Allgemeine Gleichung Wärmehaushalt chemischer Reaktor. Wärmebilanzgleichung für chemische Reaktoren, die in isothermen, adiabatischen und intermediären thermischen Regimen betrieben werden. Thermische Stabilität chemischer Reaktoren bei exo- und endothermen Reaktionen. Reversibler Reaktionsreaktor.

Die Wärmebilanzgleichung berücksichtigt alles Wärmeströme, Betreten und Verlassen des Reaktors. Solche Ströme sind: Qin – physikalische Wärme des Reaktionsgemisches, die im Elementarvolumen enthalten ist, für das eine Bilanz erstellt wird (Eingangsstrom); Qout – physikalische Reaktionswärme, die das Elementarvolumen verlässt (Ausgangsstrom); Q р – Wärme der chemischen Reaktion (das Vorzeichen kann positiv oder negativ sein); Q t.o – Wärme, die für den Wärmeaustausch mit aufgewendet wird Umfeld(Abhängig von den Temperaturverhältnissen im Reaktor und in der Umgebung bzw. in der Wärmeaustauschvorrichtung kann diese Strömung auch in das Volumen hinein und aus ihm heraus gerichtet sein); Q f.pr – Wärme der Phasenumwandlungen.

Für den stationären Reaktorbetrieb algebraische Summe aller Wärmeflüsse ist Null: Q in - Q out ± Q ð ± Q t.o ± Q f.pr = 0 (1)

Im instationären Modus kommt es in einem Elementarvolumen zu einer positiven oder negativen Wärmeansammlung:

Q in - Q out ± Q r ± Q t.o ± Q f.pr = Q nak (2)

Die Gleichungen (1) und (2) sind allgemeine Gleichungen für die Wärmebilanz eines chemischen Reaktors. Es gibt verschiedene Arten von thermischen Regimen chemischer Reaktionen und dementsprechend spezifische Arten von Wärmebilanzgleichungen

I. Isotherm – ein Modus, der dadurch gekennzeichnet ist, dass die Temperatur am Einlass, im Inneren und am Auslass gleich ist. Dies ist möglich, wenn die Freisetzung und Aufnahme von Wärme infolge einer chemischen Reaktion durch Wärmeaustausch mit der Umgebung kompensiert wird. Für einen stationären isothermen Prozess mit konstanten physikalischen Eigenschaften des Systems können wir schreiben: Q in =Q out; | Q ð |=| Q zu | .

Neben grundsätzlich isothermen Mischreaktoren können auch Reaktoren mit einem sehr niedrigen Wert von Q p, C A0 oder x (Umwandlungsgrad) mit erheblicher Wärmeleitfähigkeit im Reaktionsgemisch isotherm sein. Bei der Modellierung von Reaktoren umfassen vollständig isotherme Reaktoren Reaktoren verschiedener Typen, Mischflüssigkeitstypen (Zh, Zh-Zh, Zh-T). Das isotherme Regime wird auf dem Regal kleiner Schaum- und Blasenapparate sowie in einem Wirbelbett aus körnigem Material und anderen Apparaten beobachtet.

Charakteristische Gleichung eines isothermen Reaktors: t cf =t k =const.

II. Das adiabatische Regime zeichnet sich dadurch aus, dass kein Wärmeaustausch mit der Umgebung stattfindet. In diesem Fall wird die gesamte Wärme der chemischen Reaktion zum Erhitzen oder Kühlen des Reaktionsgemisches aufgewendet. Für einen stationären Prozess |Q in -Q out |=|Q p |. Die Temperaturänderung in einem adiabatischen Reaktor ∆t ist direkt proportional zum Umwandlungsgrad x, der Konzentration des Hauptreagenzes C A0 und dem thermischen Effekt der Reaktion Q p. Temperaturänderungen sind bei exothermen Reaktionen positiv und bei endothermen Reaktionen negativ. Die Wärmebilanzgleichung für die Reaktion A→B lautet: G c t k ± GQ p C A 0 x=G c t k(2), daraus erhalten wir die charakteristische Gleichung: ± GQ p C A 0 x=с (t k – t n) (2’).

Die Temperaturänderung in jedem Abschnitt entlang der Strömungsachse in einem Kolbenströmungsreaktor ist proportional zum Umwandlungsgrad: ∆t= t k – t n =±λх, wobei λ der Koeffizient der adiabatischen Temperaturänderung ist: λ=(Q p ​​​​* C D)/c, wo

C D – Produktkonzentration. Die Wärmebilanzgleichung für einen Elementarabschnitt des Reaktors lautet: ±Q p C A dx A =cdt (3). Für einen vollständig gemischten Reaktor ist die Wärmebilanzgleichung dieselbe wie (2’).

III. Dazwischenliegend Der (polytrope oder autotherme) Modus zeichnet sich dadurch aus, dass ein Teil der Reaktionswärme für die Änderung des Wärmeinhalts (Erwärmung oder Abkühlung) des Reaktionsgemisches und ein Teil für den Wärmeaustausch mit der Umgebung aufgewendet wird. Dieser Modus wird am häufigsten in TCP gefunden. Dieses Regime wird durch die vollständige Wärmebilanzgleichung beschrieben. Bei konstanter Gewichtswärmekapazität und stationärem Zustand wird die durch die Reaktion beim Umwandlungsgrad x A freigesetzte (absorbierte) Wärme von den Reaktionsprodukten abgeführt und durch die Reaktorwand übertragen: ±GQ p C A 0 x A =G c (t k – t n) ± k t F∆t av (4), daraus ergibt sich: 1) Temperaturänderung (t k – t n), Umwandlungsgrad (x A), Wärmeübertragungsfläche (F ). Diese Gleichung (4) wurde für erhalten Mischreaktor und für Pfropfenströmungsreaktor, bei dem die Temperatur über die gesamte Länge gleich ist, das heißt, die Temperatur des im Mantel befindlichen Kühlmittels bzw. Kühlmittels ist über die gesamte Länge des Reaktors konstant; Die Temperatur der Reaktanten ist an jedem Punkt des Reaktorquerschnitts gleich. Da die Temperatur im Reaktor variiert entlang seiner Länge, die Wärmebilanz wird für einen Elementarabschnitt der Reaktorlänge (∆H) erstellt: GQ p C A 0 x A =G c dt± k t F’(t-t arr)dH; wobei t die Temperatur im betrachteten Reaktorelement ist; t Umgebungstemperatur in der Jacke.

Ein Vergleich der Eigenschaften isothermer, adiabatischer und polythermischer Prozesse ist in den Abbildungen dargestellt.

Die Stabilität des Reaktorbetriebs ist eine der an sie gestellten Anforderungen. Laut A. M. Lyapunov: „Ein System wird als stabil bezeichnet, wenn es nach der Anwendung einer Störung in seinen vorherigen Zustand zurückkehrt, wenn diese Störung beseitigt wird.“

Am wichtigsten ist die Temperaturstabilität (thermische Stabilität) chemischer Reaktionen und Reaktoren. Bei exo- und endothermen Reaktionen kommt es aufgrund des Einflusses der Konzentration der Reagenzien im chemischen Prozess zu einer automatischen Regulierung der Temperatur des technologischen Prozesses. In manchen Fällen ist die Abhängigkeit der freigesetzten Wärmemenge von der Temperatur in einem kompletten Fusionsreaktor bei reversible exotherme Reaktion.

Die Stabilität des technologischen Regimes eines Reaktors kann durch seine Empfindlichkeit bei der Änderung eines oder eines anderen Parameters bestimmt werden und wird aufgerufen parametrische Empfindlichkeit:П=dy/dx, wobei y ein Eingabewert – Parameter (Temperatur, Reagenzienverbrauch, Konzentration) ist, x ein Ausgabewert – ein Parameter, der das Ergebnis des Prozesses charakterisiert (Umwandlungsgrad, Temperatur, Reaktionszeit).

Dakhin O.Kh.

Wolgograd, RPK "Polytechnic", 2012. - 182 S. Klassifizierung von Reaktoren nach Design
allgemeine Charakteristiken und Zweck
Einteilung der Reaktoren nach der Bewegungsart der Reaktionsmasse und der Art der Wärmeaustauschfläche
Klassifizierung von Reaktoren nach Konstruktionsformen
Klassifizierung von Reaktoren nach dem Phasenzustand der Reagenzien und dem Funktionsprinzip
Allgemeine Merkmale und Funktionsprinzipien je nach Betriebsart
Batch-Reaktoren (homogene instationäre Reaktoren)
Semi-Batch-Reaktoren
Kontinuierliche Reaktoren (homogene stationäre Reaktoren)
Kaskade von Reaktoren
Methodik zur komplexen Berechnung chemischer Reaktoren
Algorithmus zur Reaktorberechnung
Allgemeine Bestimmungen
Bestimmung der chemischen Reaktionsgeschwindigkeit, -konstante, des Umwandlungsgrads und der Ordnung
Chemische Reaktionsgeschwindigkeit
Einfache Reaktionen
Reaktionen nullter Ordnung
Reaktionen erster Ordnung
Produktausbeute
Klassifizierung von Reaktionen
Der Einfluss der Temperatur auf die Geschwindigkeit einer chemischen Reaktion
Parallele und sequentielle Reaktionen
Grundlagen mathematische Modellierung chemische Reaktoren
Lineare Verteilungsfunktionen der Verweilzeit
Experimentelle Bestimmung von E(τ) und F(τ) und Analyse eines chemischen Reaktors unter Verwendung dieser Funktionen
Wärmeübertragung in chemischen Reaktoren
Thermischer Effekt in Reaktoren
Klassifizierung chemischer Reaktoren nach thermischem Regime
Algorithmus zur Berechnung des thermischen Regimes chemischer Reaktoren
Thermische Berechnung chemischer Reaktoren
Allgemeine charakteristische Wärmebilanzgleichung
Der Einfluss thermischer Bedingungen auf den Ablauf chemischer Prozesse in idealen Misch- und Verdrängungsreaktoren. Thermische Berechnung eines kontinuierlichen isothermen Reaktors mit vollständiger Durchmischung
Analyse des thermischen Regimes eines kontinuierlichen isothermen Reaktors
Pfropfenströmungsreaktor mit Wärmeaustausch zwischen Reaktanten und Produkt
Pfropfenströmungsreaktor mit Wärmeaustauschfläche
Thermische Berechnung eines adiabatischen Reaktors mit Rührer
Analyse des thermischen Regimes eines adiabatischen Reaktors
Analyse des thermischen Regimes eines adiabatischen Reaktors für endotherme Reaktionen
Thermische Berechnung eines isothermen Batch-Reaktors
Thermische Berechnung eines isothermen Batch-Reaktors für den quasistationären Betrieb
Beispiel einer technologischen und thermischen Berechnung eines chemischen Reaktors
Mechanismus heterogener katalytischer Reaktionen
Berechnung eines Reaktors mit festem Katalysatorbett
Berechnung eines Wirbelschichtreaktors
Wärmeübertragung in einem Wirbelschichtreaktor
Zweck, Ausführung und wichtigste technische Eigenschaften von Geräten mit Mischgeräten
Klassifizierung von Mischprozessen und deren Hauptkriterien
Die physikalische Essenz des Mischvorgangs mit mechanischen Rührern in Gefäßen
Flüssigkeitsfluss im Gerät
Suspension
Bedingungen für die Aussetzung
Der Einfluss des Rührens auf chemisch-technische Prozesse
Einfluss des Rührens auf den Stoffübergang
Stoffübergang zwischen festen und flüssigen Phasen
Einfluss des Rührens auf die Wärmeübertragung
Mischgeräte und ihre Klassifizierung
Zweck der Geräte und Bereiche ihres Einsatzes
Bedingter Druck und Temperatur des Mediums
Grundparameter der Geräte
Auswahl und Anforderungen an Materialien zur Herstellung chemischer Reaktoren
Grundlegende Eigenschaften von Materialien, die bei der Herstellung von Reaktoren und ihren Strukturelementen verwendet werden
Konstruktionsmerkmale von Geräten zum mechanischen Mischen flüssiger Medien
Gestaltung der Hauptfunktionselemente von Reaktoren mit Rührern
Hochgeschwindigkeitsmischer
Hydrodynamik von Hochgeschwindigkeitsmischgeräten. Berechnung grundlegender hydrodynamischer Parameter
Mischer mit niedriger Geschwindigkeit
Hydrodynamik des Mischens in Geräten mit langsam laufenden Mischern
Mischerantrieb
Versiegelte Elektroantriebe
Mischerwellendichtungen
Hydraulikventile
Lippendichtungen
Stopfbuchsdichtungen
Gleitringdichtungen
Reaktoreinbauten
Reflektierende Trennwände
Druckrohr
Spulen
Berechnung interner Geräte

