
- •Г. М. Давидан, а. Г. Нелин, л. Н. Олейник, е. Д. Скутин общая химическая технология
- •Предисловие
- •Глава 1 общие понятия о химическом производстве
- •1.1. Химическая технология как наука
- •М акрокинетика
- •1.2. Связь химической технологии с другими науками
- •Химическая технология
- •1.3. История отечественной химической технологии
- •Контрольные вопросы
- •Глава 2 компоненты химического производства
- •2.1. Сырье в химическом производстве
- •Классификация химического сырья
- •2.2. Энергия в химической технологии
- •2.4. Воздух в химической технологии
- •Контрольные вопросы
- •Глава 3 критерии оценки эффективности химического производства
- •3.1. Технико-экономические показатели (тэп)
- •3.2. Структура экономики химического производства
- •Материальный и энергетический баланс химического производства
- •Контрольные вопросы
- •Глава 4 системный подход в изучении химико-технологического процесса
- •4.1. Общие понятия и определения
- •4.2. Химико-технологическая система как объект моделирования
- •4.3. Операторы
- •4.4. Матричное представление моделей
- •4.5. Подсистемы хтс
- •4.6. Связи
- •4.7. Классификация технологических схем
- •4.8. Системный подход к разработке технологии производства
- •4.9. Оптимизация производства
- •Контрольные вопросы
- •Глава 5 общие закономерности химических процессов
- •5.1. Понятие о химическом процессе
- •5.2. Классификация химических реакций
- •5.3. Интенсификация гомогенных процессов
- •5.4. Интенсификация гетерогенных процессов
- •5.5. Интенсификация процессов, основанных на необратимых реакциях
- •5.6. Интенсификация процессов, основанных на обратимых реакциях
- •Контрольные вопросы
- •Глава 6 гетерогенный катализ
- •6.1. Общие положения катализа
- •6.2. Процессы адсорбции и хемосорбции в гетерогенном катализе
- •6.3. Механизм гетерогенных каталитических процессов
- •6.4. Основные требования к гетерогенным катализаторам
- •6.5. Основные структурные параметры гетерогенных катализаторов
- •6.6. Технологические свойства гетерогенных катализаторов
- •6.7. Классификация гетерогенных катализаторов
- •6.8. Состав катализаторов
- •6.9. Приготовление катализаторов
- •Контрольные вопросы
- •Глава 7 гомогенный катализ
- •7.1. Кислотный (основной) катализ
- •7.2. Металлокомплексный катализ
- •7.3. Ферментативный катализ
- •Контрольные вопросы
- •Глава 8 химические реакторы
- •8.1. Принципы классификации химических реакторов
- •8.2. Принципы проектирования химических реакторов
- •8.3. Химические реакторы с идеальной структурой потока в изотермическом режиме
- •8.3.3. Примеры аналитического решения математической модели (8.22) и (8.23) для частных случаев
- •8.4. Сравнение эффективности проточных реакторов идеального смешения и идеального вытеснения
- •8.5. Конструкции реакторов
- •Контрольные вопросы
- •Глава 9 производство серной кислоты
- •9.1. Способы производства серной кислоты
- •9.2. Сырье процесса
- •9.3. Промышленные процессы получения серной кислоты
- •9.4. Пути совершенствования сернокислотного производства
- •Контрольные вопросы
- •Глава 10 производство аммиака
- •10.1. Проблема связанного азота
- •10.2. Получение азота и водорода для синтеза аммиака
- •10.3. Синтез аммиака
- •Контрольные вопросы
- •Глава 11 переработка нефти
- •11.1. Общие сведения о нефти
- •11.2. Классификация нефтей
- •11.3. Состав нефти
- •11.4. Нефтепродукты
- •11.5. Подготовка нефти на нефтепромыслах
- •11.6. Первичная переработка нефти
- •11.7. Пиролиз
- •11.8. Коксование
- •11.9. Каталитический крекинг
- •11.10. Каталитический риформинг
- •11.11. Гидроочистка
- •11.12. Производство нефтяных масел
- •Контрольные вопросы
- •Глава 12 переработка каменного угля
- •12.1. Показатели качества каменных углей
- •12.2. Классификация углей
- •12.3. Коксование каменных углей
- •Коксование
- •Тушение
- •Разгонка
- •12.4. Состав прямого коксового газа и его разделение
- •12.5. Переработка сырого бензола
- •12.6. Переработка каменноугольной смолы
- •12.7. Газификация твердого топлива. Процесс Фишера – Тропша
- •Контрольные вопросы
- •Глава 13 производство стирола
- •13.1. Получение этилбензола
- •13.2. Производство стирола дегидрированием этилбензола
- •13.3. Технологическая схема производства стирола дегидрированием этилбензола
- •Контрольные вопросы
- •Глава 14 производство этанола
- •Контрольные вопросы
- •Библиографический список
- •Содержание
- •Глава 12. Переработка каменного угля 231
- •Глава 13. Производство стирола 246
- •Глава 14. Производство этанола 252
8.3.3. Примеры аналитического решения математической модели (8.22) и (8.23) для частных случаев
k
1 . Простая элементарная реакция А R. Скорость такой реакции описывается выражением wr,А = kсА. Подставив это выражение в уравнение (8.22), получим
=
.
