачи, отнесенный к единице объема катализатора, ч-1. После интегрирования находим: τ = (l/kv) * In [1/(1 — х)] или kv = (1/τ) In [1/(1 — х)]. Подставляя 1/τ = Vчас/(FН), получаем: Rv = Vчас/(FН)*ln[1/(1-x)] (5)

Слайд 20

Описание слайда:

Используя в уравнении (5) выражения kv = kFуд и Vчас/F = W0 , имеем: Используя в уравнении (5) выражения kv = kFуд и Vчас/F = W0 , имеем: Нуд/ln[1 —(1—х)]= W0 / kF (6) Коэффициент массопередачи kF может быть найден по критериальным уравнениям: Nu= 0,725Re

Слайд 21

Описание слайда:

Расчет реакторов с теплообменной поверхностью, имеющей постоянную температуру. В этом случае расчет выполняется аналогично расчету адиабатического реактора для реакций, идущих в кинетической области. Время реакции определяется интегрированием уравнения кинетики (2) с учетом зависимости константы скорости реакции от температуры (4). При наличии теплоотвода через стенку на нагрев реагентов идет не вся теплота и температура реагентов становится ниже, чем в адиабатическом аппарате. Для определения температуры реагентов напишем баланс теплоты для элемента слоя высотой dH: Gчacqdx = аF´yд(t—tСТ)dH+GчасCp∆t (9 ) где а — коэффициент теплоотдачи от реагентов к стенке, Вт/(м2- К); F´yд— удельная поверхность теплоотдачи, приходящаяся на 1 м высоты слоя, м2/м; t — средняя температура реагентов в пределах слоя высотой dH; ∆t — повышение температуры реагентов в слое высотой dH; tСТ — температура стенки, практически равная температуре кипящего или конденсирующего теплоносителя.

Слайд 22

Описание слайда:

Левая часть уравнения (9) обозначает количество теплоты , выделившейся в результате реакции. Левая часть уравнения (9) обозначает количество теплоты , выделившейся в результате реакции. Первый член правой части этого уравнения — количество теплоты , отведенной через стенку, Второй — количество теплоты, пошедшей на нагрев реагентов. По сравнению с количеством теплоты, отведенной через стенку, количество теплоты, идущее на нагрев реагентов, мало, поэтому, пренебрегая им, из уравнения теплового баланса получим: dх/dH = аF´yд(t—tСТ) /Gчасq

Слайд 23

Описание слайда:

Решив это уравнение совместно с уравнением кинетики реакции, найдем температуру реагентов. Кроме того, имеем: Решив это уравнение совместно с уравнением кинетики реакции, найдем температуру реагентов. Кроме того, имеем: dτ=(F/ Vчас ) dH dx/ dτ = (а +bt) f (x) (10) dx/ dτ = (Vчас аF´yд(t—tСТ) / F Gчасq Отсюда с учетом ρVчас =Gчас получим: t= [аF´yдtСТ /ρ Fq+а f(x)] / [аF´yд/ ρ Fq - b f(x)] Таким образом, если для адиабатического реактора температура реагентов была выражена через степень превращения х, то в данном случае она выражена не только через х, но и через а и через постоянную tCT. Подставляя это значение температуры в кинетическое уравнение (10), после интегрирования определим время реакции т.

Слайд 24

Описание слайда:

Расчет реактора с теплообменной поверхностью, имеющей переменную температуру При отводе или подводе теплоты движущимся теплоносителем рассмотрим наиболее благоприятный случай прямоточного движения теплоносителя. Изменение температуры теплоносителя из уравнения теплового баланса, если пренебречь теплотой, идущей на нагрев реагентов, можно представить как: tT = t нT +[ GчасC/(GТ сТ)] (11) где tT, t нT — температура теплоносителя при степени превращения реагентов х и начальная температура теплоносителя, соответственно.

Слайд 25

Описание слайда:

Тепловой баланс для элемента слоя высотой dH имеет вид GчacCq dx = KF'УД(t — tТ )dH. Тепловой баланс для элемента слоя высотой dH имеет вид GчacCq dx = KF'УД(t — tТ )dH. При подстановке значения tT из уравнения (11) получаем: dx/ dH=[ KF'УД(t — t н Т )/ Gчасq]- q /(GТ сТ) (12) Здесь К — коэффициент теплопередачи через стенку от реагентов к теплоносителю. Далее решение аналогично предыдущему случаю. При совместном решении уравнения (12) и уравнения кинетики реакции получаем выражение для определения температуры реагентов. В этом выражении температура реагентов будет являться функцией степени превращения х и коэффициента теплопередачи К, а также постоянной начальной температуры реагентов t нT . Выражение для температуры реагентов подставляется в уравнение кинетики. После интегрирования уравнения кинетики определяем время реакции т.

Слайд 26

Описание слайда:

Графический метод расчета Графический метод применяется в тех случаях, когда уравнение кинетики реакции неизвестно, но имеются кинетические кривые х= f (т) при различных температурах.

Слайд 27

Описание слайда:

Для построения функции f (x, t) кинетические кривые х = f (τ) (рис.1) графическим дифференцированием преобразовывают в графики dτldx = f (х) (рис. 2). Для построения функции f (x, t) кинетические кривые х = f (τ) (рис.1) графическим дифференцированием преобразовывают в графики dτldx = f (х) (рис. 2).

Слайд 28

Описание слайда:

Для того чтобы на полученном графике построить функцию f (x, t) ,необходимо знать изменение температуры реагентов с изменением степени превращения х. Для того чтобы на полученном графике построить функцию f (x, t) ,необходимо знать изменение температуры реагентов с изменением степени превращения х. для изотермического режима t = const = f (x) для адиабатического режима t = tН+ (C*q*x/Сp), т. е. температура является линейной функцией х и может быть легко рассчитана для любого значениях. Нанося на кривые рис. б точки, соответствующие расчетным значениям t =f (х), и проводя по этим точкам кривую, получаем f (x, t) . Время реакции определяем по площади под кривой f (x, f), ограниченной ординатами хнхк.

Слайд 29

Описание слайда:

Для реакции, протекающей с увеличением объема, уравнение реакции примет вид Для реакции, протекающей с увеличением объема, уравнение реакции примет вид dx/dτ = f (x) (1 + ζх), где ζ= VГ/ VнГ — относительное увеличение объема газов при полном превращении. Определение времени реакции при переменном объеме реагентов приводится по графику (1 + ζх) dτ/dx = f (x). Таким образом, графический способ расчета может быть применен для изотермического или адиабатического процессов.