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MINISTERIUM FÜR BILDUNG UND WISSENSCHAFT DER RF Staatliche Technische Universität Wolgograd O.Kh. Dakhin CHEMISCHE REAKTOREN RPK „Polytechnic“ Wolgograd 2012 8 1 KLASSIFIZIERUNG VON REAKTOREN NACH KONSTRUKTION 1.1 Allgemeine Eigenschaften und Zweck Die gleiche Reaktion kann in Reaktoren verschiedener Typen durchgeführt werden. Bei der Begründung der Wahl eines Reaktionsapparates eines bestimmten Typs zur Durchführung eines bestimmten chemischen Prozesses ist die Möglichkeit seiner konstruktiven Gestaltung des Apparates zu berücksichtigen. Ein umfassendes Verständnis der wichtigsten Reaktordesigntypen, die in verschiedenen Branchen verwendet werden. Dementsprechend große Zahl Reaktordesigns, -methoden und -wege werden berücksichtigt praktische Anwendung chemische Kinetik, Hydrodynamik, Wärme- und Stoffübertragung, notwendig für die technische Auslegung, Auswahl der optimalen Betriebsart und Auslegung des Reaktors. Da der Hauptapparat fast jeder chemischen Produktion ein Reaktor ist, hängen Kosten und Qualität der resultierenden Produkte, die Leistung der Einheit, die Arbeitsproduktivität, die Kapitalkosten usw. hauptsächlich von seinem Betrieb ab. Aufgrund der großen Unterschiede in der Reaktorkonstruktion Es ist schwierig, wissenschaftlich fundierte Kriterien für ihre Einstufung zu finden. Von allen Konstruktionsmerkmalen können noch zwei als entscheidend angesehen werden: - die Art der Bewegung der Reaktionsmasse im Reaktor; - Art der Wärmeaustauschfläche; - entsprechend den Strukturformen des Rumpfes. Das erste Merkmal ermöglicht es, Reaktionsapparate nach bekannten idealen Reaktortypen zu klassifizieren und so einen Zusammenhang zwischen den kinetischen Gesetzmäßigkeiten der in den Reaktoren ablaufenden Prozesse und deren Konstruktion herzustellen. Für jeden der idealen Reaktortypen hängt die Auslegung auch davon ab, ob eine Wärmeaustauschfläche benötigt wird (extern, intern) oder nicht (Tabelle 1). 1.2 Klassifizierung von Reaktoren nach der Art der Bewegung der Reaktionsmasse und der Art der Wärmeaustauschoberfläche. Tabelle 1.1 Modus Methode Umsetzung der Wärmeübertragungsoberflächenbewegung ohne externe mit Reaktionsbewegungsoberfläche, Oberfläche, innere Masse und Oberfläche, vollmechanischer Rührofen mit Autoklav mit Autoklav Rühren mit Regalen, ummantelter Spule, rotierende Trommel – – Diffusion oder Reaktion – – Konvektion I-Kammer; - - Reaktor mit Reaktor mit Reaktor mit Bewegungen mit Bewegung mit Bewegung, Bewegung, minimale Schichtschichtung, Reaktorofen mit Regalen, gemischte Konvektion (einer der Reaktanten Hochofen pneumatisch 10. Blasenreaktor mit Kreuzreaktor mit Reaktor mit Blasenbildung, Blasenbildung, der Rest sprudelnd) Voll Vorwärtsströmungsreaktor Katalytischer Verdrängungsreaktor (Reagenzien bewegen sich vom stationären Minimum) Gegenströmung – Kolonne mit – – – – Rotations-Rotations-Ofen-Querpackungsdiffusion) Reaktionskolonne mit Böden 1.3. Klassifizierung von Reaktoren nach Konstruktionsformen. Tabelle 1.2. Reaktortyp Con-Modus Betriebsoberfläche Seite beweglicher Wärmeaustausch uctium Phase Ohne Sivn-Reaktionen nar internes Ion super verengt für Massennasal-Materialien Oberfläche 11 C Beispiele Rohrförmige PV G - + - Reaktoren Cracken von Benzinen, Ethylenpolymerisation L - + - Alkniierung niedrigerer Paraffine L-L - + - Hydrolyse von Chlorbenzolen Kolonne PV G-L + - + PV G-L + - - Reaktoren Neutralisation von Ammoniak PV für G-L + + + Gas, Oxidation von Nxylol NS für flüssiges PV G-Zh + - - Gewinnung von Ammoniumsulfat 12 Fortsetzung von Tabelle 1 . 2 Kolonnen PV G-G/T + - - Reaktoren Ethylen-Benzol-Dehydratisierung - + - Oxidation von Ethylen G-T + - - Kalksteinröstung PV PV für L-T + - - Ionenaustausch G-T + - - G-G/T + - - Pyrolyse von Butan G-T + - - Röstpyra F + + + Diazotierung G-L + + + Chlorierung von Gas, PS G-G/T für die feste Phase PS von Ethylenderivaten F + + + Sulfonierung von Benzol L-T + + + Herstellung von Superphosphaten 13 Fortsetzung von Tabelle 1.2 Andere weit verbreitet G-T + + - Oxidation der eingesetzten Erze G-T + - + Rösten des Reaktors Zh-T Zersetzung von Calciumcarbid mit Wasser zu Acetylen G-G + - + Teiloxidation von Kohlenwasserstoffen zu Olefinen und Diolefinen Hinweis: PV-Vollverdrängung; PS – vollständiges Mischen; G-Gas-Phase; Die Flüssig-Flüssigkeits-Klassifizierung von Reaktoren nach den Strukturformen des Gefäßes basiert nicht auf wissenschaftlichen Klassifizierungskriterien, sondern ähnelt werkseigenen Methoden zur Gruppierung von Reaktionsapparaten (Kessel, Öfen, Rohre). Aufgrund ihrer Bauform werden die wichtigsten Reaktortypen wie folgt gruppiert: - Rohrreaktoren (Wärmetauscherreaktoren); -Säule (einschließlich Geräte mit einer stationären oder sich bewegenden Schicht aus fester Phase); -Reaktoren vom Typ Reaktionskammer (mit oder ohne mechanischem Rühren); - andere häufig verwendete Reaktortypen (z. B. Öfen). Unten sind Brief Information über Reaktoren verschiedener Bauformen... 14 Der Hauptinhalt der chemischen Technologie besteht aus zahlreichen und vielfältigen Prozessen der chemischen Umwandlung von Stoffen. Sie werden in speziellen Apparaten durchgeführt – chemischen Reaktoren. Der Reaktor ist der Hauptapparat einer technologischen Anlage und nimmt aufgrund seiner Bedeutung einen führenden Platz bei der Herstellung jeglicher Produkte aus der chemischen, petrochemischen und Lebensmittelindustrie ein. Daher sind Kenntnisse und Beherrschung der Methoden der technologischen und strukturellen Berechnungen, die Auswahl der optimalen Größe des Reaktors, die Bedingungen für seinen kompetenten und sicheren Betrieb sowie die technologische Reparatur und Installation von besonderer Bedeutung. Reaktoren in technologischen Linien der Petrochemie und Lebensmittelproduktion nehmen in der Regel einen zentralen Platz ein, da nur in ihnen durch chemische Reaktionen das notwendige Zielprodukt mit bestimmten Eigenschaften für die weitere Verwendung als Fertigprodukt oder die Verarbeitung zu bestimmten Produkten entsteht. Die übrige Ausrüstung der entsprechenden Produktion dient der Vorbereitung der Ausgangskomponenten zur Durchführung chemischer Reaktionen im Reaktor und der Aufbereitung bzw. Verarbeitung der fertigen Reaktionsprodukte. Jeder industrielle chemische Prozess ist darauf ausgelegt, das benötigte Produkt wirtschaftlich aus einem Ausgangsmaterial herzustellen, das mehrere aufeinanderfolgende Verarbeitungsstufen durchläuft. Abbildung l.l zeigt ein Diagramm eines typischen chemischen Prozesses. Die anfänglichen hydromechanischen thermischen Prozesse (Erhitzen, Materialien (Zerkleinern, mit technologischer Unterstützung, Zentrifugieren, Kühlen usw.) und verschiedene andere Prozesse) werden einer speziellen Verarbeitung unterzogen, bis sie unter bestimmten Bedingungen in der Lage sind, in a einzutreten chemische Reaktion. 15 Anschließend werden die Ausgangsreagenzien in den Reaktor eingespeist, um die chemische Reaktion durchzuführen. Mit Hilfe bestimmter physikalischer Prozesse im Reaktor werden optimale Bedingungen für die chemische Reaktion geschaffen. Basierend auf kinetischen Abhängigkeiten wird die optimale Reaktionszeit sichergestellt – Temperaturregime und Reaktionstemperatur – hydrodynamisches Regime und Betriebsdruck des Reaktors, der Zustand der Reagenzien und deren Konzentrationen – Phase, sowie das entsprechende Design. I – Ausrüstung zur Vorbereitung der Ausgangsreagenzien für eine chemische Reaktion in einem Reaktor; II – Ausrüstung zur Verarbeitung und Verarbeitung des im Reaktor erhaltenen Fertigprodukts. 1 chemischer Reaktor; 2 – Trockner; 3 – Stoffaustauschapparat; 4 – Extruder; 5-Kapazität; 6 – Zentrifuge; 7 – Filter; 8 – Wärmetauscher (Kühlschrank). Abbildung 1.1 – Chemischer Reaktor im technologischen Schema der petrochemischen Produktion 101; Alle chemischen Reaktoren bestehen aus Standardbauelementen und -geräten, das sind Mischer, Spender, Filter, Zentrifugen, Wärmetauscher (Kühlschränke), Trockner usw. sowie Kontaktgeräte – Platten, Düsen, Katalysatoren und Mischgeräte für das Gas und flüssige Phasen. Strukturell kann der Reaktor ein einfacher Apparat sein, beispielsweise ein einfacher Mischtank. In den meisten technologischen Systemen einer Vielzahl von Industrien ist der Reaktor jedoch der Hauptapparat, da die chemische Stufe der wichtigste Teil des Prozesses ist , Bestimmung seiner Effizienz. Der Entwurf eines Reaktors ist eine komplexe technische Aufgabe, da für einen bestimmten chemischen Prozess verschiedene Arten von Apparaten verwendet werden können. Um das optimale Design zu entwerfen, zu berechnen und auszuwählen, ist es daher notwendig, Muster und Daten aus verschiedenen Wissensgebieten zu nutzen: Thermodynamik, chemische Kinetik, Hydrodynamik, Wärmeübertragung, Stofftransport und Wirtschaft. 1.4 Klassifizierung von Reaktoren nach dem Phasenzustand der Reagenzien und dem Funktionsprinzip Chemische Prozesse werden in Geräten unterschiedlicher Bauart durchgeführt, die nach einem der folgenden Funktionsprinzipien arbeiten: - Batch-Reaktor; - halbkontinuierlicher und halbkontinuierlicher Reaktor; - kontinuierlicher Reaktor. In diesen Reaktoren können die Reagenzien in verschiedenen Phasenzuständen vorliegen: Gas, Flüssigkeit, Gas-Flüssigkeit, Flüssigkeit-Flüssigkeit, Gas-Feststoff, Flüssigkeit-Feststoff, Gas-Flüssigkeit-Feststoff. Reaktionen in diesen Phasen werden in Apparaten durchgeführt, in denen gemischt wird. Bewegung von Reagenzien Dementsprechend sind die Geräte im Verdrängungsmodus entweder konstruktiv in Form eines Verdrängungsreaktors oder eines Rührreaktors ausgeführt. Geräte mit Verdrängung: normalerweise kontinuierlich und mit Mischung, sowohl kontinuierlich als auch periodisch. Periodische Prozesse werden in Reaktoren unter Rühren in homogenen (L) und heterogenen (L+G; Ll+L2; G+Tv.t; G+L+Tt) Systemen durchgeführt. Zu den periodischen Prozessen gehören: -Polymerisationsprozesse (L); -halbperiodische Chlorierung (G+L) -Sulfonierung (Ll+L2); -Recycling (G + TV); -Ek-Mineralien (L+Tv.t.); -Hydrierung (G + F + Tv.t.). Kontinuierliche Prozesse werden sowohl in Pfropfenströmungs- als auch in Mischreaktoren durchgeführt. Kontinuierliche Prozesse umfassen: - thermisches Cracken (G); -Absorption(G + F); -Extraktion(Ll+L2); -Nitrierung(Ll+L2); -Prozesse, die in einer stationären oder sich bewegenden suspendierten Katalysatorschicht ablaufen (G+Tv.t. ); -Ionenaustausch (F+Tv.t.). Schemata zur Umsetzung der oben genannten Prozesse sind in Tabelle 1.3 aufgeführt. Tabelle 1.3 Durch intensives Mischen ist jederzeit die gleiche Konzentration im gesamten Volumen gewährleistet. Der Prozess wird durchgeführt, bis das Gleichgewicht bzw. der gewünschte Umwandlungsgrad erreicht ist. Die Verweilzeit der Komponenten in der Reaktionszone wird durch den Abstand zwischen den Zeitpunkten der Beladung und Entladung der Apparatur bestimmt. Solche Geräte, die für Reaktionen in einem flüssigen Medium verwendet werden, arbeiten im idealen (vollständigen) Mischmodus. Batch-Reaktoren werden in den meisten Fällen zur Homogenisierung von Prozessen und zur relativen Auflösung, weitreichenden Verdünnung und im Maßstab chemischer Umwandlungen eingesetzt. Die entscheidenden Faktoren, die durch die Mischung beeinflusst werden, sind der Stoffübergang und der Wärmeübergang. Durch die Vermischung kommen die reagierenden Komponenten in einen vollständigeren und engeren Kontakt und die Reaktion beschleunigt sich, der Wärmeaustausch erfolgt über einen Mantel oder eine Spule. Die Zusammensetzung der Reaktionsmischung ändert sich im Laufe der Zeit, sodass die Reaktionsgeschwindigkeit während des Prozesses nicht konstant ist. Änderungen der Konzentration der Verbrauchskomponente werden im Diagramm dargestellt (Abbildung 2.2). Aus dem Diagramm geht hervor, dass die Konzentration der Verbrauchskomponente in den Ausgangsmetallen mit der Zeit abnimmt und die Reaktionsprodukte zunehmen. Der periodische Vollwirkungs-Arbeitszyklus besteht aus einem Zyklus der Ladebetriebszeit, der Reaktorzeit der chemischen Reaktion bis zu einer bestimmten Umwandlung der Reaktionsprodukte und der Ladezeit. 105 Abbildung 2.1 – Diagramm eines Batch-Reaktors Abbildung 2.2 – Diagramm der Konzentrationsänderungen der Ausgangskomponente und der Reaktionsprodukte 2.2 Semi-Batch-Reaktoren Der Aufbau eines halbkontinuierlichen (Semi-Batch-)Reaktors ähnelt dem eines Batch-Reaktors. Der Unterschied liegt im Funktionsprinzip. Wenn alle anfänglichen Reagenzien gleichzeitig in den Batch-Reaktor 106 geladen werden, werden einige der Reagenzien zu Beginn des Prozesses in den halbkontinuierlichen Reaktor geladen, und der andere Teil wird der Vorrichtung während des Prozesses kontinuierlich zugeführt. Der Einsatz solcher Reaktoren empfiehlt sich, wenn die Gefahr eines übermäßigen Temperaturanstiegs oder von Nebenreaktionen bei hohen Konzentrationen einer der Komponenten besteht. Beispielsweise wird bei der Reaktion A + B – C zunächst Komponente A in die Apparatur geladen, Komponente B kontinuierlich zugeführt und die Anzahl ihrer Mol nB so gewählt, dass das Maximum des Zielprodukts erhalten wird (Abbildung 2.4). . Ein Diagramm der Konzentrationsänderungen in einem halbkontinuierlichen Reaktor ist in Abbildung 2.3 dargestellt. Abbildung 2.3 – Diagramm der Konzentrationsänderungen in einem Batch-Reaktor 2.3 Kontinuierliche Reaktoren (homogene stationäre Reaktoren) Die Funktionsprinzipien kontinuierlicher Reaktoren sind wie folgt; Das Laden der Ausgangsmaterialien und das Entladen der Reaktionsprodukte in eine Apparatur mit Rührer erfolgt kontinuierlich. Infolgedessen konnte die genaue Verweilzeit der Partikel in der Reaktionszone nicht bestimmt werden: Offenbar wird nur eine kleine Anzahl von Partikeln in der Lage sein, den Weg vom Eingang zum Ausgang der Apparatur sehr schnell zurückzulegen. Aufgrund der Vermischung durchlaufen die meisten Partikel einen sehr schwierigen Weg, um den Reaktor zu verlassen. Daher bei der Berechnung solcher Reaktoren wahre Zeit Die Verweildauer der Komponenten in der Reaktionszone wird durch die sogenannte Äquivalentzeit oder durchschnittliche Verweilzeit der Partikel im Reaktor ersetzt (Abbildung 2.4). Da die Edukte kontinuierlich zugeführt und die Reaktionsprodukte kontinuierlich abgeführt werden, sind deren Konzentrationen an jedem Punkt des Reaktionsvolumens und zu jeder Zeit konstant; Die Reaktionsgeschwindigkeit wird auch über die Zeit und das Volumen der Apparatur konstant sein. Die Konzentration der Komponente beim Beladen ist gleich c0; theoretisch sinkt sie sofort auf die Endkonzentration c und bleibt konstant, bis das fertige Produkt aus dem Reaktor entladen wird. Das Diagramm (Abbildung 2.5) zeigt die Art der Konzentrations- und Reaktionsgeschwindigkeitsänderung in einem kontinuierlichen Reaktor. 108 Abbildung 2.4 – Diagramm eines kontinuierlichen Reaktors Abbildung 2.5 – Diagramm der Konzentrationsänderungen in einem kontinuierlichen Reaktor 2.4 Kaskade von Reaktoren Das Installationsdiagramm ist in der Abbildung dargestellt (Abbildung 2.6). Der Reagenzienstrom fließt kontinuierlich von jedem Reaktor zum nächsten, um die Reaktion weiter durchzuführen. Die Konzentrationen der Ausgangsstoffe ändern sich stufenweise. Eine andere schrittweise Version des Betriebs einer Reaktorkaskade ist möglich, bei der 109 der Inhalt jedes Reaktors periodisch in den nächsten übertragen wird. Das Entladen von Reaktionsprodukten aus dem letzten Apparat erfolgt ebenfalls periodisch. Abbildung 2.6 – Diagramm einer Kaskade kontinuierlicher Reaktoren und Diagramm der Konzentrationsänderungen nach Stufen 2.5 Rohrreaktoren Dies sind Geräte, durch die kontinuierlich ein Strom von Reagenzien fließt, die in chemische Wechselwirkung miteinander treten (Abbildung 2.7). Es gibt Reaktoren für homogene und heterogene Prozesse. Die Strömungsverhältnisse in Rohrreaktoren sind sehr komplex. In erster Näherung (Mischen als Mischen) ist es möglich, die Ein- und Ausbewegung von Strömen ohne Bewegungsrichtung (Längs-Radialrichtung (Quermischung)) zuzulassen. In Wirklichkeit ist das Bild viel komplizierter: das Vorhandensein von Längsströmungen und Quermischung übt zusätzliche Einflüsse auf die Strömung aus. Ohne Längsmischung wird die Verweildauer der Reagenzien in der Reaktionszone durch die Länge der Vorrichtung und die Geschwindigkeit der Partikel bestimmt, die quer nicht gleich ist der Querschnitt des Apparates. Wenn wir einen Rohrreaktor als einen Apparat mit idealer Verdrängung (dem sogenannten Kolbenmodus) betrachten, dann ist die Verweilzeit des Moleküls in der Reaktionszone 110 gleich dem Verhältnis der Länge des Zone zur Längsgeschwindigkeit. Turbulisierungsströmungen und Längsmischung erschweren die Berechnung der Verweilzeit, daher wird das Konzept der durchschnittlichen Verweilzeit eingeführt. Am Ende der Anfahrphase in jedem Abschnitt des Reaktors, als Ergebnis chemische Wechselwirkung Es stellen sich konstante Konzentrationen der Verbrauchskomponente ein, die in den Ausgangsstoffen vom Input zum Output abnehmen. Rohrreaktoren werden häufig in der chemischen und petrochemischen Industrie eingesetzt. Es gibt zwei Hauptbetriebsschemata für Rohrreaktoren: Durchfluss (Abbildung 2.7) und Rezirkulation (Abbildung 2.6). Abbildung 2.7 – Diagramm eines Durchflussrohrreaktors und Diagramm der Konzentrationsänderungen der Ausgangs- und Endprodukte 111 Abbildung 2.8 – Diagramm einer Reaktoranlage mit Rezirkulation. 1Reaktor; 2-Trenner; 3-Wärmetauscher; 4 - Umwälzpumpe Dieses Schema entspricht dem Cracken von Gasöl, der Reformierung leichter Produkte nach einem einarmigen Schema sowie Syntheseprozessen aus einzelnen Komponenten. Anlagen, die nach dem angegebenen Schema arbeiten, werden in der Industrie, insbesondere in Ölraffinerien, häufig eingesetzt. Dies hat folgende Gründe: Ohne Recycling ist es in den meisten Fällen nicht möglich, den gewünschten Umsetzungsgrad der reagierenden Stoffe zu erreichen; Viele Prozesse gehen aufgrund von Temperaturstörungen mit Parallel- oder Nebenreaktionen einher. Um eine Erhöhung der Nebenproduktausbeute zu vermeiden, wird durch den Einsatz von Recycling eine vollständige Rohstoffumwandlung sichergestellt. Bei der Herstellung von Kraftstoffen wird die Reaktion häufig mit einem großen Überschuss einer der Komponenten des Rohstoffs durchgeführt. Beispielsweise wird bei einem Überschuss an Isobutan aus Isobutan und Isobuten Isooctan synthetisiert; mit einem Überschuss an Benzol - Synthese von Isopropylbenzol aus Benzol und Propylen. In diesen Fällen wird eine überschüssige Menge der Komponente mit dem Rezirkulat zugeführt. Der Kern des Verfahrens besteht darin, dass die nicht umgesetzten Produkte zusammen mit den umgesetzten Produkten nach dem Reaktor in das Trennsystem 112 gelangen, wo sie von diesem getrennt und mit frischen Rohstoffen vermischt wieder dem Reaktor zugeführt werden. 113 4 METHODE ZUR UMFASSENDEN BERECHNUNG CHEMISCHER REAKTOREN Chemische Reaktionen finden in Reaktoren verschiedener Typen statt. Die Gestaltung und Auswahl der Gerätegröße für einen bestimmten chemischen Prozess (chemische Reaktion) hängt von vielen Faktoren ab, dem Phasenzustand der Ausgangsreagenzien und ihren physikalisch-chemischen Eigenschaften, Wärme- und Stoffübertragungsprozessen sowie der Hydrodynamik. Darüber hinaus laufen alle diese Prozesse gleichzeitig ab, was die Konstruktion und Berechnung chemischer Reaktoren erheblich erschwert. Die Möglichkeit, die optimalsten technologischen und konstruktiven Parameter zu erhalten, ergibt sich durch eine umfassende Berechnung des Reaktors. 4.1 Algorithmus zur Berechnung eines Reaktors Um einen Reaktor mit optimaler Auslegung zu erstellen, sind, wie es heißt, Ausgangsdaten erforderlich. Zunächst sollten Sie die Kinetik des Zielprodukts und die Nebenprozesse kennen, die zu einem irrationalen Verbrauch von Rohstoffen und der Bildung unnötiger und manchmal schädlicher Substanzen führen (Kinetik ist die Wissenschaft von der Geschwindigkeit chemischer Reaktionen). Als nächstes werden Daten über die bei der Reaktion freigesetzte bzw. aufgenommene Wärme sowie über den maximal möglichen Umwandlungsgrad der Ausgangsstoffe in Produkte benötigt. Beantwortet diese Fragen chemische Thermodynamik . Da die Moleküle der Ausgangsreaktanten aufeinander treffen müssen, damit die Reaktion stattfinden kann, muss das Reaktionssystem gut gemischt sein. Die Effizienz des Mischens hängt von den Viskositäten der Komponenten, der gegenseitigen Löslichkeit der Ausgangsstoffe und Produkte, den Durchflussraten, der Reaktorgeometrie und verschiedenen Arten von Reagenzieneingabevorrichtungen ab. Mit diesen Fragen befasst sich eine Wissenschaft namens Hydrodynamik. Auch das Auftreten einer chemischen Reaktion beeinflusst die Durchmischung. Dies wird durch physikalisch-chemische Hydrodynamik untersucht. Schließlich sollte die Temperatur im Reaktor gemäß den kinetischen Anforderungen aufrechterhalten werden, um die Reaktionsgeschwindigkeit und die Ausbeute an Ziel- und Nebenprodukten zu optimieren. Die Wissenschaft, die sich mit der Beschreibung chemischer Reaktionen unter Berücksichtigung der Prozesse der Stoff- und Wärmeübertragung beschäftigt, nennt sich Makrokinetik (makroskopische Kinetik). 1. Abhängig von der Art der chemischen Reaktion (einfach, komplex, exo- und endotherm), der Menge an Ausgangsreagenzien und Stoffreaktionsprodukten werden die Ströme bestimmt, die die allgemeine charakteristische Gleichung der Stoffbilanz bilden. 2. Die grundlegenden physikalischen Eigenschaften von Stoffen und deren Gemischen werden bestimmt. 3. Die kinetischen Eigenschaften der Stufe chemischer Umwandlungen werden berechnet. Auf der Grundlage dessen wird einer der wichtigsten berechneten Werte bestimmt – die Zeit der chemischen Reaktion –  r. 4. Als Ergebnis der Analyse der Merkmale dieser Art chemischer Reaktion wird das Hardware-Design in Form einer Vorrichtung mit Rührer, einer Reaktorkaskade usw. ausgewählt. (Ausgewählt aus Katalogen, Normalen und Nachschlagewerken). 5. Nach Feststellung der spezifischen technologischen Merkmale des gewählten Reaktortyps wird die allgemeine charakteristische Gleichung der Stoffbilanz in die charakteristische Gleichung der periodischen, kontinuierlichen, dem Reaktortyp entsprechenden Form umgewandelt: ideale Mischung oder ideale Verdrängung, halb- Batch-Betrieb. Aus der charakteristischen Gleichung dieses Reaktortyps, die die Beziehung aller Hauptparameter ausdrückt, die einen chemischen Reaktor charakterisieren – G,  p, Vr (G – Produktivität,  p – Reaktionszeit 115 und V r – Reaktorvolumen), die Der wichtigste Auslegungsparameter des Reaktors wird bestimmt: sein Volumen Vr und dementsprechend die Oberfläche F. 6. Bei Reaktoren mit Rührvorrichtung wird für bestimmte chemische Prozesse zunächst die Art des Rührers in Abhängigkeit vom durchgeführten Prozess ausgewählt im Apparat (Kataloge, Normale und Nachschlagewerke). Somit ist die Mischvorrichtung im Reaktor das wichtigste funktionelle Struktur- und Technologieelement, dessen richtige Wahl und Berechnung von den optimalen technologischen und thermischen Betriebsbedingungen des Reaktors abhängt. 