(8.24)
Проинтегрировав выражение (8.24), получим время пребывания реагента в реакторе:
=
.
(8.25)
Тогда концентрация реагента на выходе из реактора
сА
= сА,0
,
(8.26)
и степень превращения реагента А
хА
=
.
(8.27)
k1
2 . Обратимая реакция А R. Зададимся дополнительным условием,
k 2
что cR,0 = 0. Тогда
wr,А = k1сА – k2сR = (k1 + k2) сА – k2cA,0. (8.28)
Подставив (8.28) в (8.24), получим время пребывания реагента в реакторе:
=
.
(8.29)
Из уравнения (8.29) после преобразований получим концентрацию реагента на выходе из реактора
сА
=
(8.30)
и степень превращения реагента А
хА
=
.
(8.31)
k1
R
2
.
Параллельная
реакция А
k2
. Для такой
реакции скорость
по
S
компоненту А имеет вид wr,А = (k1 + k2) сА, и выражения для сА и хА будут:
сА
= сА,0
;
(8.32)
хА
=
. (8.33)
Выражение скорости по компоненту R имеет следующий вид:
wr,А
=
= – k1сА
= wr,А
= –
k1сА,0
(8.34)
или
dcR = – k1сА,0 d (8.35)
Интегрируя левую часть уравнение (8.35) в пределах от cR,0 до cR, а правую от нуля до , получим концентрацию реагента R на выходе из реактора:
cR
=
.
(8.36)
Аналогично находим концентрацию реагента S на выходе из реактора:
cS
=
.
(8.37)
8.4. Сравнение эффективности проточных реакторов идеального смешения и идеального вытеснения
В начале данного подраздела рассмотрим пример расчета среднего времени пребывания реагентов в проточном реакторе как идеального смешения, так и идеального вытеснения.
У словие задачи. Определить среднее время пребывания реагентов в проточном реакторе, необходимое для достижения степени превращения исходного реагента хA ,f = 0,8. В реакторе протекает реакция второго порядка, описываемая уравнением 2А R + S. Кинетическое уравнение при постоянной температуре процесса имеет вид wr,А = 2,5с2А. Начальная концентрация реагента А на входе в реактор равна сА,0 = 4 кмоль/м3.
Реактор идеального смешения. Для определения воспользуемся уравнением (8.16), при этом концентрацию реагента в реакторе, необходимую для расчета скорости протекающей в нем реакции, выразим через степень превращения:
=
= 2 ч.
Реактор идеального вытеснения. В этом случае для решения задачи используем уравнение (8.23), которое после подстановок примет вид:
=
=
= 0,4 ч.
Таким образом, для достижения одинаковой глубины превращения сырья в проточном РИВ требуется существенно меньшее время по сравнению с проточным РИС.
Этот факт объясняется характером распределения концентрации реагентов по объему указанных реакторов. Если в проточном РИС концентрации во всех точках равны конечной концентрации (рис. 8.9, линия 1), то в проточном РИВ в двух соседних точках на оси реактора они уже отличаются (линия 2). Например, согласно уравнению (8.23) в случае реакции первого порядка, формула распределения концентрации реагента А по фронту реактора идеального вытеснения имеет вид:
сА
= сА,0
ехр
.