7. Abhängig von der Viskosität, Konzentration, Temperatur und anderen physikalischen und mechanischen Eigenschaften des Mediums wird die Geschwindigkeit des gewählten Mischertyps bestimmt. Aus richtige Definition Die Anzahl der Umdrehungen des Mischers hängt von der Intensität des Mischens chemischer Reagenzien, dem Grad der Entmischung der Eingangsströme, der die Stoffzunahme in einer chemischen Reaktion bestimmt, sowie von den Prozessen der Wärme- und Stoffübertragung ab. In dieser Phase des Algorithmus wird die Anzahl der Umdrehungen des Mischers n berechnet, die zum Mischen aufgewendete Nennleistung beträgt N n, die in den Dichtungen verlorene Leistung beträgt N y, die Leistung für interne Geräte beträgt N B und die Gesamtantriebsleistung des Mischers beträgt N. 8. Die thermische Berechnung besteht aus der Erstellung allgemeiner charakteristischer Reaktorgleichungen. Nachdem alle spezifischen Merkmale eines bestimmten Reaktors ermittelt wurden, wird die Wärmebilanzgleichung in die charakteristische Gleichung des entsprechenden adiabatischen Reaktortyps umgewandelt: nicht isotherm, isotherm, polytrop, autotherm. Aus der charakteristischen Gleichung des betrachteten Reaktors, die die Beziehung aller wesentlichen thermophysikalischen Parameter ausdrückt, die den thermischen Betriebsmodus der Vorrichtung Qr, QK, Qf, 116 Q , Qф, QM charakterisieren (Qr ist die freigesetzte Wärmemenge bzw bei einer chemischen Reaktion absorbiert, QK ist konvektive Wärmeübertragung, Qf – Wärmeübertragung durch die Oberfläche, Q – Änderung der Wärmemenge im Volumen des Reaktors, Qf – die bei physikalischen Prozessen (Auflösung) freigesetzte oder absorbierte Wärmemenge , Verdampfung, Adsorption, Kristallisation usw.), wenn der thermische Effekt  /   N f [kJ/mol] beträgt. Nach der Bestimmung der wichtigsten thermischen Parameter wird die Stabilität des Reaktorbetriebs entsprechend dem thermischen Regime und dem Optimum analysiert Betriebstemperaturen werden ermittelt. 9. Bei der Auslegungsberechnung werden das oben ermittelte Reaktorvolumen Vr – und die Oberfläche – F in einer bestimmten geometrischen Form (Durchmesser – D und Höhe des Apparates – H), dem Durchmesser der Rührwelle, dargestellt berechnet wird - dB, der Durchmesser des Rührers - dm, die Abmessungen von Armaturen und Rohren, Dichtungsvorrichtungen und die grundlegenden Beziehungen zwischen den Abmessungen der Elemente der Mischvorrichtung (der Durchmesser des Rührers - dM und der Durchmesser der Körper DM, der Abstand des Rührers vom Bodenapparat und zum Flüssigkeitsspiegel im Reaktor usw.). 10. Die Festigkeitsberechnung ist der letzte Schritt der komplexen Berechnung des Reaktors. Es ist notwendig zu verstehen, dass bei der Auswahl von Strukturmaterialien für chemische Reaktoren und deren Zusatzausrüstung das Material selbst den chemischen Prozess im Reaktorvolumen nicht beeinflusst, aber Wärmeübertragungsprozesse erheblich beeinflussen kann, insbesondere bei der Verwendung von nicht -Metallische Beschichtungen (Gummierung, Emaille usw.) .P. ). Außerdem ist durch die katalytische Wirkung des Strukturmaterials im wandnahen Bereich die Bildung von Nebenprodukten (schädlichen, unerwünschten) Reaktionsprodukten möglich. 117 Daher ist es bei Prozessen, bei denen der Wärmeübertragungsprozess die limitierende Stufe ist, erforderlich, im Voraus ein Strukturmaterial auszuwählen. 118 Abbildung 4.1 – Algorithmus zur Berechnung eines chemischen Reaktors 119 5 ALLGEMEINE BESTIMMUNGEN Bei der technologischen Gestaltung einer neuen chemischen Reaktion muss festgestellt werden, unter welchen Bedingungen diese Reaktion ablaufen kann und wie schnell sie unter den gewählten Bedingungen ist. Die Antwort auf die erste Frage liefert die chemische Thermodynamik, auf den zweiten Teil der physikalischen Chemie die chemische Kinetik, die den zeitlichen Verlauf eines chemischen Prozesses untersucht. Die Bildung neuer Stoffe bei chemischen Reaktionen erfolgt durch die Wechselwirkung zwischen den Elektronen von Atomen und Molekülen der reagierenden Stoffe. Diese Wechselwirkungen wiederum werden durch die Wahrscheinlichkeit von Kollisionen zwischen verschiedenen Atomen und Molekülen bestimmt. Daher ist es ziemlich offensichtlich, dass eine chemische Reaktion ein mikroskopischer Prozess ist. Bei einigen Reaktionen wird nur das Zielprodukt erhalten; Auch andere Reaktionen erzeugen Nebenprodukte. Es gibt Reaktionen, die eine kontinuierliche Reihe von Haupt- und Nebenprodukten ergeben. Bei der Reaktion A + B = C entsteht beispielsweise nur der Stoff C. Bei der Reaktion A + B = C + D wird das Zielprodukt C von einem Nebenprodukt D begleitet. In kohlenstoffhaltigen Verbindungen hat die Kohlenstoffkette eine wohldefinierte Struktur, aber die Anzahl der Kohlenstoffatome im Molekül kann sich ändern. Generell ist zu beachten, dass bei Reaktionen anorganischer Stoffe einige Haupt- und Nebenprodukte entstehen. Gleichzeitig für organische Reaktionen(insbesondere Polymerisationsreaktionen), bei denen die Verteilung von Stoffen nach ihrem Molekulargewicht erfolgt, ist die Unterscheidung zwischen Haupt- und Nebenprodukten grundsätzlich unsicher. Wie bereits angedeutet, handelt es sich bei einer chemischen Reaktion um einen mikroskopischen Vorgang. In der Theorie der Berechnung, Regulierung und Kontrolle chemischer Prozesse können jedoch intermolare (intermolekulare) Kräfte, die eine Assoziation oder individuelle Dissipation erzwingen, und nicht Atome (Moleküle), direkt berücksichtigt werden. Die Entstehung oder Zerstörung eines Produkts muss ausschließlich aus makroskopischer Sicht betrachtet werden. 5.1 Bestimmung der chemischen Reaktionsgeschwindigkeit, -konstante, des Umsetzungsgrads und der Ordnung Bei der Berechnung von Reaktoren ist es notwendig, die Reaktionsgeschwindigkeit, deren Ordnung, Geschwindigkeitskonstante und den Umsetzungsgrad zu kennen. Diese Berechnungen basieren auf experimentellen Daten. Kinetische Gleichungen chemischer Reaktionen ermöglichen es, bei Vorliegen geeigneter Daten zur Reaktionsgeschwindigkeit die Momentanwerte der Geschwindigkeitskonstanten k und die Reaktionsdauer zu bestimmen, um einen bestimmten Umwandlungsgrad zu erreichen. Die durchschnittliche Reaktionsgeschwindigkeit wird durch Differentialgleichungen ausgedrückt, die auf der Grundlage der Kinetiktheorie erstellt werden. Diese Gleichungen berücksichtigen die pro Zeiteinheit verbrauchte Rohstoffmenge bzw. die pro Zeiteinheit produzierte Produktmenge. 5.1.1 Geschwindigkeit der chemischen Reaktion kritisch quantitative Merkmale der Prozess der chemischen Umwandlung von Stoffen ist die Geschwindigkeit der chemischen Reaktion, also die Änderung der Molzahl einer Komponente pro Volumeneinheit des reagierenden Mediums pro Zeiteinheit: r 1 dn  , V d ( 5.1) wobei V das Volumen der reagierenden Komponenten ist, m3; n ist die Anzahl der Mol einer beliebigen verbrauchbaren (abnehmenden) Komponente (dies wird durch das Minuszeichen angezeigt);  - Zeit, Sek. 121 Im allgemeinen Fall ist V eine zeitveränderliche Größe. Wenn V = const, dann n = cV, wobei c die Konzentration der verbrauchten Komponente zum Zeitpunkt  ist, dann r d cV  dс  . d d (5.2) Basierend auf der Tatsache, dass das Reaktorvolumen VR  V ist, erhalten wir: r 1 dn  V R d [Anzahl der gebildeten Mol/(Einheitsreaktorvolumen) Zeit] In Zweiphasensystemen, basierend auf der Phasenkontaktfläche S gilt: r 1 dn  S R d [Anzahl der gebildeten Mol/(Einheit der Kontaktfläche) Zeit] Bei Reaktionen mit der festen Phase: r 1 dn  M d [ Anzahl der gebildeten Mol/(Einheiten. Masse eines Feststoffs M) Zeit] Im Allgemeinen kann die Geschwindigkeit einer chemischen Reaktion wie folgt geschrieben werden:  dc  kc A11 c A22 ... d (5.3) Dieser Ausdruck lautet wird als kinetische Gleichung einer chemischen Reaktion bezeichnet. Darin ist k die Reaktionsgeschwindigkeitskonstante,  1 und  2 die Reaktionsordnungen in den Komponenten A 1 und A 2. Die Gesamtordnung der Reaktion ist gleich der Summe der Ordnungen der einzelnen Reaktanten:   1   2  ... . 5.1.2 Einfache Reaktionen Einfache Reaktionen können nullter, erster, zweiter und höherer Ordnung sein. 122 5.1.2.1 Reaktionen nullter Ordnung Die Geschwindigkeit dieser Reaktionen hängt nicht von der Konzentration C ab, und die Konstante Kp ist zeitlich konstant: dc  kc 0  k  const d (5.4) 5.1.2.2 Reaktionen erster Ordnung In diesem Fall ist die Reaktionsgeschwindigkeit proportional zum ersten Konzentrationsgrad des Reaktanten. Mit CB bezeichnen wir die Konzentration des entstehenden Stoffes (z. B. B) im Moment τ und mit CA die Konzentration des im selben Moment reagierenden Stoffes A. Dann in Differentialform die Geschwindigkeit der Gradänderung der Umwandlung oder Konzentration kann als (5.5) dargestellt werden: =− = ( 5.5) Als Ergebnis der Integration (5.5) erhalten wir die Abhängigkeit (5.6): =− ∫ ln wobei = −k τ τ ∫ (5.6) = und (5.7) ist die Anfangskonzentration des Reaktanten A. Offensichtlich ist CA = − C. Und die Konzentration A ist gleich: CA = = −C und die Anzahl der umgesetzten Mol: CB = − CA = (1 −) ( 5.8) Für jede Komponente: CB = (1 −) (5.9) 5.1.3 Produktausbeute Produktausbeute (Umwandlungsgrad) - X (5.10) das Verhältnis der durch eine chemische Umwandlung erhaltenen Produktmenge zur Menge des zur Verarbeitung erhaltenen Ausgangsmaterials. Lässt sich der Ablauf eines chemischen Prozesses quantitativ durch eine stöchiometrische Gleichung ausdrücken, so lässt sich die Ausbeute des Endprodukts in Prozent ermitteln, als Verhältnis der praktisch gewonnenen Produktmenge zur theoretisch möglichen gemäß der stöchiometrische Gleichung. 5.1.4 Klassifizierung von Reaktionen Klassifizierung von Reaktionen. Abhängig vom Mechanismus können Reaktionen in einfache (direkte) und komplexe Reaktionen unterteilt werden. Einfache (direkte) Reaktionen verlaufen in eine Richtung und umfassen einen chemischen Schritt. Komplexe Reaktionen werden wie folgt unterteilt: reversible Reaktionen; Parallelreaktionen; sequentielle Reaktionen; gekoppelte Reaktionen, wenn eine Reaktion spontan abläuft und die andere nur in Gegenwart der ersten; eine Kombination der aufgeführten Reaktionen. 5.2 Der Einfluss der Temperatur auf die Geschwindigkeit einer chemischen Reaktion Die Geschwindigkeit einer chemischen Reaktion reagiert sehr empfindlich auf Temperaturänderungen, da diese die in der Gleichung enthaltene Geschwindigkeitskonstante k stark beeinflussen. Der am häufigsten verwendete Ausdruck ist die Abhängigkeit der Geschwindigkeitskonstante von der Temperatur in Form der Arrhenius-Gleichung. Da die Konzentrationen der reagierenden Stoffe nicht von der Temperatur abhängen, nimmt der Ausdruck für die Geschwindigkeit einer chemischen Reaktion die Form an: =− = = (5.11) Die Konstanten z und E werden experimentell ermittelt. Durch Logarithmus des Ausdrucks (5.12) erhalten wir die Gleichung einer Geraden im Koordinatensystem (1/T, Ln k). Aus dem grafisch ermittelten Neigungswinkel dieser Geraden mit der horizontalen Achse 1/T wird tan a = E/R ermittelt, woraus sich aus der bekannten Gaskonstante R der Wert der Aktivierungsenergie E ergibt. Wenn der Wert Wenn die Geschwindigkeitskonstante k bei einer bestimmten Temperatur T und dem Wert E bekannt ist, lässt sich aus Gleichung (5.12) leicht der präexponentielle Faktor ermitteln: z= Parameter E im Fall minimaler Energie (5.12) einfacher Reaktionen zeigt dass die reagierenden Teilchen so beschaffen sind, dass ihre Kollision (aktiv) zur Bildung neuer chemischer Verbindungen führt. Daher wird der Parameter E als Aktivierungsenergie bezeichnet. Wenn in einem System mehrere Reaktionen ablaufen, steigt mit steigender Temperatur die Geschwindigkeit der Reaktion mit einem größeren E-Wert im Vergleich zu den anderen schneller an. 5.3 Parallele und sequentielle Reaktionen Parallele Reaktionen. Betrachten wir Reaktionen vom Typ A→B A→C. Dieses Schema tritt beispielsweise bei der Chlorierung einer Mischung aus Benzol und Toluol auf. Gemäß Formel (5.7) gilt: = = () = (5.13) In diesem Fall sind zwei Fälle möglich: a) = Und ≠ b) Aus Ausdruck (5.13) finden wir: () = Der Unterschied und ist am deutlichsten bei niedrigeren Temperaturen Wenn beispielsweise die Differenz der Aktivierungsenergie 125 − =∆ = 2400 cal ∗ mol und die Temperatur T = 300 beträgt; 600 und 900 °K, R=1,987≈2 cal*mol, dann erhalten wir mit ∗ Grad: =e ∗ = =e ∗ = =e ∗ = , Mit anderen Worten, die Geschwindigkeiten paralleler Reaktionen unterscheiden sich bei niedrigen Temperaturen stark . Daher werden unter solchen Bedingungen typische Parallelreaktionen durchgeführt, beispielsweise die Chlorierung und Oxidation von Kohlenwasserstoffen in der flüssigen Phase. Eine Temperaturerhöhung scheint die Reaktivität der reagierenden Teilchen zu neutralisieren. Sei nun Temperatur ⁄ =0,001 Richtung − ≠ . Wenn Reaktionen< может < , то при изменении измениться. Например, = ∆ = −6000 кал ∗ моль Тогда при Т= 300,600, 750 °К и том же значении R находим: = 22 1 = 0,001e ∗ = 0,001 e = 0,001e ∗ = 0,001 e = 15 100 = 0,001e ∗ = 0,001 4 = 5,5 100 Отсюда следует, что первая реакция (с константой скорости при Т = 300 ◦К) имеет преимущественное значение: ее скорость в 22 раза больше скорости второй реакции. При Т = 750 °K скорость первой реакции составляет только 5,5% скорости второй реакции, а при дальнейшем повышении температуры она станет исчезающе малой. Последовательные реакции. Такие реакции включают стадии 126 образования промежуточных продуктов. Примером может служить реакция хлорирования бензола до монохлорбензола и последующего его хлорирования в дихлорбензол и высшие хлорпроизводные. Рассмотрим две последовательные реакции первого порядка A → B→ C 127 7 ОСНОВЫ МАТЕМАТИЧЕСКОГО МОДЕЛИРОВАНИЯ ХИМИЧЕСКИХ РЕАКТОРОВ 7.1 Линейные функции распределения времени пребывания Ранее мы рассмотрели идеальные реакторы вытеснения и смешения. При этом считалось, все молекулы имеют одно и то же время пребывания. В реальных реакторах движущие частицы имеют разное время пребывания. Поэтому при вычислении степени превращения - Х, необходимо помнить, что идеальный реактор не соответствует реальному. Возникает вопрос о том, какая должна быть поправка к вычисленной Х. Чтобы судить о возможности Промышленного применения различных реакторов экспериментально определяют среднее и действительное время пребывания и дают оценку этим данным с помощью теории вероятности. Распределение времени пребывания в реакторе может быть количественно охарактеризовано на основе функции плотности распределения. E T   dF d  QN / QN o    e  d d , (7.1) Функция Е(Т) для реактора смещения представляет функцию плотности распределения времени пребывания и характеризует долю материала, которая находится в реакторе в интервале времени между Т и Т +dT  F T    E    d  0 QN QN o Функция Р(Т) представляет функцию, распределения (7.2) Р(Т) и характеризует долю материала, которая находиться в реакторе время меньше, чем Т. Или иначе Е(Т) представляет Volumenanteil Ausgangsfluss mit einem „Alter“ kleiner als T. Wenn Sie also eine der Verteilungsfunktionen kennen, können Sie eine andere erhalten. Zwischen der durchschnittlichen Verweilzeit T und E(T) besteht folgende Beziehung: 128    m  QV   E    d v v 0 , (7.3) Das heißt, wenn Sie E(τ) kennen, können Sie Vr bestimmen oder τ. Die Funktion E(τ) und P(x) haben außerdem die folgenden Eigenschaften; bzw. (Abbildungen 7.1 und 7.2). Abbildung 7.1 – Dichtefunktion der Verweilzeitverteilung E(τ) Abbildung 7.2 – Dichtefunktion der Verweilzeitverteilung P(x) In den Ausdrücken E(τ) und F(τ) empfiehlt es sich, die relative (dimensionslose) Aufenthaltszeit. 129 = tatsächliche Verweilzeit durchschnittliche Verweilzeit = ∙ (7.4) Für eine Kaskade von Mischreaktoren E(τ): E    mm  m1  e m  1 !   (7.5) Für Mischreaktoren E(τ):   F    1  e (7.6) Für eine Kaskade von Mischreaktoren F(τ):  m F    1  e     m 1  m  1        2!     2   m 1     ...    m  1 !        m 1     (7.7) 7.2 Experimentelle Bestimmung von E(τ) und F(τ) und Analyse eines chemischen Reaktors unter Verwendung dieser Funktionen Zur Bestimmung von τ durch E(τ) und F (τ) Der Reaktor wird untersucht, indem eine Tracersubstanz (Farbe, Isotope, Säuren, Basen usw.) eingebracht und das Ausgangssignal als Funktion der Zeit gemessen wird. Der Tracer sollte keiner chemischen Umwandlung unterliegen (Abbildungen 7.3, 7.4). Um E(τ) zu bestimmen, wird eine kleine Menge Tracer in Form eines Impulses eingeführt, d. h. einer stufenweisen Änderung der Konzentration am Einlass und der Konzentrationsänderung Cm/Co-f(τ) am Auslass Wird der Reaktor gemessen, ändert sich dieses Verhältnis von 0 auf 1. Abbildung 7.3 – Experimentelle Bestimmung der Dichtefunktionen 130 Verteilung E(τ) und Verteilung F(τ) unter Verwendung eines Tracers für einen einzelnen vollständig gemischten Reaktor und eines Tracers für eine Kaskade von Reaktoren, Tracer für einen idealen realen Reaktor Reaktor Abbildung 7.4 – Experimentelle Bestimmung der Dichtefunktionen E(τ) und der Verteilung F(τ) unter Verwendung eines Tracers für ideale und reale Reaktoren. Abbildung 7.5 – Analyse des Betriebs eines einzelnen vollständig gemischten Reaktors und einer Reaktorkaskade unter Verwendung der Verteilungsdichtefunktionen E(τ) und Verteilung F(τ) 131 Abbildung 7.6 – Analyse des Betriebs eines „idealen“ und eines realen Reaktors unter Verwendung experimentell bestimmter Funktionen E(τ) und F(τ) Abbildung 7.7 – Vergleich der Verteilungsfunktionen von final Reaktionen auf unterschiedliche Bedeutungen m 132 Der Volumenanteil einer Substanz, die den Reaktor über die Zeit verlässt, wird als F()  Qv C  Qv0 Co, (7.8) bestimmt und ist proportional zur relativen Konzentration. Die Verteilungsfunktionen für die wichtigsten Typen chemischer Reaktoren sind oben dargestellt (Abbildung 7.5). In der Praxis gibt es Geräte, bei denen die Betriebsbedingungen sehr komplex sind (z. B. ein Drehrohrofen, Crackanlagen usw.), die schwierig sind zum Vergleich mit dem einen oder anderen Typ eines idealen Reaktors. In diesen Fällen sind Hoffmann-Schönemann-Methoden anwendbar, die auf grafischen Methoden basieren. Den experimentellen Daten zufolge ist in der Grafik die Abhängigkeit C/CO - τ aufgetragen; von hier aus kann man mit der Gleichung C/Co = 1 – X sofort den Wert der Produktausbeute ermitteln. Das gemessene F(τ) wird im gleichen Diagramm aufgetragen und dann in die Abhängigkeit C/CO  F(τ) umgeordnet (Abbildung 7.8). Die erhaltenen Ergebnisse ergeben eine Genauigkeit von bis zu 10 %. Abbildung 7.8 - Grafische Methode Bestimmung der Hoffmann-Schönemann-Verteilungsfunktionen F(τ) 133 8 WÄRMEÜBERTRAGUNG IN CHEMISCHEN REAKTOREN Die Temperatur ist ein wichtiger dynamischer Parameter für chemische Reaktoren. Sie erhöht sich, wenn die bei einer (exothermen) Reaktion entstehende Wärme nicht schnell genug durch ein Kühlmittel (konvektive Wärmeübertragung) oder durch Leitung (konduktive Wärmeübertragung) und Strahlung abgeführt werden kann. Einige Arten chemischer Reaktoren, insbesondere solche, bei denen die Reaktion in der Gasphase stattfindet (Ofenreaktoren), erzeugen eine erhebliche Wärmemenge und zeichnen sich durch thermische Selbstregulierung aus. Andererseits können exotherme Reaktionen wie die Polymerisation mit der Freisetzung so großer Wärmemengen einhergehen, dass es zur Zersetzung (Zerstörung) der Bestandteile der Mischung, bestehend aus Ausgangsrohstoffen, ... Zwischenprodukten und Endprodukten, kommt. Da die Geschwindigkeit einer Reaktion eine zunehmende Funktion der Temperatur ist (z. B. Gesetz von Arrhenius), kann sich die Richtung der Reaktion letztendlich ändern. Aufgrund von Konstruktionsfehlern in den Wärmeaustauschvorrichtungen des Reaktors kann der Wärmeaustausch darin schwierig sein, was natürlich die Fähigkeit zur Temperaturkontrolle beeinträchtigt. Nebenreaktionen entstehen auch durch das Vorhandensein von „Stagnationszonen“ im Reaktor; autokatalytische Wirkung des Materials der Reaktorelemente zur Bildung von Reaktionsnebenprodukten; als Folge unsachgemäßer Durchmischung im Reaktor; Gleichzeitig bilden sich darin „Hot Spots“ und eine Erhöhung der Reaktionsgeschwindigkeit in diesem Bereich bringt ihn den Bedingungen einer Explosion näher. 8.1 Thermischer Effekt in Reaktoren Häufig gehen chemische Reaktionen mit der Freisetzung oder Aufnahme von Wärme einher, also einem exothermen oder endothermen thermischen Effekt. Läuft die Reaktion exotherm ab, muss dem Reaktor eine gewisse Wärmemenge entzogen und im Falle eines endothermen Effekts diesem zugeführt werden. Wenn die Reaktion adiabatisch abläuft, ändert sich die Temperatur im Reaktor und. Daher ändert sich die Reaktionsgeschwindigkeit. Die Abhängigkeit der chemischen Reaktionsgeschwindigkeit - r von der Temperatur der Reaktionsmasse im Reaktor wird aus der Arrhenius-Gleichung K = K e (8.1) bestimmt. Aus (8.1) folgt, dass die chemische Reaktionsgeschwindigkeit - r durch die Abhängigkeit bestimmt wird (8.2) r = K e C C . . C, (8.2) KO ist eine experimentelle Konstante, R ist eine Gaskonstante, E ist die Aktivierungsenergie, sie zeigt an, welche Mindestenergie reagierende Teilchen haben müssen, damit ihre Kollision zur Bildung neuer chemischer Verbindungen führt. Wenn E = (10 ÷ 60) ∗ 10 kcal · kmol, dann führt eine Erhöhung von T um 10 °C zu einer Erhöhung von K um das (1,2-2,5)-fache. Die Abhängigkeiten r = f(T) für verschiedene chemische Reaktionen sind in Abb. (8.1 und 8.2) dargestellt. 44. Geschwindigkeitsabhängigkeit Abb. 45. Abhängigkeit der Geschwindigkeit einer chemischen Reaktion r = f(T) für: Reaktion r = f(T) für: a- einfache irreversible Reaktionen A B; b - heterogene Prozesse, wenn die bestimmende Stufe der Reaktion die Diffusion ist, schwach abhängig von der Temperatur; c - während der Verbrennung und chemischen Reaktionen, die in auftreten. 135 Flammen; d – reversible Reaktionen A und B; e - Oxidationsreaktionen von Stickoxiden und Kohlenwasserstoffen. Um die Bedingungen zu kennen, unter denen ein bestimmtes thermisches Regime eines Reaktors ausgeführt wird – isotherm, adiabatisch oder programmiert – ist es notwendig, eine thermische Bilanz des Reaktors zu erstellen. In allgemeiner Form kann die Wärmebilanz wie folgt dargestellt werden: () τ = −(hG) + Q + W (8.3) wobei U die innere Energie pro Einheit der Gesamtmasse des Reaktionsmediums ist; h ist die Enthalpie pro Einheit der Gesamtmasse des Reaktionsmediums; G – Massendurchsatz der Reagenzien; Q – Wärmeverbrauch; W- mechanische Arbeit pro Zeiteinheit; τ - Zeit; m ist die Gesamtmasse der Reagenzien. Es besteht ein Zusammenhang zwischen Enthalpie und innerer Energie: h=U+ ρ dh = dP + C dT∆h dx ρ (8.4) (8.5) Hier ist P der Druck; p - Dichte; ∆H – thermischer Effekt der Reaktion; M- molekulare Masse Komponente I; X ist der Umwandlungsgrad der Komponente I. Chemische Reaktionen laufen bekanntlich entweder unter Aufnahme (endotherme Reaktionen) oder unter Abgabe (exotherme Reaktionen) von Wärme ab. Bei unzureichender Wärmezufuhr von außen kommt es zum Abklingen der endothermen Reaktion. Bei unzureichender Wärmeabfuhr geht die exotherme Reaktion mit sehr unerwünschten Komplikationen einher (Zersetzung des Produkts, Explosion usw.). Für jedes Reaktionssystem gibt es einen stationären Zustand, in dem sich ein Gleichgewicht zwischen der Freisetzung (oder dem Verbrauch) von Wärme einstellt seine Entfernung (oder Bereitstellung). Um eine Unterkühlung oder Überhitzung der Reaktorwände zu vermeiden, wird empfohlen, ϴ = t ± 20 °C (8.7) anzunehmen, wobei ϴ die Temperatur am Eingang des Mantels ist; t ist die Reaktionstemperatur in der Apparatur. Die zum Erhitzen oder Kühlen der Reaktionsmasse und des Reaktors aufgewendete Wärmemenge (J) wird nach der Formel Q = (m C + mj Cl)∆t () (8.8) berechnet, wobei m, ml die Masse des Reaktors und ist die darin geladene Flüssigkeit, J/ (kg*K) Die Temperaturunterschiede während des Heiz- oder Kühlvorgangs sind wie folgt: ∆t = t − t ; ∆t = t − t . Dabei ist t die Reaktionstemperatur; t flüssig nach dem Abkühlen; t – Endtemperatur – die Anfangstemperatur der Flüssigkeit vor dem Erhitzen. Die Masse des Reaktors (kg) kann näherungsweise durch die Formel m = 230p ∗ D bestimmt werden, wobei p der Überdruck im Reaktor, MPa, ist; D - Reaktordurchmesser, mm. Die wichtigsten technologischen und konstruktiven Parameter sowie die freigesetzte oder absorbierte Wärmemenge, die Reaktionsgeschwindigkeit und das Volumen des Reaktors hängen durch die Abhängigkeit (8.10) 137 q = r ∗ ∆H ∗ Vl zusammen, wobei q die Gesamtmenge ist (8.10) der durch chemische Reaktionen freigesetzten (absorbierten) Wärme; kcal r – Reaktionsgeschwindigkeit, kcal m ∗s; ∆H – thermischer Effekt der Reaktion, kcal; m ∗Stunde Vl ist das Volumen der Reaktionsmasse im Reaktor. 8.2 Klassifizierung chemischer Reaktoren nach thermischem Regime Aus Sicht des thermischen Regimes werden chemische Reaktionen und dementsprechend Reaktoren wie folgt klassifiziert: 1. Das isotherme Regime ist ein Regime konstanter Temperaturen in der Reaktionszone aufgrund des Wärmeaustauschs mit der Außenwelt Umfeld. Der Reaktor ist isotherm. In diesem Fall sind folgende Reaktionen möglich; endotherm – der Reaktionszone wird Wärme zugeführt; - exotherme Wärme aus der Reaktionszone abgeführt wird. Das isotherme Regime lässt sich am einfachsten in idealen Mischapparaten erreichen. 2. Adiabatischer Modus – kein Wärmeaustausch durch äußere und innere umschließende Oberflächen – adiabatischer Reaktor. Bei Pfropfenströmungsgeräten für exotherme Reaktionen wird die Temperatur über die Länge des Reaktors vom Produkteinlass bis zum Auslass berechnet. Bei einer endothermen Reaktion ist das umgekehrte Bild zu beobachten. In idealen Mischreaktoren steigt die Temperatur während einer exothermen Reaktion mit der Zeit an; während einer endothermen Reaktion nimmt sie ab. 3. Nicht-isothermer und softwaregesteuerter Modus. Dieser Modus wird in chemischen Reaktoren mit unzureichender Wärmezufuhr oder -abfuhr durchgeführt, was erforderlich ist; damit es zu einer isothermen Reaktion kommt. Dabei erfolgt die Temperaturregelung programmgemäß über die Länge des Pfropfenströmungsreaktors bzw. 138°C über die Zeit bei idealen Mischreaktoren – der Reaktor ist nicht isotherm. 4. Autothermisches Regime – wird aufgrund der Reaktionswärme durchgeführt, die zum Erreichen des erforderlichen Temperaturregimes verwendet wird – der Reaktor ist autotherm. Grundlage für die thermodynamische Betrachtung von Reaktoren ist die Wärmebilanzgleichung. Wenn also die Material- und Strukturberechnung des Reaktors auf der allgemeinen Gleichung basiert. 8.3 Algorithmus zur Berechnung des thermischen Regimes chemischer Reaktoren Fast alle chemischen Reaktionen gehen mit thermischen Effekten einher, das heißt, sie erfolgen unter Freisetzung oder Aufnahme von Wärme. Dies bestimmt die Konstruktionsmerkmale des Geräts im Hinblick auf die Aufrechterhaltung der erforderlichen Temperaturbedingungen, d.h. optimale Betriebstemperatur der chemischen Reaktion im Reaktor. Der thermische Berechnungsalgorithmus umfasst die folgenden Schritte: - Bestimmung des thermischen Effekts der Reaktion und des thermischen Regimes des Reaktors. - Erstellung einer allgemeinen charakteristischen Wärmebilanzgleichung. - Berechnung der Temperaturverhältnisse in Rühr- und Verdrängungsreaktoren. - Thermische und strukturelle Berechnung der Reaktorwärmetauschvorrichtung. - Festigkeitsberechnungen von Elementen von Wärmeaustauschgeräten mit Materialbilanz, dann wird auf ähnliche Weise eine thermische Berechnung auf der Grundlage der Gesamtwärmebilanz berücksichtigt. 9 THERMISCHE BERECHNUNG CHEMISCHER REAKTOREN 9.1 Allgemeine charakteristische Wärmebilanzgleichung Die thermische Bilanz eines chemischen Reaktors wird auf der Grundlage des Energieerhaltungssatzes 139 erstellt, wonach in einem geschlossenen System die Summe aller Energiearten konstant ist. Dabei ist die gesamte dem Reaktor zugeführte und durch eine chemische Reaktion oder physikalische Umwandlung freigesetzte (absorbierte) Wärme zu berücksichtigen; die von jeder Komponente beim Eintritt in den Reaktor und beim Verlassen des Reaktors beigetragene Wärme sowie der Wärmeaustausch mit der Umgebung. Betrachten Sie Q – konvektive Wärmeübertragung Q = (ϑ ∙ ρ ∙ C ∙ t in) − (ϑ ∙ ρ ∙ C ∙ t) (9.1) wobei: ϑ – Durchflussrate der Reagenzien, ρ – Dichte, C – spezifische Wärmekapazität, t in und 0t – jeweils die Temperaturen am Auslass und Einlass des Reaktors. Bei Vorhandensein mehrerer Ströme chemischer Reagenzien (n Ströme) Q =∑ Q ϑ ∙ρ ∙C ∙t (9.2) - die bei einer chemischen Reaktion freigesetzte oder absorbierte Wärmemenge, die gemäß der Definition des thermischen Effekts einer chemischen Reaktion ±∆H, hat die Form Q = (± r) ∙ V(±∆H) (9.3) Q – Wärmeübertragung durch die Wärmeaustauschfläche Q = ±K ∙ F ∙ ∆T) (9.4) wobei K ist der Wärmeübergangskoeffizient und das Vorzeichen hängt von der Richtung des Prozesses ab (+) Erwärmung, (-) Abkühlung. - Änderung der Wärmemenge im Volumen des Reaktors = Wobei r.st, r.st f ∙ Av.st + l ∙ Avg ∙ =∑ (∙ Av) ∙ (9.5) , Av.st, Avg Masse und Wärmekapazität des Reaktormaterials und der Reaktionsmasse. Es ist notwendig, die Wärmemenge zu berücksichtigen, die für die Erwärmung der Metallteile des Reaktors aufgewendet wird, insbesondere bei Batch-Reaktoren, da sie aufgrund der erheblichen Masse des Metalls der Wärmemenge entspricht, die für die Erwärmung des Reaktionsmediums selbst aufgewendet wird des Geräts. - die beim Rühren freigesetzte Wärmemenge. Diese Wärme muss berücksichtigt werden, da die vom Rührer gelieferte Leistung durch viskose Reibung im Flüssigkeitsvolumen dissipiert wird, was zu dessen Erwärmung führt. Dieser Wert kann durch den Leistungsfaktor, die Drehzahl des Mischers - n und den Durchmesser des Mischers = ∙ ∙ , ∙ (9.6) ausgedrückt werden. Dieser Wert ist nur beim Mischen hochviskoser Medien von großer Bedeutung. Für niedrigviskose Medien ist es unbedeutend und kann in praktischen Berechnungen vernachlässigt werden. f – die Menge an Wärme, die bei physikalischen Prozessen (Auflösung, Kristallisation, ∙∆ Kondensation, Absorption usw.) freigesetzt oder absorbiert wird, wenn der thermische Effekt f = (±∆ f) Verdampfung, kcal f [kmol] ∙ Av ∙ (9.7 ) Nach der Zusammenfassung aller berücksichtigten Komponenten der Reaktorwärmebilanz kann die allgemeine Wärmebilanzgleichung für jede Art von Apparat als + + + + + f =0 (9,8) oder ∑ (∙ Av) + ϑ ∙ Cp ∙ dargestellt werden tk − ∆Tcp + ± ∆ ∑n i=1 ϑi ∙ ρi ∙ Cpi ∙ t0i + (±r) ∙ V f ∙ Av ∙ + ∙ ∙ 3∙ ±∆Hr ± K ∙ F ∙ 5 (9.9) Als Regel gilt: Alle Material- und Wärmeberechnungen werden auf Tabellen reduziert. Abhängig vom Reaktortyp (Chargen-, halbkontinuierlicher, (isothermer oder kontinuierlicher) adiabatischer und/oder polytropischer Temperaturbereich). Die allgemeine Wärmebilanzgleichung (9.8 und 9.9) wird vereinfacht und in 141 charakteristische Gleichungen für einen bestimmten Reaktor umgewandelt, die die Grundlage für die Berechnung des Temperaturregimes des Reaktors bilden. 9.1 Der Einfluss thermischer Bedingungen auf den Ablauf chemischer Prozesse in idealen Misch- und Verdrängungsreaktoren. Thermische Berechnung eines kontinuierlichen isothermen Reaktors mit vollständiger Durchmischung. Im stationären Zustand gilt die Wärmebilanzgleichung (9. 9) für einen Reaktor mit vollständiger Durchmischung und einer Wärmeaustauschfläche. (Abb.9.1) und (Abb.9.2) können wie folgt geschrieben werden: Abbildung 9.1 – Funktionsschema eines kontinuierlichen isothermen Reaktors mit vollständiger Durchmischung und einer Wärmeaustauschfläche aus thermodynamischer Sicht. 142 Abb.9.2 Temperaturprofil in einem kontinuierlichen isothermen Reaktor. 0 = −G ∙ (h − h) + K ∙ F ∙ (T ,) (9.10) wobei h die Enthalpie der Einlassströmung ist; h ist die Enthalpie der Austrittsströmung; K - Wärmeübergangskoeffizient; F – Wärmeaustauschfläche; T ist die durchschnittliche Reaktionstemperatur; T, - durchschnittliche Kühlmitteltemperatur. Der Wert von h − h kann durch Integration von Gleichung (9.5) erhalten werden. Daher gilt bei konstantem Druck: h − h = ∫T,H, [ ∙ dT ∙ (∆h) ∙ dx ] (9.11) Durch Einsetzen von (9.11) und (9.12) erhalten wir: 0 = −∫ () − [ (∆ h) 143 ∙x + ∙ (T − T,) (9.12) Indem wir diese Gleichung zusammen mit der charakteristischen Gleichung eines isothermen Reaktors lösen, können wir den Einfluss der zugeführten Wärmemenge auf die Temperatur im Reaktor berechnen. Für den Fall, dass die Enthalpie des Reaktionsgemisches geringfügig mit der Temperatur und der Zusammensetzung variiert, kann Gleichung (9.12) in der Form geschrieben werden: x (∆h) = ∙ (T − T) + ∙ (T − T,) (9.13 ) Der Ausdruck im linken Teil dieser Gleichung ist die freie Enthalpie pro Masseneinheit des Reaktionsmediums; sie ist proportional zur molaren Enthalpie des Systems, dem Umwandlungsgrad und vermutlich der Reaktionsgeschwindigkeit. 9.2 Analyse des thermischen Regimes eines kontinuierlichen isothermen Reaktors Die rechte Seite der Gleichung (9.13) stellt die gesamte während der Reaktion pro Masseneinheit absorbierte Wärme dar. Der erste Ausdruck ist die von der Strömung aufgenommene Wärme und der zweite die vom Wärmeträger übertragene Wärme. Für eine exotherme Reaktion ist Gleichung (9.13) in Abb. grafisch dargestellt. 8.5 in Form einer funktionellen Abhängigkeit, die durch die exotherme Reaktion Qr(QS) von der Temperatur im Reaktor Tr °C entsteht. Der Schnittpunkt der Geraden, die der absorbierten Wärme entsprechen, mit der allgemeinen Kurve erfüllt Gleichung (9.20) und Temperaturen, die eine stationäre Reaktion gewährleisten. Die Gesamtreaktionswärme =− ∙ (∆h) (9.14) ist im Diagramm der Kurve 1 dargestellt und beträgt bei tiefen Temperaturen praktisch Null. Mit steigender Temperatur nimmt die Reaktionsgeschwindigkeit schnell zu. Wenn die Reaktion nicht reversibel ist, erfolgt die Geschwindigkeitssteigerung kontinuierlich, bis die Reagenzien vollständig verbraucht sind, was grafisch durch die Geraden 2, 3 und 4 für drei verschiedene 144 Fälle dargestellt werden kann. Wenn der Wärmeübergangskoeffizient und die Kühlmitteltemperatur erhalten bleiben konstante Werte, dann wird diese Abhängigkeit in allen Fällen als gerade Linie dargestellt. Abbildung 9.3 Temperatureigenschaften eines autothermen Reaktors. Aufgenommene Wärme = ∙ (T − T) + ∙ (T − T,) (9.15) Die Gerade 3 schneidet die Kurve / im Punkt A, der im betrachteten Fall der maximalen Temperatur im Reaktor entspricht. Ein leichter Temperaturanstieg erhöht die Geschwindigkeit und damit die Gesamtwärme, aber durch Abkühlung sinkt die Temperatur auf den Normalwert, sodass der Prozess stationär verläuft. Dies ist möglich, weil bei Temperaturen nahe der TA-Grenze die Gesamtwärme geringer ist als die Wärme, die übertragen werden kann. Punkt A liegt im Bereich niedriger Umwandlungsgrade. 145 Abb. 9.4 Mögliche Änderungen autotherme Reaktortemperaturen. Gerade 2 schneidet Kurve / an drei Punkten, von denen B und D stabilen Betriebsbedingungen entsprechen und Punkt C einem instabilen Betrieb entspricht. Am Punkt C nimmt die Gesamtwärmemenge schneller zu als die übertragene Wärmemenge, und ein Temperaturanstieg bringt das Reaktionssystem in einen Zustand, der dem Punkt D entspricht. Im Gegenteil, ein Temperaturabfall führt das Reaktionssystem zum Punkt B Punkt D entspricht am ehesten der optimalen Betriebsweise des Reaktors und liegt in Bereichen mit hohem Umsatzgrad. Linie 4 schneidet sich nicht mit Kurve 7, was bedeutet, dass mit einer Kühlung bei niedriger Temperatur oder einem hohen Wärmeübergangskoeffizienten gearbeitet werden muss. Allerdings können sehr niedrige Kühlmitteltemperaturen die Reaktion abschwächen. Daher ist es notwendig, die Temperaturen, die den Kühlmittelfluss beeinflussen, gut zu kontrollieren, um Temperaturverluste zu reduzieren. Dazu ist es notwendig: - über ein Steuersystem zu verfügen, das die notwendige Wärmeübertragung durch Senkung der Temperatur des Kühlmittels im Mantel oder durch Erhöhung seiner Durchflussrate gewährleistet; - ein Kontrollsystem anwenden, das im Falle eines instabilen Betriebs des Reaktors den Stromverbrauch der Reagenzien erhöht, was die Kontaktzeit verkürzt und somit den Abfall von x und Q verringert. (in Abb. 6 bewegt sich Kurve 1 mit zunehmender Leistungsaufnahme nach rechts und nimmt die Form von Kurve 2 an, parallel zu Kurve 1, jedoch mit geringerer Steigung als Gerade 3, was dem Zustand eines stabilen Betriebs entspricht); - Verwenden Sie ein Steuersystem, das im Falle eines instabilen Betriebs oder einer Verdünnung der Reagenzien die Steigung der Geraden 3 erhöht, so dass die Wärmeverluste des Systems im Vergleich zur Gesamtwärme größer sind. Wenn das Reagenz verdünnt ist, nimmt die Gerade 3 die Position der Geraden 4 ein (der Reaktor arbeitet stabil). Daraus folgt, dass in bestimmten Fällen eines instabilen Betriebs exothermer Reaktoren Regelungs- und Kontrollsysteme eingesetzt werden können, die die Stabilität des Reaktors gewährleisten. Die Schnittpunkte in Abb. jo entsprechen den Betriebsbedingungen eines isothermen Reaktors. Bei einer exothermen Reaktion, die bei hoher Temperatur abläuft, wird die gesamte Reaktionswärme zum Erhitzen der Reaktanten genutzt. Somit ist keine zusätzliche Wärme erforderlich, um die Reaktion aufrechtzuerhalten. Um ein Durchqueren der Arbeitsflüssigkeitszone zu vermeiden, ist eine durchschnittliche Temperaturdifferenz von ∆tcp = 15 + 20 °C vorgesehen. Wenn zu irgendeinem Zeitpunkt der Reaktion die Oberfläche des Wärmetauschers F nicht ausreicht, um Wärme abzuführen (zuzuführen), werden zusätzlich Spulen oder entfernte Wärmetauscher (Kühlschränke) in die Apparatur eingebaut. Um die erforderlichen thermischen Betriebsbedingungen einer kontinuierlichen Vorrichtung aufrechtzuerhalten, wird die Durchflussrate des Kühlmittels (Wasser) berechnet als = (ϴ ϴ), (9.16) wobei QF der Wärmestrom durch die Wärmeübertragungsfläche ist; ST – Wärmekapazität des Kühlmittels, J/kg∙K; ϴ und ϴ sind jeweils die Temperatur der Kühlmittel am Einlass und Auslass des Reaktormantels. Um eine Unterkühlung der Reaktorwände zu vermeiden, muss die Temperatur ϴ = (tp-20) °C angenommen werden. 9.3 Pfropfenströmungsreaktor mit Wärmeaustausch zwischen Reaktanten und Produkt Ein adiabatischer Pfropfenströmungsreaktor, in dem die exotherme Reaktion stattfindet, kann mit einem Wärmetauscher kombiniert werden, in dem ein Wärmeaustausch zwischen Reaktanten und Produkt stattfindet. Reis. 9.5. Reis. 9.5 Temperaturänderung in einem Reaktor mit vollständiger Verdrängung – 1, verbunden mit einem Wärmetauscher (autothermes System) – 2. Tn – Anfangstemperatur der anfänglichen Komponenten, die in 148 Wärmetauscher 2 eintreten; T ist die Temperatur der erhitzten Ausgangskomponente, die in den Reaktor eintritt; Tp ist die Temperatur der Reaktionsprodukte im Reaktor und an seinem Auslass; Tk ist die Endtemperatur des fertigen Produkts des Wärmetauschers. Das autotherme Reaktor-Wärmetauscher-System fungiert als Umlaufreaktor. Abbildung 9.5 zeigt die Temperaturänderung in einem solchen System entlang der Reaktorlänge. 9.4 Reaktor mit vollständiger Verdrängung und Wärmeaustauschfläche Wärmebilanz erstellt für ein infinitesimales Volumenelement im stationären Modus (Abb. 9.6) = ∙ ℎ+ (9.17) Bei konstantem Druck gilt: ℎ= ∙ + (∆h) dx (9.18) Wärme, übertragen durch die Oberfläche des Reaktors mit Durchmesser D: = ∙ ∙ ∙ (T − T,) ∙ dz (9.19) Wenn wir diesen Wert in den Ausdruck (9.17) einführen, erhalten wir die Gleichung 0= ∙ ∙ dT + ∙ (∆ h) ∙ dx + ∙ ∙ ∙ (T − T ,) ∙ dz (9.20), die zusammen mit der Differentialgleichung des Plug-Flow-Reaktors gelöst werden muss: 0 = −G ∙ dx + r ∙ π ∙ D ∙ dz ( 9.21) Abb. 9.6 Ableitung der thermischen Bilanz eines Reaktors mit vollständiger Verdrängung und Wärmeübertragungsfläche. 149 Durch gleichzeitige Lösung der letzten beiden Gleichungen ist es möglich, den Verlauf von Temperatur und Umwandlungsgrad über die Länge des Reaktors darzustellen. 9.5 Thermische Berechnung eines adiabatischen Reaktors mit Rührer Exotherme Reaktionen. Betrachten wir eine exotherme direkte Reaktion erster Ordnung vom Typ A→B, die kontinuierlich abläuft (Abb. 9.7). Mit fortschreitendem Prozess wird in der Apparatur im Reaktor Wärme QR freigesetzt. Die in den Apparat ein- und austretenden Ströme bringen Wärme ein und führen sie ab. Ein sonstiger Wärmeaustausch mit der Außenumgebung (Abkühlung der Reaktorwände, Wärmeverluste) findet nicht statt. Abb.-52. Adiabatischer Reaktor mit Rührer. Führen wir die folgende Notation ein: QVBX – food, m3 sek-1; γ – spezifisches Gewicht, kgf/m3; 150 s = const – Wärmekapazität des reagierenden Mediums, kcal/kgf∙deg; C ist die Konzentration der Zielkomponente, kmol∙m3 und T Temperatur, °C. In- und Out-Indizes beziehen sich auf die Werte der Ströme, die in den Reaktor ein- und austreten. Beim Umwandlungsgrad Xq beträgt die Anzahl der umgesetzten Mol Swx Die Wärmeänderung in der Reaktionsmasse aufgrund der Temperaturdifferenz im stationären Modus ist gleich: pot = ∙ ∙ ∙ out − ∙ ∙ ∙ 9.23) in Nehmen wir die Temperatur in der Reaktionszone T = TA gleich der Temperatur am Auslass des Reaktors. Im stationären Zustand ist QR = Qpot und ∙ ∙ = Unter Berücksichtigung von Vereinfachungen: out = in ∙ ∙ out = ∙ in out − in ∙ ∙ ∙ kmol∙sec-1 und = (9.24) in ∙ in = ∙ aus Gleichung (9.24 ) erhalten wir: ∙ ∙ = ∙ ∙(∙ = ∙ (outout − − inin (9.25))) (9.26) Aus Gleichung (9.22) folgt: = ∙ in ∙ = Sweat ∙ in ∙ = ∙ in ∙ (out − im) ( 9.27) 9.6 Analyse des thermischen Regimes eines adiabatischen Reaktors In Abb. Abbildung 9.8 zeigt die Abhängigkeit des Umwandlungsgrads U von T für direkte irreversible exotherme Reaktionen erster Ordnung vom Typ A → B. Die Werte von T und U werden aus den Ausdrücken (9.22) und (9.26) erhalten. Da die U-Werte als Funktion von QR und Qpot ausgedrückt werden, ergibt dieser Graph die Abhängigkeit QR=ƒ(T). Die Abhängigkeit QR=ƒ(T) wird durch die MN-Kurve charakterisiert. 151 Abb. 9.8 Diagramm des Umwandlungsgrads in Abhängigkeit von der Temperatur für eine direkte exotherme Reaktion, die im adiabatischen Modus abläuft. Bei niedrigen Temperaturen steigt QR sehr langsam an – der erste Abschnitt ML im Diagramm. Mit einer Erhöhung der Reaktionsgeschwindigkeit, die mit einem Anstieg von T einhergeht, steigt jedoch die Wärmefreisetzung QR nach einem krummlinigen Gesetz stark an (Abschnitt I-III) und bleibt dann im Abschnitt IV nahezu konstant. Die durch den Stoffstrom abgeführte Wärmemenge Qpot ist nach Formel (9.26) proportional zur ersten Potenz der Temperaturdifferenz am Aus- und Eintritt; auf dem Qpot-Graphen als eine Reihe paralleler gerader Linien A, B, E, C, R, D mit einem Winkelkoeffizienten von 152 dargestellt werden tan = ∙с Ce ∙ (9.26) Gerade Linien Qpot UND 5-förmige Kurve MN (QR ) haben je nach Temperaturdifferenz T-TE einen, zwei oder drei Schnittpunkte. Die Grenzpositionen der Geraden entsprechen zwei Tangentenpunkten Ps und P2. Abhängig von Tgr2 und Tgr1 – Randwerte T. Die Schnittpunkte der Geraden und der Kurve entsprechen, vorbehaltlich des Materialgleichgewichts, der Gleichung QR = Qpot. In Position A (TE< Тгр2) существует только одна точка пересечения V в нижней части кривой. Здесь разность температур Т- ТЕ степень превращения U крайне малы. Точка V соответствует минимальной температуре аппарата и характеризует устойчивый ход процесса и способность к авторегулировке. При повышении температуры в реакторе (ТА возрастает) количество выводимого с потоком тепла по уравнению (9.3 Г) возрастает, становится больше количества выделяемого тепла QR вследствие чего температура в аппарате может снизиться до нормальной. То же произойдет и в случае понижения температуры в зоне реакции, но только в обратном направлении В рассматриваемом случае (А) реакция идет крайне медленно и легко затухает. С возрастанием ТЕ до Тгр1 прямая (положение В) касается кривой в точке Р1. Здесь наступает предел самопроизвольному затуханию реакции. Дальнейшее повышение температуры ТЕ < Тгр1, и дает три точки пересечения (I, II и III). При ТЕ= Tгр1 (положение С) прямая отвода тепла касается кривой тепловыделения в точке Р2. В области между положениями В и С точки пересечения с нижней (7) и верхней (III) ветвями кривой термохимически устойчивы. Средняя точка II характеризует неустойчивое состояние. В области ТЕ >Tgr1, die Wärmeabfuhrgerade (Position D) schneidet den oberen Teil der Kurve in einem Punkt IV. Hier wird bei einer relativ hohen Anfangstemperatur ein relativ hoher U-Umsatzgrad erreicht. Die Reaktion verläuft spontan und es besteht die Möglichkeit einer „Selbstentzündung“. Die Lage der Geraden C kennzeichnet den Beginn der spontanen Reaktion (Berührungspunkt P2). Am Punkt II gilt die Gleichung QR = Qpot, die die kritische Temperatur angibt. Bei einem leichten Temperaturanstieg QR>Qpot verschiebt sich der Schnittpunkt auf die Position III. Im Gegenteil, mit einem leichten Rückgang der Temperatur QR Tgr1, um „Selbstzündung“ zu erreichen (Position D). Sobald die Reaktion begonnen hat, ist es möglich, die Einlasstemperatur auf TE zu senken, ohne dass sich die Reaktionsgeschwindigkeit wesentlich ändert< Тгрl и работать в интервале температур примерно до Тф2. Однако, если ТЕ уменьшится хотя бы один раз до ТЕ < Тгр2, может про изойти затухание реакции и степень превращения значительно уменьшится. При обратимой экзотермической реакции первого порядка типа А и В, протекающей в адиабатическом режиме, кривая тепловыделения QR имеет вид, показанный на рис 9.8. Это является следствием смещения равновесия при высоких температурах. Линия теплоотвода TQ может касаться или пересекать линию тепловыделения в двух точках. Практически целесообразно работать в таких условиях, чтобы точка II пересечения Q и QR была как можно выше. 9.7 Анализ теплового режима адиабатического реактора для эндотермических реакций Соотношение (8.26) между степенью превращения U и температурами справедливо также и для эндотермических процессов с 154 учетом того, что q и ТА - ТЕ отрицательны. Как видно из рис.9.9; прямые теплоотвода имеют одну точку пересечения с кривой тепловыделения. Ее положение определяется только температурой у входа в реактор, скоростью перемещения потоков и тепловым эффектом реакции. Она характеризует температуру реакции и степени превращения в установившемся состоянии. Рис. 9.9 График соотношения тепловыделения и теплоотвода при обратимой экзотермической, реакции протекающей в адиабатическом режиме Рис. 9.10 График зависимости степени превращения от температуры при эндотермической реакции. 