(8.38)
cJ
cJ,0
2
cJ,
f
1
0 L z
Рис. 8.9. Распределение концентрации исходного реагента по фронту реактора идеального смешения (1) и идеального вытеснения (2)
Скорость реакции, согласно закону действующих масс, пропорциональна концентрации реагентов. Следовательно, при прочих равных условиях она выше в реакторе идеального вытеснения. А при большей скорости реакции для достижения той же глубины превращения сырья требуется меньшее время пребывания реагента в реакторе.
Основным показателем эффективности работы реактора является интенсивность
I
=
=
,
(8.39)
где I – интенсивность; П – производительность; V – реакционный объем;
От интенсивности зависит время, затрачиваемое на производство единицы продукции. В реакторах идеального вытеснения интенсивность выше. Объясняется это тем, что в них скорость реакции выше, вследствие более высокой концентрации реагентов.
Однако не всегда стремятся к поддержанию более высоких концентраций исходных реагентов. В главе 5 было показано, что при проведении процесса, сопровождающегося параллельными реакциями разного порядка, при-чем порядок целевой реакции меньше порядка побочной реакции (n1<n2), при низких концентрациях исходных реагентов обеспечивается более высокая се-лективность процесса.
Сравним проточные РИВ и РИС при проведении параллельных реакций разного порядка
a1A →rR (I)
a2 A →sS (II)
по выходу целевого продукта R. Примем, что в обоих случаях достигается одинаковая степень превращения исходного реагента А, т. е. в < с.
Выход целевого продукта R для параллельных реакций (I) и (II)
R
=
.
(8.40)
Графическое
сравнение выхода целевого продукта R
в реакторах идеального вытеснения
и идеального смешения при проведении
параллельных реакций разного порядка
изображено на рис. 8.10 (
/
– селективность).
a
б
в
1 1 1
2
1 1; 2
2 1
0 сА,f сА,0 сА сА,р сА,0 сА сА,р сА,0 сА
Рис. 8.10. Графическое сравнение выхода целевого продукта в РИВ (1) и РИС (2) при проведении параллельных реакций разного порядка
Если порядок целевой реакции превышает порядок побочной параллельной реакции (n1>n2), выход целевого продукта выше в РИВ (рис. 8.10 а).
Если порядок целевой реакции меньше порядка побочной параллельной реакции (n1<n2), выход целевого продукта выше в РИС (рис. 8.10 б).
Если целевая и побочная реакции имеют одинаковый порядок (n1 = n2), то выход целевого продукта при равной степени превращения исходного реагента не зависит от выбранного типа реактора (рис. 8.10 в).
Анализ показывает, что в большинстве случаев для достижения высокого выхода целевого продукта эффективнее реактор идеального вытеснения, но иногда – реактор идеального смешения. Но даже при достижении более высокого выхода целевого продукта при равной степени превращения сырья РИС имеет большие размеры чем РИВ.
Характер изменения движущей силы процесса в реакторах идеального вытеснения и идеального смешения представлен на рисунке 8.11. Из него следует, что величина движущей силы в реакторах идеального вытеснения больше, чем в реакторах идеального смешения.
Т Т
Тs Тs
Тк
Тн
Тк
Тн Тср Lk Тср Lk
РИВ РИС
Рис. 8.11. Изменение движущей силы процесса в реакторах РИВ и РИС
На рисунке 8.11 обозначено: Тs – предельная температура, достигаемая в процессе; Тн – начальная температура в процессе; Тк – конечная температура в реакторе; Тср – средняя движущая сила процесса; L – длина (объем) реактора. Применение реакторов, работающих в режиме, близком к идеальному вытеснению, ограниченo рядом факторов: большое гидравлическое сопротивление трубчатых реакторов, трудность их чистки и т.д.
Этих недостатков лишены РИС, они конструктивно проще РИВ, но скорость процесса в них значительно ниже. Для использования преимуществ РИС и одновременного поддержания в реакционной системе высоких концентраций реагентов иногда создают каскад реакторов идеального смешения, включающий несколько реакторов, соединенённых последовательно.