155 9.8 Тепловой расчет изотермического реактора периодическою действия Конструктивно изотермический реактор периодического действия аналогичен реактору непрерывного действия (Рис. 9.11) Рис. 9.11 Схема изотермического реактора периодического действия На рис.9.12 представлены температурные характеристики изотермического реактора периодического действия. 156 Рис. 9.12 Температурные характеристики изотермического реактора периодического действия. 9.9 Тепловой расчет изотермического реактора периодического действия для квазистационарного режима Рассмотрим реакцию 0го порядка, kinetische Gleichung die die Form − =K=K ∙e (9.29) hat. Pro Zeiteinheit erzeugte Wärme aufgrund des thermischen Effekts ∆ =∆ ∙ ∙K ∙e (9.30) Wärme, die mit dem Kühlmedium aufgrund der Wärmeübertragung abgeführt wird ∆ = 157 ∙ ∙(− ) (9.31) Abszissen der Schnittpunkte I und III einer gegebenen Betriebstemperatur TI und TIII Abb. 9.12 Die Grenzposition der Wärmeabfuhrlinien T0 - II wird tangential zu QR sein. Wenn die Wärmeabfuhrlinie T0 - II unter diesen Grenzwert gelegt wird, ist die Wärmeabfuhr unzureichend und ein isothermer Prozess ist unmöglich. Mit zunehmender Wärmeabfuhr ergeben sich zwei Schnittpunkte I und III. Zu jedem T< Т1 линия теплоотвода ниже линии тепловыделения (QTTm, dann geht die Wärmeabfuhrlinie unter die Kurve und ∆QT< ∆QR . Нарушение режима необратимо, крайне нестабильный. Для эндотермических реакций ∆QT = α∙F∙(T-Т0) <0 и имеется только одна точка пересечения. В общем случае α определяется из критериального уравнения Nu = A ∙ Re ∙ Pr ∙ V Nu = Pr = Re = ∙ (9.33) μ∙ (9.34) ∙ ∙ - критерий Рейнолдса V = Где и (9.32) μ μ (9.35) - вязкость - соответственно вязкости среды при нормальных условиях и температуре в реакторе. В общем случае в реакторах периодического действия общее количество теплоты, выделавшееся за весь период реакции, выразится уравнение 158 Q = Vж ∙ ∆H(C − C) (9.36) где СН и СК - соответственно начальная и конечная концентрации в реакторе. Продолжительность разогрева τраз и охлаждения τох при известной поверхности рубашки - Fp или змеевика Fз может быть рассчитана по формуле (9.8) ох,раз = (9.37) ∙ ∙∆ где К - коэффициент теплоотдачи при нагревании или охлаждении, Bт/M2K ∆tcp - средняя разность температур при нагревании или охлаждении. Разности температур в процессе нагревания или охлаждения ∆ Средняя наг разность = − н; ∆ температур ох = − к; (9.38) рассчитывается по условиям нестационарного процесса теплообмена, так как при нагревании или охлаждение температура реакционной массы изменяется во времени. При нагревании реакционной смеси от начальной температуры от tн до температуры реакции tp жидким теплоносителем не изменяющего своего агрегатного состояния, средняя разность температур составит (∆)н = ϴ ϴ н н ∙ , A = ln ϴ ϴ (9.39) где ϴ и ϴ - соответственно температуры теплоносителя на входе и выходе из рубашки реактора в конце нагревания. При нагревании реакционной массы конденсирующимся водяным паром при ϴ = ϴ , (∆tср)н рассчитывается как средняя арифметическая или логарифмическая разность температур. При охлаждении реактора хладагентом, конечная температура которого ϴ изменяется во времени, средняя разность температур будет 159 (∆ н ϴ)ох = ∙ ϴ , A = ln н н ϴ (9.40) ϴ При тепловых расчетах реакторах периодического действия необходимо иметь ввиду, что расход теплоносителя GT , (основной технологический параметр, регулирующий температурный режим реактора) в принципе должен быть переменным. Максимальный расход теплоносителя определяется по формуле = (ϴ (9.41) ϴ) где QF - тепловой поток через теплопередающую поверхность, СТ - теплоемкость теплоносителя, Дж/(кг∙К); ϴ и ϴ - соответственно температуры на входе и выходе из рубашки. Выражение (9.41) справедливо, если количество тепла, выделяемое в результате реакции - QP, для реакции первого порядка будет определяться как = ж ∙ ∙∆ ∙ (9.42) для реакции и суммарного второго порядка, т.е. (nА = nB) = Изменение расхода ж ∙ ∙∆ ∙ теплоносителя ∙ во (9.43) времени особенно целесообразно рассчитывать для реакторов большого объема(VP > 10m3). 160 Beispiel für die technologische und thermische Berechnung eines chemischen Reaktors Berechnen Sie die technologischen Parameter und geometrischen Abmessungen eines ideal mischenden chemischen Reaktors für eine exotherme Reaktion. Daten zur Berechnung qv = 1,35 m3/Stunde tp = 82°C CaO = 11700 mol/m3 K0 = 3,13∙109 E = 60146 J/mol µo = 0,6∙10-3 Pa∙s β = 4 ∙10-4 k- 1 qt = 3,25∙104 J/mol ρ = 1575 kg/m3 Ср = 875 J/kg∙m λ= 0,68 W/m∙K tн= 20°С twh= 10° С twk= 15°С βw= 0,0057 k -1 cw=4190 J/kg∙K δc= 0,012 m rc = 0,0046 m2 K/W δð = 0,038 m λс = 46,2 W/m К a2 = 0,36 b2 = 0,67 1. Finden Sie die Endkonzentration der reagierenden Komponente 161 cak = ca0 (1 - χA), (10.1) wobei ca die Anfangskonzentration der Hauptreaktionskomponente ist, mol/m3; χA ist der Umwandlungsgrad im Reaktor; cak = 11700(1 - 0,98) = 231,37 mol/m3 2. Bestimmen Sie die Reaktionsgeschwindigkeitskonstante: kp = ko∙ exp( - E/), (10.2) wobei ko der präexponentielle Faktor in der Arrhenius-Gleichung für die Reaktion ist Geschwindigkeitskonstante ; E – Aktivierungsenergie in der Arrhenius-Gleichung, J/mol; R – universelle Gaskonstante, J/mol∙ K; tp – durchschnittliche Temperatur der Reaktionsmasse im Reaktor, °C; kp=3,13∙exp(-60146/)=0,212 3. Bestimmen Sie die Verweilzeit in einem Industriereaktor: .212  231,37 4. Ermitteln Sie das Volumen des Reaktors: V  qv  , (10.4) wobei qv die Durchflussrate der Reaktionsmasse ist, m3/Stunde; V  1,35  4  5,4 m3 5. Bestimmen Sie die thermische Leistung der chemischen Reaktion: q  qt  qv  (cao  cac) 162, (10.5) wobei qt der thermische Effekt der Reaktion ist, J/mol; Cac ist die Endkonzentration der reagierenden Komponente im Reaktor, mol/m3; q = 3,25 ∙ 104 ∙ 1,35 ∙ (11700-231.37) = 5 ∙ 108 J/Stunde 6. Wasserkältemittelverbrauch wird aus dem Wärmeausgleich bestimmt: GW  1,03  q q $    cw   t wk  t wh   , (10.6) wobei 1,03 ein Koeffizient ist, der den Wärmeverlust durch Wärmedämmung berücksichtigt; p – Dichte der Reaktionsmasse bei Betriebstemperatur, kg/m; Durchschnittliche Wärmekapazität der Reaktionsmasse, J/kg∙ K; tn – Anfangstemperatur der Reaktionsmasse, oC; Cw – Wärmekapazität des Kältemittels (Wasser), J/kg∙K; twk Endtemperatur des Kältemittels (Wasser) am Einlass, oC; twh – Anfangstemperatur des Kältemittels (Wasser) am Einlass, oC; Gw  1,03  5 108  1,35 1575  875   20  82    4190  15  10     0,18 105 kg/Stunde 7. Durchmesser des Verdrängungsreaktorbehälters: Da  3 4 V  (10.7) wobei V das Volumen des Verdrängungsreaktors ist; Da  3 4  5,4  1,6 m 3,14 8. Viskosität der Reaktionsmasse bei Betriebstemperatur:   0  exp      t p  (10. 8) wobei µ0 die Viskosität der Reaktionsmasse bei 0 °C, Pa∙s, ist; β – Temperaturkoeffizient der Viskosität der Reaktionsmasse, k-1; µ = 0,6∙10-3 exp(-4∙10-4 ∙82) = 5,8∙10-4 Pa∙s 9. Dimensionslose Kriterien für die Reaktionsmasse: Reynolds: 163 Re    nm  Db2 /  , ( 10.9) wobei Db der Durchmesser der Bubbler-Installation ist, m; Re = 1575∙4∙0,2712/(5,8∙10-4) = 2,6∙106 Prantdal: Pr  c ð   /  , (10.10) wobei λ die Wärmeleitfähigkeit der Reaktionsmasse ist, W/m∙ TO; Pr = 875∙5,8∙10-4 / 0,68 = 7,5∙10-1 10. Volumetrischer Kältemittelfluss: qw  Gw /  3600  w  (10.11) wobei Gw der Wasser-Kältemittelfluss in kg/Stunde ist; ρw – Dichte des Kältemittels (Wasser) bei seiner Durchschnittstemperatur, kg/m3; qw = 0,18∙105 / (3600∙990) = 5∙10-3 m3/s 11. Querschnittsfläche des Reaktormantels für Kühlmittel: 2 2   S p      Da   c   p  ​​  Da   c     4  , (10.12) wobei Da der Durchmesser des Verdrängungsreaktorbehälters ist, m; δс – Dicke der Stahlwand des Verdrängungsreaktors, m; δр – Breite des Kältemittelstroms im Mantel, m; 2 2  3,14   Sp    1,6  0,012  0,038  1,6  0,012    9,7 102 m 2     4  12. Kältemittelgeschwindigkeit im Mantel: Vx  qw / S p (10.13) wobei qc der Volumenstrom des Kältemittels ist, m3/s; Sp ist die Querschnittsfläche des Reaktormantels für das Kühlmittel, m; Vx  5 103 / 9, 7 102  5, 2 102 m / s 164 13. Dimensionslose Kriterien für Kältemittel: Reynolds: Re  Vx  d p   w /  w (10.14) wobei VХ die Geschwindigkeit des Kältemittels im Mantel ist, m/s; ρw – Dichte des Kältemittels (Wasser) bei seiner Durchschnittstemperatur, kg/m3; µw – Viskosität des Kältemittels (Wasser) bei 00 °C, Pa∙s; Rex= 5,2∙10-2∙0,05∙990/0,001 = 2593 Prandtal: Prx=cw∙ µw/λw, (10.15) wobei λw die Wärmeleitfähigkeit des Kältemittels (Wasser) ist, W/m∙K; Prx = 4190∙0,001/0,68 = 4,63 14. Durchschnittliche Antriebskraft des Wärmeübertragungsprozesses von der Reaktionsmasse zum Kältemittel: tсð   t wk  t wh  / ln  t p  twh  /  t p  t wk  , (10.16) wobei twk die Endtemperatur des Kältemittels (Wasser) am Einlass ist, 0C; twh Anfangstemperatur des Kältemittels (Wasser) am Einlass, 0C; tp ist die durchschnittliche Temperatur der Reaktionsmasse im Reaktor, 0C; tav  15  10  / ln  82  10  /  82  15    69,50 C 15. Durchschnittliche Kältemitteltemperatur: twc = tp - ∆tav = 82 - 69,5 = 12,5 0С ( 10.17) 16. Nusselt-Kriterium für die Reaktionsmasse im Reaktor: Nu = a2∙Reb2∙Pr0,33(Pr/Prcm)0,14∙(Db/Da), wobei das Verhältnis, das (Pr/Prcm) darstellt, durch das Verhältnis ersetzt wird Ausdruck der Viskositätstemperatur bei der Durchschnittstemperatur im Reaktor. 165 Reaktion exp[β∙(x Masse -tp)], mit Nu  a2  Reb 2  Pr 0,33  exp     x  t p     Db / Da  , (10. 18) wobei a2 der Koeffizient der Kriterium-Wärmeübertragungsgleichung für einen Reaktor mit Mantel ist; Re ist das Reynolds-Kriterium für die Reaktionsmasse; b2 ist der Koeffizient der Kriterium-Wärmeübertragungsgleichung für einen Reaktor mit Mantel; Pr ist das Prandtl-Kriterium für die Reaktionsmasse; β Temperaturkoeffizient der Viskosität der Reaktionsmasse, k-1; x Wandtemperatur auf der Seite der Reaktionsmasse, OS; D6 - Installationsdurchmesser der Bubbler, m; Da ist der Durchmesser des Verdrängungsreaktors, m; Nu = 0,36∙(2,6∙106)0,67∙(7,5∙10-1)0,ЗЗ∙(exp)0,14∙(0,271/1,6)=1625 17. Wärmeübertragungskoeffizient von der Reaktionsmasse zur Wand   Nu   / Db (10.19) wobei λ die Wärmeleitfähigkeit der Reaktionsmasse ist, W/m∙K;   Nu   / Db  1625  0,68 / 0,271  2762,4 W / m 2  K 18. Spezifische Wärmeleistung von der Reaktionsmasse zur Reaktorwand: q p   t p  x (10,20 ) wobei x die ist Wandtemperatur auf der Seite der Reaktionsmasse, 0C; q p    t p  x   2762, 4   82  77, 7   11900,5 W / m 2 19. Wandtemperatur auf der Kältemittelseite: t x  t p  q p   rc   c / c  (10.21) wobei δс die Dicke der Stahlwand des Verdrängungsreaktors ist, m; λс Wärmeleitfähigkeit der Stahlwand des Reaktors, W/m K; rc - Wärmewiderstand der Wand (Rost, Zunder, Salzstein); 166 T zum Reynolds-Wert: if Rex<5∙105, 0,33  Prx  Nux  0, 66  Re 0,5   x  Prx  Prcmx  0,25 , (10.22) , (10.23) если Rex>5∙105, 0,43  Prx  Nu x  0,037  Re 0,8   x  Prx  Prcmx  0,25 wobei das Verhältnis (Prx/Prcmx) durch den Ausdruck exp[βw∙(tx –twc)] ersetzt wird, der ist das Verhältnis der Viskositäten des Kältemittels bei seiner Durchschnittstemperatur und der durchschnittlichen Wandtemperatur auf der Kältemittelseite: wenn Rex<5∙105, 0,33 Nux  0, 66  Re0,5   exp[  w ∙(t x – t wc)]  x  Prx 0,25 (10.24) если Rex>5∙105, 0,43 Nu x  0,037  Re0,8   exp[  w ∙(t x – t wc)] x  Prx 0,25 (10,25) wobei Rex das Reynolds-Kriterium für das Kältemittel ist; Prx – Prandtl-Kriterium für das Kältemittel; βw – Temperaturkoeffizient der Viskosität des Kältemittels (Wasser), k-1; twc – durchschnittliche Kältemitteltemperatur, 0 °C; 0,33 Nu x  0,66  Re0,5   exp[  w ∙(t x – t wc)]  x  Prx 0,25   0,66  25930,5  4,630,33  exp 0, 0 057   24, 2  15,53  21. Wärmeübertragungskoeffizient von der Wand zum Kältemittel:  Nu x w p (10.26) wobei λw die Wärmeleitfähigkeit des Kältemittels ist, W/m∙K; δp – Kältemittelströmungsbreite, m; 167 0,25   56,67 x  Nu x w 56,67  0,68   1014 W / m 2  K p 0,038 22. Spezifische Wärmeleistung von der Wand zum Kältemittel: qx   x  (t x – t w c) (10.27) wobei tx die Wandtemperatur auf der Kältemittelseite ist, 0C; q x   x  (t x – t wc)  1014   24,2  12,53   11800 W / m 2 23. Die gesamte thermische Leistung des Reaktors wird aus der Wärmebilanzgleichung bestimmt: qtp  Gw  cw  (t wk – t wh) 3600 (10,28) wobei Gw der Wasser-Kältemitteldurchfluss in kg/Stunde ist; сw – Wärmekapazität des Kältemittels (Wasser), J/kg∙K; twk – Endtemperatur des Kältemittels (Wasser) am Einlass, OS; twh – Anfangstemperatur des Kältemittels (Wasser) am Einlass, OS; qtp  5 Gw  cw  (t wk – t wh) 0,18 10  4190  15  10    105600 W 3600 3600 und die erforderliche Mantelfläche ist gefunden: fp  qtp qc (10,29 ), wobei qc das ist durchschnittliche arithmetische spezifische Wärmeleistung von der Reaktionsmasse zur Wand von der Wand zum Kältemittel, W/m2; fp  qtp qc  105600 / 12000  8,8 m 2 168 12 MECHANISMUS HETEROGENER KATALYTISCHER REAKTIONEN Unabhängig von der Konstruktion des Reaktors zur Durchführung heterogener katalytischer Reaktionen ist das physikalische Wesen des Prozesses in ihnen dasselbe. Das physikalische Bild des Mechanismus heterogener katalytischer Reaktionen aus einem Gasstrom auf einem porösen Katalysatorkorn ist in Abbildung 12.1 dargestellt. Laminare Gasströmung Abbildung 12.1 – Physikalisches Bild des Mechanismus einer heterogenen katalytischen Reaktion aus einer Gasströmung Wenn Gas um ein Katalysatorteilchen strömt, bildet sich um es herum eine dünne laminare Grenzschicht – δl, CAS und CAq – die Konzentration des Produkts der Oberfläche und in der Strömung. R, rm - Radien des Teilchenstromradius. MA, MV – Anzahl der Mol der Gas- und Festphasen. 169 V, ρ – Volumen und Dichte des Teilchens. τ, τ + , τт - aktuelle Uhrzeit Reaktionen, die Zeit der vollständigen Umwandlung der Reagenzien zum fertigen Produkt, die durchschnittliche Verweilzeit der Reagenzien in der Katalysatorschicht. Im sehr Gesamtansicht Der Reaktionsmechanismus kann in drei Stufen dargestellt werden. I. Der Gasstrom bringt den Reaktanten durch Konvektion an die Oberfläche des Katalysators. In der Nähe der Kornoberfläche entsteht ein laminarer Film (eine Grenzdiffusionsschicht, in der die Stoffübertragung durch molekulare Diffusion erfolgt). II. Das Reagensmolekül wird an der Oberfläche des Korns adsorbiert, wo die chemische Reaktion stattfindet. Wenn r >> β, dann wird der Prozess durch das Massenangebot an Stoff aus dem Strömungskern bestimmt (β ist der Stoffübergangskoeffizient). Externer Diffusionswiderstand. Bei porösen Katalysatoren diffundieren die Reaktanten durch die Poren der Kapillare im Inneren des Korns und werden an dessen Innenoberfläche adsorbiert. Wenn β > r, wird der Prozess durch die Diffusionsströmung begrenzt. III. Die auf der aktiven Oberfläche der Feststoffpartikel gebildeten Reaktionsprodukte werden desorbiert und diffundieren dann von der Innen- und Außenoberfläche des Katalysators in den Strömungskern. Somit werden drei Bereiche der heterogenen katalytischen Reaktion unterschieden. 1. Kinetisch - r « β, Adsorption, d.h. die Geschwindigkeit der Stoffzufuhr und -adsorption übersteigt die Möglichkeit einer chemischen Umwandlung. 2. Adsorption, wenn eine niedrige Adsorptionsrate als Barriere zwischen dem Diffusionsfluss der Reagenzien und der Reaktivität des Katalysators dient. 3. Diffusion, wenn die Diffusionsgeschwindigkeit die Adsorption und Reaktion begrenzt und bestimmt. Die Beziehung zwischen dem relativen Einfluss von Diffusion und chemischer Umwandlung hängt hauptsächlich von T o ab. Mit steigender Temperatur nimmt die Geschwindigkeit einer chemischen Reaktion schneller zu als - D Diffusion, sodass der gesamte Prozess durch Diffusion begrenzt wird. Stofftransport und geometrische Eigenschaften werden durch die folgenden Werte bestimmt: - das Verhältnis der Geschwindigkeit des externen Transfers (Massentransfer) eines Stoffes zur Geschwindigkeit des internen Diffusionstransfers; = /(/4) (12.1) – Verhältnis der inneren Oberfläche des Katalysators zur äußeren Oberfläche S=So/S – Verhältnis der Geschwindigkeit (12.2) der chemischen Reaktion zur Geschwindigkeit des physikalischen Prozesses (Diffusion) = /(/4) (12,3) Km - Stoffübergangskoeffizient ; Ko ist die Geschwindigkeitskonstante einer chemischen Reaktion; ε - Porositätskoeffizient; D - Diffusionskoeffizient; φ – Kapillartortuositätskoeffizient; L ist die Länge der Kapillare; Das die Partikel umströmende Gas wird um den Betrag dn/2 abgelenkt. Der Effekt der radialen Diffusion – DR – tritt auf und wird anhand des Bodenstein-Kriteriums bestimmt. B0 R=υ∙dch / DR=11 (12.4) Der Einfluss von Körnern auf den Effekt der Längsmischung wird berücksichtigt: 171 B0 L=υ∙dch / DL=2 Aus (12.4) und (12.5) - B0 R / (12,5) B0 L= DL/DR=5,5, d.h. Längsdiffusionskoeffizient von 5. 5 mal DR. Da jedoch L » D und υ - der Fluss groß sind, wird nur die radiale Diffusion berücksichtigt. Lediglich bei einer dünnen Katalysatorschicht muss der Einfluss von DL berücksichtigt werden. Wenn L > D um den Faktor 10, dann wird DL vernachlässigt. Geräte mit festem Katalysatorbett kommen idealen Verdrängergeräten näher als hohle. Um alle Faktoren zu berücksichtigen, die das Auftreten katalytischer Reaktionen bestimmen, ist es notwendig, ein Gleichungssystem zu lösen, das die gleichzeitige Zunahme der chemischen Kinetik, des Wärmeübergangs, des Stoffübergangs und der Hydrodynamik berücksichtigt. Aufgrund der Unmöglichkeit einer solchen Lösung wird ein vereinfachtes Diffusionsmodell verwendet, das die Wechselwirkung zwischen Stofftransport und chemischer Reaktionskinetik berücksichtigt. Um einen Reaktor mit festen Katalysatorbetten zu berechnen, wird die allgemeine kinetische Gleichung des Prozesses gelöst. Unter Bezugnahme auf das Diagramm (Abbildung 12.1), das den Mechanismus heterogener katalytischer Reaktionen veranschaulicht, schreiben wir die Gleichungen: Für die Geschwindigkeit des Stoffübergangs von der Strömung zum Korn; Der Effizienzkoeffizient des Katalysators - E charakterisiert das Verhältnis Durchschnittsgeschwindigkeit Reaktionen innerhalb der Poren mit der maximal möglichen Geschwindigkeit ohne Diffusion, E CA C A0, wobei C A0 und C A die aktuelle bzw. anfängliche Konzentration der Reagenzien sind. 12.1 Berechnung eines Reaktors mit einem Festbett aus Katalysator Das Diagramm der Gasströmung durch das Festbett ist in Abbildung 12.2 dargestellt. 172 Gasströmung Abbildung 12.2 – Schema der Bewegung einer Gasströmung durch eine feste Katalysatorschicht. DL – Längsdiffusion; DR – Längsdiffusion; L ist die Höhe der Katalysatorschicht; ∆p - hydraulischer Widerstand der Schicht  1 dN A   K q  C Aq  C AS  S d (12.6) Für Diffusion und Reaktion innerhalb des Volumens:  1 dN A   K S  C AS   VR d ( 12.7) Wenn wir (12.6) und (12.7) kombinieren und die Konzentration von CAS ausschließen, finden wir:  1 dN A   S d 1  C Aq 1 V  r  KS KqS (12.8) 1  C Aq S 1   K S Vr K q (12.9) oder  1 dN A   VR d Für sphärische Teilchen mit Radius R haben diese Gleichungen die Form:  1 dN A   S d 1  C Aq S 1  K S  R Kq 173 (12.10)  1 dN A 1    C Aq 1 R VR d   K S SK q . (12.11) wobei KS die Geschwindigkeitskonstante der chemischen Reaktion ist; Kq ist der Stoffübergangskoeffizient pro Einheit der äußeren Oberfläche des Partikels. Wenn ε=Sn/S«1, dann wird die Reaktion innerhalb der Poren nicht berücksichtigt und die Gleichungen (12.10) und (12.10) werden vereinfacht:  Gleichung (12.12) 1 dN A 1    C Aq 1 1 S d   K S Kq entspricht der Geschwindigkeit (12.12) von Reaktionen an nichtporösen Katalysatorpartikeln. Auch die Gleichungen (12.8-12.9) werden in den entsprechenden Grenzstufen vereinfacht. Der wichtigste berechnete technologische Parameter, die Zeit der katalytischen Reaktion - τ bis zur vollständigen Umwandlung von Chemikalien für verschiedene Grenzstufen, kann aus den folgenden Abhängigkeiten bestimmt werden: - wenn die bestimmende Stufe die Diffusion ist r » D, 3   rm    xv  t  R  (12.13) - wenn die bestimmende Stufe eine chemische Reaktion ist g « D, 3   rm  1/3   1  1  xв   t  R  (12.14 ) - wenn der Prozess durch Diffusion auf der Oberfläche und in den Poren des Katalysators begrenzt ist, 2 3  2/3 r  r   1  3   m   2   m   1  3 (12.15) 12.2 Berechnung eines Wirbelschichtreaktors Im Gegensatz zu Reaktoren mit festem Katalysatorbett erreichen Wirbelschichtreaktoren eine große Phasenkontaktoberfläche Fq . Für optimale Temperaturverhältnisse ist gesorgt. 174 Temperaturkontrolle und isotherme Bedingungen sind problemlos gewährleistet. Der Nachteil besteht darin, dass im Vergleich zu Festbettreaktoren eine höhere thermomechanische Festigkeit des Katalysators erforderlich ist. Alle Wirbelschichtreaktoren werden in zwei Gruppen eingeteilt: ohne Zirkulation und mit Zirkulation. Für monodisperse Katalysatoren werden Reaktoren mit zylindrischem Körper verwendet; für polydisperse Katalysatoren mit konischem Körper ist dies eine notwendige Voraussetzung für den Normalbetrieb. Der Wirbelschichtreaktor soll eine gute Katalysatormobilität gewährleisten. Die entsprechenden Fluidisierungsraten υcr und υentrain werden durch das Re-Kriterium unter Verwendung der Todes-Formeln bestimmt: Recr  Ar 1400  5,22 Ar (12.16) Ar 18  0,61 Ar (12.17) Re un  Der hydraulische Widerstand, wenn sich ein Gasstrom durch einen Porenkörper bewegt Die Schicht wird wie folgt bestimmt: p   1  G2  d 2 (12.18) wobei 1=H die Höhe der Katalysatorschicht und υg die Gasgeschwindigkeit in der Schicht ist. Unter Berücksichtigung von ε=Nсв/НП; und υ=υr/ξ, wobei ξ=110/Re angenommen wird, erhalten wir: 2 990 1    Н p   2 2  2    8  Ф dч (12.19) Ф - Formfaktor unter Berücksichtigung Berücksichtigen Sie die Abweichung der wahren Form des Katalysatorkorns von der Kugelform. Im Allgemeinen ist das Auftreten einer heterogenen katalytischen Reaktion mit der Temperatur -T, den Zahlenwerten von KS, D und den Katalysatorabmessungen dH verbunden; Vr. Numerische Werte von D finden sich in der Referenzliteratur. Der Stoffübergangskoeffizient βв – in einer festen Schicht aus Katalysatorpartikeln wird aus der Kriteriumsgleichung bestimmt:  0,3  Nuq Pr 1/3 Re 1  0,35 f Re  1,9, wobei Nuq   q D Pr  , ​​​​ D, Re  dч v bei 50

Thema 6. CHEMISCHE REAKTOREN

Modern chemischer Reaktor -

1)

2) Wärmetauscher;

3) Mischgeräte,

1.

2. Hohe Produktausbeute F φ- R, X.

3.

Produktivität (Rohstoffe) und hoch Grad der Transformation X A(Reagens):

in Schemata mit offene Schleife Hoch wird bevorzugt Umwandlungsgrad X A Reagenzien;

in geschlossenen Systemen Hoch wird bevorzugt Produktivität.

Einflussfaktoren auf die Gestaltung des Rektors

1. Physikalische Eigenschaften und Aggregatzustand von Reagenzien und Produkten.

2. Erforderliche Mischintensität.

3 . Thermischer Effekt von XP und die erforderliche Wärmeübertragungsintensität.

4 . Temperatur und Druck sind Prozessparameter.

5. Aggressivität, Toxizität der Reaktionsmasse.

6 . Explosions- und Brandgefahr in der Produktion.

Für die Industrie besteht eine wichtige Aufgabe darin, in einem bestimmten Zeitraum eine bestimmte Produktmenge zu erhalten, d. h. Es ist notwendig, die Verweilzeit der Reaktanten im Reaktor zu berechnen, um einen bestimmten Umwandlungsgrad zu erreichen. Dazu muss das kinetische Modell dieser Reaktion bekannt sein. Mithilfe mathematischer Modellierung wird die Verweilzeit näherungsweise berechnet.

Ein mathematisches Modell ist ein Gleichungssystem, das bestimmte wichtige Prozessparameter in Beziehung setzt.

Ein physisches Modell ist eine Zeichnung, ein Muster, das die wesentlichsten Aspekte eines Objekts darstellt.

Um bei der mathematischen Modellierung einfachere Abhängigkeiten zu erhalten, werden einige Parameter vernachlässigt.

Betrachten wir chemische Reaktoren, die im isothermen Modus arbeiten. Da es in solchen Reaktoren keine treibende Kraft für den Wärmeaustausch innerhalb ihres Volumens gibt (∆T = 0), kann die Wärmebilanzgleichung zunächst aus dem mathematischen Modell des Reaktors ausgeschlossen und dieses (mathematische Modell) auf eine Stoffbilanzgleichung reduziert werden das die chemische Reaktion, den Stoffaustausch und den Übertragungsimpuls berücksichtigt. Um das mathematische Modell weiter zu vereinfachen, können wir REAKTOREN MIT IDEALER STRÖMUNGSSTRUKTUR in eine separate Gruppe einteilen perfektes Mischen Und perfekte Verschiebung . Annahmen über die ideale Strömungsstruktur ermöglichen es, eine Reihe von Operatoren aus der allgemeinen Stoffbilanzgleichung auszuschließen und dadurch Berechnungen auf Basis dieser Gleichung deutlich zu vereinfachen.

Modelle idealer Reaktoren

Verweilzeit des Reagenzes in RIS und RPS

Erweitern wir die Klammern:

←Charakteristische Gleichung FIG-N.

Die Gleichung ermöglicht (sofern die Kinetik des Prozesses bekannt ist) die Berechnung der Zeit, die erforderlich ist, um den erforderlichen Umwandlungsgrad zu erreichen.

Zur Reaktion P -te Ordnung :

von hier ,

Wo P - Reaktionsreihenfolge.

Bei n = 0:

Bei n = 1:

Hängt nur vom Grad der Transformation ab X A und hängt nicht von der Anfangskonzentration ab

Bei n = 2:

Nach dem RIS-Modell wird Folgendes berechnet:

1) Reaktoren mit Rührern mit nicht sehr hoher Viskosität η des Mediums und nicht sehr großem Volumen υ des Reaktors;

2) Strömungsumwälzgeräte - mit hohen Auflagen;

3 ) Reaktoren mit „Wirbelschicht“ 1.

P. Plug-Flow-Reaktor (PPR)

Bei RIS sind alle Volumenparameter konstant.

Alle Eigenschaften (Konzentration Mit einem, Umwandlungsgrad X A, Temperatur T usw.) sich im gesamten Reaktorvolumen gleichmäßig ändern, Daher kann keine Stoffbilanz für das gesamte Reaktorvolumen erstellt werden.

Reis. 2. Abhängigkeitsdiagramme:

A) C A =f (τ oder H)B) w= f (τ oder H) V) X A = f (τ oder H)

- Prozessgeschwindigkeit pro Volumeneinheit

Es wird ein verschwindend kleines Reaktorvolumen dV gewählt und eine Stoffbilanz dafür erstellt. Diese verschwindend kleinen Volumina werden dann über das gesamte Reaktorvolumen integriert.

Lass es einfach sein irreversible Reaktion Strömungen im Reaktor ohne Volumenänderung υ:

Wo , S A - anfängliche bzw. aktuelle Konzentrationen;

υ - Volumenstrom

Wo V- Reaktorvolumen (m3);

dV ist das Elementarvolumen des Reaktors (m 3).

Fassen wir es zusammen:

(Kommen)

- Mathematische Gleichung Gleichgewicht

Elementarband RIV-N

Um die Gleichung mathematisch zu erhalten. Gleichgewicht des gesamten Reaktors integrieren wir die resultierende Gleichung nach Trennung der Variablen (über das Volumen des gesamten Reaktors):

- Charakteristische Gleichung RIV-N.

Wo w A Wir finden es, wenn wir die Kinetik des Prozesses kennen.

Die charakteristische Gleichung von RIV-N ermöglicht die Kenntnis der Kinetik des Prozesses

(um w A zu finden), bestimmen Zeitτ Verweildauer der Reagenzien im Reaktoranteil zur Erreichung der angegebenen Werte Umwandlungsgrad X A und dann die Abmessungen des Reaktors.

Zur Reaktion nth Befehl :

,

Wo P - Reaktionsreihenfolge.

Bei n=0:

Bei n=1:

Hängt nur vom Umwandlungsgrad von X A ab und ist nicht von der Anfangskonzentration abhängig;

Bei n=2:

In einigen Produktion Reaktoren Umwandlungsgrad X A ist so unbedeutend, dass das Modell zur Berechnung herangezogen werden kann RIV- Das Rohrkontaktvorrichtungen mit Katalysator in Rohren oder Ringräumen („Schale und Röhre“), dient für heterogene Gasphasenreaktionen.

Modell Repression auch im Design verwendet Flüssigphasen-Rohrreaktoren mit einem großen Verhältnis von Rohrlänge zu Rohrdurchmesser.

Unter den gleichen Bedingungen zur Durchführung der gleichen Reaktion ist die durchschnittliche Verweilzeit der Reaktanten in einem Durchflussreaktor mit idealer Mischung länger als in einem Plug-Flow-Reaktor, um eine gleiche Umwandlungstiefe zu erreichen. Im RIS sind die Konzentrationen an allen Punkten gleich der Endkonzentration und im RIV sind die Konzentrationen der Reagenzien an zwei benachbarten Punkten unterschiedlich. Die Reaktionsgeschwindigkeit ist laut ZDM proportional zur Konzentration der Reagenzien. Daher ist er in RIV immer höher als in RIS. Diese. Um die gleiche Umwandlungstiefe zu erreichen, ist eine geringere Verweilzeit erforderlich.

III. Reaktorkaskade (RIS)

Wenn je nach Prozessbedingungen die RIS-Ausführung erforderlich ist, sind großvolumige Reaktoren erforderlich, um hohe Umsatzraten in kurzer Zeit zu erreichen.

In diesen Fällen ist es sinnvoller, mehrere in Reihe geschaltete Reaktoren (Abschnitte) zu installieren - Reaktorkaskade . Das Reaktionsgemisch durchläuft alle Abschnitte. Als Beispiel für ein solches Modell kann man nicht nur ein System aufeinanderfolgender Einzelapparate betrachten, sondern auch einen Durchflussreaktor, der auf die eine oder andere Weise intern in Abschnitte unterteilt ist, in denen jeweils das Reaktionsgemisch gemischt wird.

Einem solchen Apparat ähnelt beispielsweise eine Scheibenblasensäule.

Antriebskraft ∆С:

ΔС RIS< ΔС Каскад РИС < ΔС РИВ

In einem einzelnen RIS-N ändert sich die Konzentration des Schlüsselreagenzes A abrupt zu CA (endgültig), was darauf hindeutet, dass die Reaktionsgeschwindigkeit in RIS-N deutlich verringert ist. Aufgrund der Tatsache, dass jeder Reaktor in der Kaskade ein kleines Volumen hat, ist die abrupte Konzentrationsänderung viel geringer als bei einem einzelnen großvolumigen RIS-N, daher ist die Prozessgeschwindigkeit in jeder Stufe der Kaskade viel höher.

Die RIS-N-Reaktorkaskade nähert sich daher RIV-N an (der RIV-Reaktor erweist sich als rentabler als RIS, weil treibende Kraft darin gleich (Konzentrationsgradient) ΔC = C gleich - C Arbeit, größer als in FIGUR).

Durchschnittliche Antriebskraft ΔС RIS<ΔС Каскад РИС < ΔС РИВ

Wenn eine chemische Reaktion stattfindet, wird in RIV-N aufgrund der höheren Antriebskraft des Prozesses die höchste Geschwindigkeit des Prozesses erreicht. RIV-N hat die höchste Produktivität. Die Leistung der RIS-N-Kaskade ist geringer als die Leistung von RIV-N, aber größer als die Leistung eines einzelnen RIS-N. Je größer die Anzahl der Reaktoren in der Kaskade ist, desto geringer ist der Konzentrationssprung, desto größer ist die treibende Kraft des Prozesses, desto höher ist die Geschwindigkeit des Prozesses und desto höher ist dementsprechend seine Produktivität.

Berechnung der Anzahl der Kaskadenstufen

Bei der Berechnung einer Kaskade idealer Mischreaktoren geht es in der Regel darum, die Anzahl der Abschnitte eines gegebenen Volumens zu bestimmen, die erforderlich sind, um eine bestimmte Umwandlungstiefe zu erreichen.

Unterscheiden analytisch Und numerische Methoden Kaskadenberechnung. Die Anwendung der analytischen Methode ist möglich, wenn die Stoffbilanzgleichungen konzentrationsanalytisch gelöst werden können Mit mir. Dies ist beispielsweise möglich, wenn die ablaufenden Reaktionen durch kinetische Gleichungen erster oder zweiter Ordnung beschrieben werden.

Um die Anzahl der Kaskadenstufen zu berechnen, die erforderlich sind, um den erforderlichen Umwandlungsgrad des Reagenzes zu erreichen, werden zwei Methoden verwendet:

1) algebraisch;

2) Grafik.

Beispiel

Reaktion zweiter Ordnung angegeben

2A →R, oder 2A→ R+ S,

kinetische Gleichung w A = 2,5 (k = 2.5), endgültiger Umwandlungsgrad X A =0,8, . . Bestimmen Sie, wie lange die Reaktion dauern wird:

A) RIV-N;

b) RIS-N;

c) RIS-N-Kaskade, wobei alle Abschnitte der Kaskade das gleiche Volumen haben

(V 1 = V 2 =... = Vn), so ausgewählt, dass der durchschnittliche Aufenthalt in jedem von ihnen gleich ist .

Reis. 4 – Abhängigkeit der Reaktionsgeschwindigkeit von der Tageskonzentration zur Berechnung der Anzahl der Abschnitte einer Kaskade idealer Mischreaktoren.

Aus Abbildung 4 sehen wir, dass zum Erreichen des angegebenen Konvertierungsgrads vier Abschnitte erforderlich sind. Es stellt sich heraus, Chyu am Ausgang von 4. Abschnitt Der Grad der Transformation ist sogar höher als in der Bedingung angegeben, in drei Abschnitten jedoch nicht erreicht).

Somit beträgt die gesamte durchschnittliche Verweilzeit der Reagenzien in einer Kaskade idealer Mischreaktoren

Zur Berechnung Kaskade RIS-N analytische Methode komponieren

für jede Stufe der Kaskade die Gleichung Materialbilanz:

IV. Batch-Reaktor (RPR)

IN RPD Bestimmte Mengen an Reagenzien werden gleichzeitig geladen und bis dahin darin aufbewahrt diese bis der gewünschte Umwandlungsgrad erreicht ist. Danach wird der Reaktor entladen.

Konzentrationsverteilung S A Das Reagens ähnelt bei jedem Mischungsgrad der Reagenzien dem RIV:

Jedoch Leistung RIV oben:

gegeben Grad der KonvertierungX A wird in RIV in kürzerer Zeit τ erreicht:

in der RPD angegeben Grad der KonvertierungX A rechtzeitig erreicht

τ chem. Reaktionen +τ Hilfsoperationen (Laden und Entladen), daher ist die Leistung des RPD geringer:

Da τ ​​RIV< τ РПД =>P RIV >P RPD, also normalerweise:

Für kleine Tonnage Branchen (z. B. Pharma) eingesetzt werden RPD;

Für große Tonnage – geben maximale Leistung RIV-N.

Polythermisch

Reaktoren, gekennzeichnet durch teilweise Abfuhr der Reaktionswärme oder Zufuhr von Wärme von außen gemäß einem vorgegebenen Programm zur Änderung der Temperatur T° entlang der Höhe des Reaktors („softwaregesteuert Reaktoren").

Beispiel: Mischreaktoren REIS- periodische Aktion.

Bei der Untersuchung und quantitativen Bewertung von Prozessen in einem Reaktor werden zur Ableitung Temperaturberechnungsformeln verwendet Wärmebilanzen.

Wärmehaushalt bezogen auf Gesetz der Energieerhaltung E:

Der Wärmeeintrag bei einer bestimmten Produktionsreaktion muss gleich seinem Verbrauch im selben Vorgang sein: Q in. =Q-Verbrauch

Wärmebilanzen werden entsprechend der Stoffbilanz des Prozesses und den thermischen Auswirkungen chemischer Reaktionen sowie physikalischer Umwandlungen im Reaktor unter Berücksichtigung der Wärmezufuhr von außen sowie der Wärmeabfuhr mit dem Reaktor erstellt Reaktionsprodukte und durch die Wände des Reaktors.

I. Adiabatischer Reaktor (normalerweise RIV)

Nach dem Idealmodell findet in einem adiabatischen Reaktor kein Wärmeaustausch mit der Umgebung statt. Unter realen Bedingungen wird durch eine gute Isolierung der Reaktorwände gegenüber der Umgebung (Doppelwände, Isoliermaterial) nahezu keine Wärmeübertragung erreicht.

Temperaturänderung T 0 in einem adiabatischen Reaktor ΔT° = T° kon. - T° Anfang anteilig

- Grad der Konvertierung Reagens X A

- Konzentrationen Hauptreagenz ,

- thermischer Effekt Q r Reaktionen

und umgekehrt proportional

- durchschnittliche Wärmekapazität Reaktionsgemisch.

Für exotherm Reaktionen ΔH< 0 ΔT° = T° кон. - T° нач > O (+ Zeichen)

Für endothermisch Reaktionen ΔH > 0 ΔT° = T° Ende. - T° Anfang< О (знак-)

Anwendung

Kontaktieren Sie Geräte mit dem RIV-Modell eines adiabatischen Reaktors Katalysatorfilterschicht.

Dieses Modell ist auch zur Berechnung von Kammerreaktoren für homogene Reaktionen anwendbar, für direkt durchströmte Absorber mit isolierender Auskleidung (Auskleidung), in denen sich Gas in Richtung der versprühten Flüssigkeit bewegt.

Adiabatische RIV-N eignen sich zur Durchführung exothermer Reaktionen. Wenn keine Wärme von außen zugeführt wird, läuft der Prozess im autothermen Modus ab (aufgrund der Wärme der chemischen Reaktion selbst).

Endotherme Reaktionen werden auch im adiabatischen Modus durchgeführt, allerdings wird in diesem Fall der Reaktionsmasse zusammen mit Wasserdampf zugeführt.

II. Isothermer Reaktor

Analyse Adiabatische Gleichungen

ΔT° = T° Ende. - T° Start =

zeigt das an isotherme Reaktoren

Reaktoren könnten sich nähern klein Bedeutungen:

Q x.r. - spezifischer thermischer Effekt (pro Stoffeinheit);

- - Anfangskonzentration des Reagenzes;

- X A- Grad der Transformation

bei groß Werte

- - Wärmeleitfähigkeit Reaktionsgemisch.

Anwendung

Praktisch isotherme Reaktoren:

Zur Verarbeitung niedrig konzentrierter (↓ C A) Gase ( → 0), Und

Reaktoren, in denen exo- Und Endo thermische Effekte sind praktisch

ausgeglichen sind (q x.p →0). Diese. Ein isothermes Regime wird dann beobachtet, wenn der thermische Effekt des Hauptprozesses durch thermische Effekte von Nebenreaktionen oder physikalischen Prozessen (Verdampfung, Auflösung) gleicher Größe, aber entgegengesetztem Vorzeichen kompensiert wird

Beim Modellieren zu völlig isotherm Reaktoren umfassen Flüssigkeitsreaktoren

- (F - F) - Emulsion

- (F - T) - Aussetzung

Mit mechanisch, pneumatisch und Strahlzirkulation Mischgeräte.

In den Regalen ist ein isothermes Regime zu beobachten schaumig Und Sprudelapparat nicht groß, in einigen Kontaktgeräten mit stationärer Katalysator.

Das Regime kann nahezu isotherm sein aAdsorption Und aAbsorbierend Geräte, bei denen die bei der Adsorption oder Adsorption entstehende Wärme für die Verdampfung von Wasser oder anderen Lösungsmitteln genutzt wird.

Der isotherme Betrieb kann durch Wärmeaustauschvorrichtungen erreicht werden, indem dem Reaktor Wärme zugeführt oder daraus entnommen wird. Der Wärmeentzug bei einer exothermen Reaktion ist proportional dazu, wie viel freigesetzt werden soll. Der Tipp für Endo ist, absorbiert zu werden.

ANWENDUNGEN

Polythermischer Modus in Reaktoren beobachtet, in denen thermischer Effekt Qx. P. Die chemische Hauptreaktion wird nur teilweise durch die thermischen Auswirkungen von Nebenreaktionen oder physikalischen Prozessen kompensiert, deren Vorzeichen dem Hauptprozess entgegengesetzt ist.

Zu diesen Reaktoren zählen viele Schacht- und Hochöfen.

Möglichkeiten zur Umsetzung

Optimale Temperaturbedingungen – Hierbei handelt es sich um ein Temperaturregime, das eine wirtschaftlich realisierbare maximale Produktivität des P für das Zielprodukt (bei maximal möglicher Geschwindigkeit) bietet w r Prozess), während bei einfachen Reaktionen ein hoher Umsatz und bei komplexen Reaktionen eine hohe Selektivität erreicht werden muss.

Die Lösung des praktischen Problems, einen Prozess in einem Industriereaktor im optimalen Temperaturregime durchzuführen, hängt von vielen Faktoren und vor allem von der thermischen Wirkung und Reaktionskinetik ab.

Bei der Analyse dieser Rekommen wir zu dem Schluss, dass eine Erhöhung der Reaktionsgeschwindigkeit zu Folgendem führt:

Temperaturanstieg;

Reduzierte Conversion-Rate.

Um die Geschwindigkeitsreduzierung auszugleichen w r Reaktionen mit steigendem Umwandlungsgrad Ha Es empfiehlt sich, die Temperatur zu erhöhen T°. Deshalb exotherm(ΔН<0) einfach(A→R) irreversibel (→) Es empfiehlt sich, Reaktionen in durchzuführen adiabatisches RIV (kein Wärmeaustausch mit der Umgebung - Reaktoren, die ohne Zufuhr oder Abfuhr von Wärme Q an die Umgebung durch die Reaktorwände arbeiten. Das. Die gesamte während der Reaktion freigesetzte oder absorbierte Wärme wird von der Reaktionsmischung gespeichert (absorbiert).

In diesem Fall ist eine hohe Gewährleistung möglich Geschwindigkeit w r Reaktionen und hoch Leistung P-Reaktor ohne Verwendung Fremdwärmequellen Q.

Mit steigendem Umsatz steigt die Temperatur, daher nimmt auch die Geschwindigkeitskonstante zu, was bedeutet, dass auch die Geschwindigkeit des Prozesses zunimmt.

Die beste Organisation des Prozesses wird erreicht, wenn die Hitze Q Produkte, die den Reaktor verlassen, dienen dazu, die Reaktanten zu erhitzen, wenn sie in den Reaktor gelangen.

Reaktionen endothermisch (ΔH>0) einfach(A→R) irreversibel (→) Die Durchführung im adiabatischen RIM ist unrentabel, sinnvoller ist jedoch die Durchführung in Reaktoren mit Wärmeversorgung Q, Aufrechterhaltung einer bestimmten Temperatur T0, die aus konstruktiven und technologischen Gründen maximal möglich ist (isotherm, polythermisch). (Mit zunehmendem Umsatz nimmt die Temperatur ab, was bedeutet, dass sowohl die Geschwindigkeitskonstante als auch die Geschwindigkeit selbst abnehmen.) Im adiabatischen RIV-N werden weiterhin endotherme Prozesse durchgeführt, die Rohstoffversorgung erfolgt jedoch gemeinsam mit Wasserdampf.

Einfache reversible Reaktionen

(↔ )

Wenn wir diese Reanalysieren, kommen wir zu dem Schluss Geschwindigkeit erhöhen w r Reaktionen werden zu einer Steigerung führen Temperaturen:

T 0 => w r

Für Geschwindigkeit w r Reaktionen werden auch durch das Zeichen beeinflusst thermischer Effekt Q r(oder Enthalpie ΔH):

1) Wenn die direkte Reaktion ist endotherm ΔН>0 ( Wärmeaufnahme)

dann erhöhen Temperatur T 0 wird sich auch positiv auf die Situation auswirken chemisches Gleichgewicht ↔ (wird sich verschieben es ist an der Seite direkte Reaktion →).

Daher werden solche Reaktionen in Reaktoren mit Wärmezufuhr auf die gleiche Weise durchgeführt wie irreversibel (→) endothermisch (ΔH >0) Reaktionen.

2) Wenn die direkte Reaktion ist exotherm (ΔH< 0) (mit Wärmeabgabe)

dann geraten KINETIK und THERMODYNAMIK des Prozesses in Konflikt: eine Steigerung Temperatur T 0 wird sich negativ auf die Situation auswirken chemisches Gleichgewicht ↔ (wird es zur Seite verschieben Rückreaktion ←).

Daher wird folgender Modus verwendet:

- am Anfang des Prozesses wenn Produktkonzentration Mit R noch klein

Temperatur wird auf T 0 erhöht bis, TschüssGeschwindigkeit Verfahren w r wird nicht hoch genug werden;

- am Ende des Prozesses - Die Temperatur wird allmählich gesenkt T 0 ↓ Von Linien

optimale Temperaturen (LOT) damit die Geschwindigkeit des Prozesses w r blieb unter den gegebenen Bedingungen möglichst hoch.

Dieses Regime ist weder in einem adiabatischen noch in einem isothermen Reaktor realisierbar. Eine Annäherung an diesen Modus ist das REV, das sich innerhalb des Wärmetauscherrohrs befindet, in dem das Kühlmittel strömt.

Eine andere Möglichkeit besteht darin, den Prozess in einem Reaktor mit mehreren Abschnitten durchzuführen, in dem jeder Abschnitt im adiabatischen Modus arbeitet, zwischen den Abschnitten jedoch gekühlt wird.

Für endotherme (reversible und irreversible) Reaktionen empfiehlt es sich, den chemischen Prozess in Reaktoren mit Wärmezufuhr durchzuführen und eine möglichst gleichmäßige Temperaturverteilung im gesamten Reaktorvolumen sicherzustellen. Ein üblicher Apparatetyp zur Durchführung endothermer Reaktionen sind Rohrreaktoren, deren Aufbau den Rohrbündelwärmetauschern ähnelt. Bei diesen Geräten stellt der Rohrraum den Reaktor selbst dar, in dem sich die Reagenzien im Verdrängermodus bewegen und ein Kühlmittel, beispielsweise Rauchgase, durch den Rohrzwischenraum strömt. Ein mit Rauchgasen beheizter Rohrreaktor zur Durchführung katalytischer Reaktionen wird insbesondere zur Dampfreformierung von Erdgas eingesetzt. Ein Retortenofen zur Synthese von Butadien aus Ethylalkohol, wobei

Ofen

Reis. Rohrreaktorgase

für endotherm

Anstelle von Rohren wird der Katalysator in Retorten platziert – schmale Kanäle mit rechteckiger Querschnitt. In solchen Reaktoren muss die Querschnittsbreite der Kanäle, durch die sich die Reaktionsmischung bewegt, klein sein, um eine ziemlich gleichmäßige Temperaturverteilung über den Querschnitt zu erhalten. Da in realen Reaktoren das hydrodynamische Regime vom idealen Verdrängungsregime abweicht, bei dem die Verhältnisse in jedem Querschnitt ausgeglichen sind, weicht die Temperatur in der Kanalmitte von der Temperatur an der Wand ab. Bei Rohren mit großem Durchmesser ist die Temperatur an der Rohrachse deutlich niedriger als die Temperatur an der Wand. Folglich ist die Reaktionsgeschwindigkeit in dem Teil des Reaktionsstroms, der sich nahe der Rohrachse bewegt, geringer als die Durchschnittsgeschwindigkeit in der Apparatur. Bei der Durchführung katalytischer Prozesse ist es möglich, den Katalysator nur auf die Innenfläche der Rohre aufzubringen, wodurch im gesamten Reaktor eine annähernd gleiche Temperatur gewährleistet wird.

Homogene endotherme Reaktionen können auch in Reaktoren mit intensiver Durchmischung und Wärmeaustauschfläche durchgeführt werden, da in diesem Fall eine gleichmäßige Temperaturverteilung im gesamten Reaktor gewährleistet ist.

Exotherme Reaktionen werden in der Regel entweder unter adiabatischen Bedingungen oder in Apparaten mit Wärmeabfuhr durchgeführt.

Bei irreversiblen exothermen Reaktionen führt eine Temperaturerhöhung offensichtlich nur zu einer Erhöhung der Prozessgeschwindigkeit. Um die Energiekosten zu senken, ist es vorteilhaft, solche Reaktionen autotherm durchzuführen, wenn die erforderliche Temperatur allein durch die freigesetzte Wärme einer chemischen Reaktion ohne Energiezufuhr von außen bereitgestellt wird. Es gibt zwei Temperaturgrenzen (untere und obere), zwischen denen es sinnvoll ist, den Prozess durchzuführen.

Die untere Grenze ist die Temperatur, bei der die Geschwindigkeit der exothermen Reaktion (und folglich die Geschwindigkeit der Wärmefreisetzung) ausreicht, um einen autothermen Zustand sicherzustellen. Unterhalb dieser Wärme ist die Geschwindigkeit der Wärmefreisetzung geringer als die Geschwindigkeit der Wärmeentfernung, wenn der Reaktionsstrom den Reaktor verlässt, und die Temperatur im adiabatischen Strömungsapparat sinkt.

Die obere Temperaturgrenze hängt mit Nebenprozessen (chemische Nebenreaktionen oder physikalische Nebenphänomene) sowie mit der Hitzebeständigkeit von Strukturmaterialien zusammen. Beispielsweise führt bei der Durchführung heterogener Prozesse zum Brennen körniger Feststoffe ein Temperaturanstieg über einen bestimmten Grenzwert zum Sintern von Feststoffpartikeln und damit zu einer Verlängerung der Zeit ihrer vollständigen Umwandlung und einer Verringerung der Reaktorproduktivität . Oft wird der Temperaturanstieg durch die Festigkeit der Strukturmaterialien und die Unzweckmäßigkeit der Verwendung teurer hitzebeständiger Materialien begrenzt.

Bei der Durchführung exothermer Prozesse der mikrobiologischen Synthese wird der Temperaturanstieg durch die Lebensfähigkeit der Mikroorganismen begrenzt. Daher ist es ratsam, solche Prozesse in Reaktoren mit Wärmeabfuhr durchzuführen und um lokale Überhitzungen zu vermeiden, ist es besser, Reaktoren zu verwenden, in denen das hydrodynamische Regime einer idealen Durchmischung nahekommt. Die intensive Vermischung sorgt bei solchen Prozessen nicht nur für eine gleichmäßige Temperaturverteilung, sondern intensiviert auch die Stufen des Sauerstoffstoffübergangs von der Gasphase in die Flüssigphase.

Reversible exotherme Reaktionen müssen gemäß der optimalen Temperaturlinie durchgeführt werden, d. h. die Temperatur in der Apparatur wird mit zunehmendem Umwandlungsgrad der Reagenzien gesenkt. Dieser Modus ist weder in adiabatischen noch in isothermen Reaktoren möglich: Im adiabatischen Modus geht eine Erhöhung des Umwandlungsgrads mit der Freisetzung von Wärme und einer Erwärmung statt einer Abkühlung des Reaktionsgemisches einher; Im isothermen Modus bleibt die Temperatur konstant und ändert sich nicht mit zunehmendem Umwandlungsgrad.

Es ist äußerst schwierig, den Prozess streng nach optimalen Temperaturen durchzuführen. Dies könnte in einem Reaktor mit einer im Verdrängungsmodus arbeitenden Wärmeaustauschfläche erfolgen, vorausgesetzt, dass die durch die Reaktorwand abgeführte Wärmemenge unterschiedlich ist Diverse Orte Gerät. Die Reagenzien sollten vor Beginn der Reaktion auf eine hohe Temperatur erhitzt werden, und unmittelbar nach dem Eintritt in die Apparatur sollte für eine Wärmeabfuhr gesorgt werden. Wenn der Reaktor der Länge nach in mehrere Abschnitte unterteilt ist, muss die abgeführte Wärmemenge in jedem Abschnitt etwas größer sein als die bei der Reaktion freigesetzte Wärmemenge, um eine Bewegung entlang der Linie optimaler Temperaturen zu gewährleisten. Dabei ist zu berücksichtigen, dass mit zunehmendem Umwandlungsgrad die Reaktionsgeschwindigkeit abnimmt und damit auch die Wärmefreisetzungsrate abnimmt. Daher muss in den Abschnitten des Reaktors, in denen die Reaktion abgeschlossen ist, weniger Wärme abgeführt werden als in den Anfangsabschnitten.

Thema 6. CHEMISCHE REAKTOREN

Ohne einen chemischen Reaktor, in dem sowohl chemische als auch physikalische Prozesse ablaufen, ist kein CTP möglich.

CHEMISCHE REAKTOREN (vom lateinischen re – Präfix für umgekehrte Aktion und Actor – in Aktion setzen, handeln), industrielle Geräte zur Durchführung chemischer Reaktionen. Das Design und die Funktionsweise eines chemischen Reaktors werden durch die Art der Reaktion, den Phasenzustand der Reagenzien, die Art des Prozesses im Zeitverlauf (periodisch, kontinuierlich, mit variierender Katalysatoraktivität) und die Art der Bewegung des Reaktionsmediums bestimmt (periodisch, halbströmend, mit Rückführung), die thermische Betriebsart (adiabatisch, isotherm, mit Wärmeaustausch), Art des Wärmeaustausches, Art des Kühlmittels.

Modern chemischer Reaktor - Dabei handelt es sich um ein komplexes Gerät, das über spezielle Geräte verfügt, zum Beispiel:

1) Be- und Entladegeräte (Pumpen);

2) Wärmetauscher;

3) Mischgeräte,

beabsichtigt, das Zielprodukt zu erhalten, ausgerüstet Komplexes System Instrumentierungs- und Kontrollausrüstung.

Anforderungen an Industriereaktoren

1. MAXIMALE Produktivität und Arbeitsintensität.

2. Hohe Produktausbeute F und die höchste Selektivität des Prozesses φ- Dies wird durch die optimale Betriebsweise des Reaktors (T, R, C), hoher Umwandlungsgrad X.

3. Optimaler Energieverbrauch für den Stoffaustausch in einem Reaktor

Es besteht ein Widerspruch zwischen der Anforderung an hohe Produktivität (Rohstoffe) und hoch Grad der Transformation X A(Reagens):

in Schemata mit offene Schleife Hoch wird bevorzugt Umwandlungsgrad X A Reagenzien;

in geschlossenen Systemen Hoch wird bevorzugt Produktivität.

Bei der Herstellung eines qualitativ hochwertigen Produkts muss der Reaktor minimale Kosten gewährleisten.

Klassifizierung chemischer Reaktoren

1) Durch Designmerkmale:

Reis. 1 – Hauptarten von Chemikalien. Reaktoren: a – kapazitiver Durchflussreaktor mit Rührer und Wärmetauschermantel; b – mehrschichtiger katalytischer Reaktor mit Zwischen- und Wärmeaustauschelementen; c – Säulenreaktor mit Packung für einen Zweiphasenprozess; d – Rohrreaktor; I-Ausgangsstoffe; P – Reaktionsprodukte; T – Kühlmittel; K – Katalysator; N – Düse; TE – Wärmetauscherelemente.

Es handelt sich um einen Rohrapparat, bei dem das Verhältnis der Rohrlänge L zu seinem Durchmesser d recht groß ist. Dem Reaktor werden kontinuierlich Reagenzien zugeführt, die bei ihrer Bewegung entlang der Länge des Reaktors in Produkte umgewandelt werden.

Das hydrodynamische Regime in RIV ist dadurch gekennzeichnet, dass sich jedes Teilchen der Strömung nur in eine Richtung entlang der Länge des Reaktors bewegt, es keine Längsmischung und auch keine Mischung entlang des Reaktorquerschnitts gibt. Es wird davon ausgegangen, dass die Stoffverteilung über diesen Querschnitt gleichmäßig ist, d. h. die Werte der Parameter des Reaktionsgemisches über den Querschnitt gleich sind. Jedes Element des Volumens der Reaktionsmasse dV vermischt sich weder mit vorherigen noch mit nachfolgenden Volumina und verhält sich wie ein Kolben in einem Zylinder. Dieser Modus wird Kolben- oder Vollverdrängermodus genannt. Die Zusammensetzung jedes Volumenelements ändert sich sequentiell aufgrund des Auftretens einer chemischen Reaktion.

Änderungen der Konzentration des Reagenzes CA und des Umwandlungsgrades von XA über die Länge des Reaktors.

Um eine mathematische Beschreibung des RIV zu erstellen, gehen sie von aus Differentialgleichung Materialbilanz.

Da sich das Reaktionsgemisch im RIM nur in eine Richtung (entlang der Länge L) bewegt, dann Und ,

A ,

Wahl der Strömungsrichtung im Reaktor als Richtung der X-Achse,

wo W – lineare Geschwindigkeit Bewegung der Mischung.

Da sich jedes Volumenelement weder mit dem vorherigen noch mit dem nachfolgenden vermischt, gibt es weder eine longitudinale noch eine radiale Diffusion und die molekulare Diffusion ist daher gering

Dann

Diese Stoffbilanzgleichung ist eine mathematische Beschreibung des Reagenzienflusses im Reaktor in einem instationären Modus (wenn sich die Parameter nicht nur entlang der Länge des Reaktors ändern, sondern auch zeitlich nicht konstant sind – die Zeitspanne des Anfahrens oder Herunterfahrens). ).

Der Begriff wird durch die zeitliche Änderung der Konzentration A an einem bestimmten Punkt im Reaktor charakterisiert.

Der stationäre Modus zeichnet sich dadurch aus, dass sich die Parameter an jedem Punkt des Reaktionsvolumens mit der Zeit und nicht ändern. Dann .

Aber die Geschwindigkeit

A

Integrieren dieser Gleichung innerhalb der Grenzen der Änderung des Umwandlungsgrades

von 0 bis X A erhalten wir

Aus den erhaltenen Daten geht hervor, dass die Gleichung für RIV dieselbe ist wie für RIS – P.

Kontinuierlicher idealer Mischreaktor RIS – N

Dabei handelt es sich um einen Apparat, dem kontinuierlich Reagenzien zugeführt und Reaktionsprodukte kontinuierlich entnommen werden, während die Reagenzien kontinuierlich mit einem Rührer gemischt werden. Die in einen solchen Reaktor eintretende Ausgangsmischung wird sofort mit der Reaktionsmasse vermischt, die sich bereits im Reaktor befindet, wo die Konzentration des Ausgangsreagenzes niedriger ist als in der einströmenden Mischung. Um die charakteristische Gleichung abzuleiten, erstellen wir eine Materialbilanzgleichung. Die Anzahl der Mol der Ausgangssubstanz A, die mit der Strömung zugeführt wird, wobei V 0 die volumetrische Zufuhrrate ist, CA, 0 die Konzentration von A in der Strömung.

Die Anzahl der aus dem Reaktor entfernten Mol beträgt , wobei V die Volumengeschwindigkeit und CA die Konzentration in der Strömung ist.

Die Anzahl der Mol der Substanz A, die bei einer chemischen Umwandlung verbraucht wird, beträgt

Wobei V p das gefüllte Volumen im Reaktor ist.

Die Anreicherung des Reagens A ist gleich der Änderung seiner Menge im Reaktionsraum über den Zeitraum dτ.

Fassen wir alle Teile der Bilanz zusammen

Allgemeine Konstruktionsgleichung für einen vollständig gerührten Reaktor.

Mit Ausnahme von Abschalt- und Anfahrphasen arbeitet ein kontinuierlich arbeitender Reaktor in einem stationären Zustand. Die Entwurfsgleichung wird in diesem Fall auf die Form reduziert

Wenn die Reaktion in flüssiger Phase durchgeführt wird, ist die Volumenänderung gering und V 0 = V k = V. Dann ,

C A,0 – C A = τ ω A,

Wo ist die bedingte Aufenthaltszeit?

Unter Stoffbilanz versteht man die Gleichheit von Zu- und Abfluss eines Stoffes in einem Reaktor oder in einem Prozess. Die theoretische Grundlage für die Erstellung von Stoffbilanzen ist das Gesetz zur Erhaltung der Materie von M.I. Lomonossow.

Erstellen wir eine Stoffbilanz für einen Reaktor, in dem eine einfache irreversible Reaktion A → C abläuft.

Die Masse des Reagens, die pro Zeiteinheit in den Reaktor gelangt, ist gleich der Masse des Reagens A, die pro Zeiteinheit im Reaktor verbraucht wird.

m Und Einnahmen = m Ausgaben

Reagenz A wird für eine chemische Reaktion verbraucht, ein Teil des Reagenzes verlässt den Reaktor, ein Teil verbleibt unverändert im Reaktionsvolumen (akkumuliert).

m A-Verbrauch = m A chemische Lösung + m A Abfluss + m A Speicher

m Ein Einkommen = m Ein chemischer R. + m A Abfluss + m A Speicher

m A Einkommen - m A Abfluss = m A Chemikalie. + m A angesammelt

Bezeichnen wir m A Ankunft – m A Abfluss = m A Konvektion. ist die Masse des Reagens A, die durch Konvektion transportiert wird (Fluss der Reaktionsmasse).

Dann sammelte sich m A an. =m Eine Konvektion. -m Ein chem.r.

Die Masse des Reaktanten A, die im Reaktionsstrom unverändert bleibt, ist gleich der Differenz zwischen der Masse des Stoffes A, die von der Konvektionsströmung getragen wird, und der Masse des Stoffes A, die für die chemische Reaktion aufgewendet wird. Das ist die Gleichung Stoffbilanz in allgemeiner Form.

Wenn die Konzentration eines Reagens an verschiedenen Stellen im Reaktorvolumen oder über die Zeit nicht konstant ist, ist es nicht möglich, eine Stoffbilanz in allgemeiner Form für das gesamte Reaktorvolumen zu erstellen. Dabei wird eine Stoffbilanz für das Elementarvolumen des Reaktors erstellt.

Grundlage dieser Stoffbilanz ist die konvektive Transportgleichung (siehe Amelin et al. S. 71-73).

wobei CA die Konzentration von Reagenz A im Reaktionsgemisch ist;

x,y,z – räumliche Koordinaten;

W x , W y , W z – Strömungsgeschwindigkeitskomponenten;

D – Diffusionskoeffizient;

r A – Geschwindigkeit der chemischen Reaktion.

Mitglied charakterisiert die zeitliche Änderung der Konzentration von Reagenz A in einem Elementarvolumen und entspricht der m A-Akkumulation. in der allgemeinen Stoffbilanzgleichung.

Mitglied
spiegelt die Änderung der Konzentration des Reagens aufgrund seiner Übertragung in eine Richtung wider, die mit der Richtung des allgemeinen Flusses übereinstimmt.

Mitglied
spiegelt die Änderung der Konzentration des Reagens A im Elementarvolumen infolge seiner Übertragung durch Diffusion wider. Zusammen charakterisieren diese Begriffe den gesamten Stofftransport in einem bewegten Medium durch Konvektion und Diffusion; Im Allgemeinen entspricht die Stoffbilanzgleichung dem Term m A konvek. .

Der Term r A gibt die Änderung der Konzentration des Reagens A in einem Elementarvolumen aufgrund einer chemischen Reaktion an. Es entspricht dem chemischen Begriff m A. in der allgemeinen Stoffbilanzgleichung.

Die resultierende Differentialgleichung ist sehr schwer zu lösen. Je nach Reaktortyp und Betriebsweise kann er umgestaltet und vereinfacht werden.

Vorlesung Nr. 12 Hydrodynamische Modelle von Reaktoren. Herleitung charakteristischer Gleichungen.

Zuvor haben wir die Grundmodelle chemischer Prozesse und deren mathematische Beschreibung untersucht. Verkomplizieren wir das Modell des chemisch-technologischen Prozesses, indem wir hydrodynamische Prozesse berücksichtigen, also Methoden der gerichteten Bewegung der Strömung des Reaktionsgemisches im Reaktor.

Jeder Reaktor, der in der chemischen Produktion verwendet wird. In mehr oder weniger großer Näherung kann es durch eines der folgenden Modelle beschrieben werden:

Batch-Idealmischreaktor RIS-P;

kontinuierlicher idealer Mischreaktor RIS-N;

kontinuierlicher Pfropfenströmungsreaktor RIV-N;

Kaskade kontinuierlicher idealer Mischreaktoren K-RIV-N (Zellenmodell).

Für jedes Modell wird es angezeigt charakteristische Gleichung, die die Abhängigkeit der Verweilzeit der Reagenzien im Reaktor o, der Anfangskonzentration des Reagenzes, dem Umsatzwert und der Geschwindigkeit der chemischen Reaktion ausdrückt.

τ = f (C A 0 , α A , r A)

Diese Gleichung ist mathematische Beschreibung des Reaktormodells. Es ermöglicht, durch die Angabe von C A0 (Zusammensetzung der Ausgangsmischung) und r A (Art der chemischen Reaktion, Temperatur, Druck, Katalysator usw.) die Verweilzeit der Reagenzien im Reaktor zu berechnen, die erforderlich ist, um a zu erreichen gegebener Umsatz (α A) und damit sowie das Volumen des Reaktors, seine Gesamtabmessungen und Produktivität. Durch den Vergleich der erhaltenen Werte für Reaktoren verschiedener Typen können Sie die optimalste Option zur Durchführung einer bestimmten chemischen Reaktion auswählen.

Grundlage für die Ableitung der charakteristischen Gleichung ist die Stoffbilanz des Reaktors, die einzeln für die einzelnen Komponenten des Reaktionsgemisches erstellt wird.

Idealer Misch-Batch-Reaktor

RIS-P ist ein Gerät mit einem Rührer, in den die Ausgangsreagenzien periodisch geladen und die Produkte auch periodisch entladen werden.

In einem solchen Reaktor entsteht eine so intensive Vermischung, dass die Konzentration der Reagenzien zu jedem Zeitpunkt im gesamten Reaktorvolumen gleich ist und sich nur im Laufe der Zeit mit fortschreitender chemischer Reaktion ändert.

Die Ausgangsgleichung zur Ermittlung der charakteristischen Gleichung ist die Stoffbilanzgleichung in Differentialform:

Da aufgrund der intensiven Durchmischung alle Parameter im gesamten Reaktorvolumen gleich sind, ist die Ableitung jeder Konzentrationsordnung entlang der x-, y-, z-Achse zu jedem Zeitpunkt Null.

Dann

Bei V Reaktionsmischung = const C A = C A 0 (1-α A).

- charakteristische Gleichung RIS-P

Wenn im Reaktor eine einfache irreversible Reaktion der Ordnung „n“ auftritt, dann

Wenn n = 0
,

n=1
.

Für n ≠ 0 und 1 wird τ durch die Methode der grafischen Integration bestimmt. Erstellen Sie dazu eine grafische Abhängigkeit

Berechnen Sie die Fläche unter der Kurve zwischen dem Anfangs- und dem Endwert des Umwandlungsgrads.