книги / Расчеты химико-технологических процессов

компонента равны, вследствие равенства стехиометрических коэф* фициентов. Тогда:

Подстановка уравнения (V. 47) в (V. 6) дает:

0,35

“ Ч , , ) ^ в / { *[3.91 (1 0 ,2 -3,9IxD) (1 - хп) -

3,9UB (17,56+ 3,9UB) 1 )

(V. 48)

Выражение (V.48) нельзя привести к виду, который бы мож­ но было проинтегрировать. Поэтому используется приближенный (табличный или графический) метод. Здесь применим прибли­ женный метод трапеций, который может быть записан в виде

ь

где А = {Ь— а)/п;п — число промежутков. Перепишем выражение (V.48) в виде

0,35

о

где

102

Расчет одноступенчатого реактора непрерывного действия полного смешения. Так как концентрация в реакторе полного смешения равна выходной, вычислим скорость реакции для смеси ic конечными концентрациями, используя данные вышепрнведенной таблицы. По уравнению (V. 46):

йв = 7,93 - 10“6(8,83 • 2,54 - 1,37 • 18,93/2,93) = 1,07510"4 кмольДм3 • с)

КОВ

Из-за равенства стехиометрических коэффициентов скорость -образования этилацетата по абсолютному значению равна скоро­ сти потребления уксусной кислоты. Скорость образования этил*» лцетата на 1 м3 реакционного объема

«ков = 88.1,0751СГ4= 9,46• 10~3 кг/(м3• с)

При объеме реактора 52 м3 полная производительность одного аппарата непрерывного действия по этилацетату составит

««кон = 52 • 9,46 - 1(Г3 ш 0,491 кг/с = 42,4 т/сут

т. е. меньше, чем при периодическом способе.

Расчет каскада из трех реакторов смешения. Методика рас­ чета каскада реакторов с мешалкой изложена ранее (см. при­ мер 4). Для реакции, выражаемой кинетическим уравнением

Предполагая, что объемы всех ступеней одинаковы, встраи­ ваем, как и в предыдущей задаче, между кривой Ив — ДСв). и осью абсцисс три подобных прямоу­ гольных треугольника между концен­ трациями Свначи Свкон. Определяем тан­

генс угла наклона гипотенузы. Он ра­ вен 3,5* 10"4. Это — обратная величина времени пребывания реагентов в одной ступени. Тогда г /= 2860 с. Выходная концентрация этилацетата (см. таблицу) CDKOH— 1,37 кмоль/м8 = 88*1 £7 =

= 120 кг/м8. Тогда объемный расход

График для определение объема одного реек* --Va с мешалкой.

103

Так как среднее время пребывания в i-й ступени реактора объемом v равно тг = V/V CM, то у = т* Уси = 2,86-103 *4,83* 10-3 =• = М м3. Таким образом, объем одной ступени равен 14 м3, сум­ марный объем трех ступеней 42 м3, что при одной и той же производительности значительно меньше объема реактора пе­ риодического действия.

ЗАДАЧИ ДЛЯ САМОСТОЯТЕЛЬНОГО РЕШЕНИЯ

1. Определить объемы реакторов идеального вытеснения я полного смеше­ ния для реакции окисления S 02 D SO* на ванадиевом катализаторе для степе­

ней превращения х\ = 0,3 н х* = 0,7 по следующим данным.

Процесс протекает при постоянной температуре (569 °С). Скорость реакции описывается уравнением Г. К. Борескова: и= [A/(2CSOj)] [(хр — *)/*]°*7 (2C0j —

— CSOix), где CSOi и С0а — начальные концентрации SOj и 0 2 в газе, % (об.).

2. Раствор этнлацетата концентрацией 0,0121 н. и гидроксида натрия кон­ центрацией 0,0462 н. подают со скоростью 3,12 и 3,14 л/с о реактор полного смещения объемом 6 ма. Реакция гидролиза является реакцией второго порядка;

в периодически действующем реакторе.

Определить необходимое время пребывания для двух- и трехступенчатого

так что концентрация одинакова во всей реакционном объеме н равна концен­ трации на выходе из реактора. В растворе протекает химическая реакция, ско­ рость которой описывается уравнением и = kCn.

Составить материальный баланс процесса.

Глава VI

ГЕТЕРОГЕННЫЕ КАТАЛИТИЧЕСКИЕ ПРОЦЕССЫ

ВВЕДЕНИЕ

Катализом называется изменение скорости химических реак­ ций или их возбуждение в результате воздействия веществ — ка­ тализаторов,— которые участвуют в реакции, вступая в проме­ жуточные соединения с реагентами, но восстанавливают свой со­ став при окончании каталитического акта.

104

отличается от действия других параметров, влияющих на скорость процессов, — температуры, давления, исходной кон­ центрации реагентов, степени перемешивания и др. Повышение температуры, например, это универсальное средство интенсифи­ кации, увеличивающее как константу скорости химической реак­ ции, так и коэффициент массопередачи. Но повышение темпера­ туры ограничено термостойкостью материалов и смещением равновесия, ведущим к снижению движущей силы экзотермиче­ ских обратимых процессов. Применение катализаторов — прием ускорения химических реакций, не имеющий ограничений и наи­ более эффективный; в присутствии катализаторов в .можно уско­ рение химических реакций в миллионы раз. Вследствие измене­

•чем некаталитическая реакция. Так, для бимолекулярной реак­ ции

А + В — > АВ

в присутствии катализатора [К] возможны следующие элементар­ ные стадии:

На рис. 17 представлено изменение энергии реагирующей си­ стемы в ходе реакции без катализатора и в присутствии катали­ затора. При снижении энергии активации Е скорость реакции возрастает в соответствии с уравнением Аррениуса (IV.27)

k = k0e~E/RT

причем вследствие экспоненциальной зависимости А от £ это возрастание может быть значительным даже при небольшом

105

няется по сравнению с некаталитическими, мерой активности катализатора может служить соотношение констант скоростей каталитической ккати некаталитической k реакций

Для сравнения активности катализатора в различных усло­ виях используют в качестве меры активности интенсивность про­

где Vo6 — объемная скорость газа (ч-1), представляющая собой отношение расхода газовой смеси W (м3/ч) к насыпному объему катализатора пКат (ма)

фициент пересчета начальной объемной скорости Уоб.н*ч в конеч­

ния целевого продукта, отнесенной к суммарной скорости превра­

юа

где Vapoa/Vncx— отношение стехиометрических коэффициентов при образовании продукта из основного исходного реагента; Овсх— масса основного исходного вещества, кг.

Общая (интегральная) селективность

где Оц — масса основного исходного реагента, превращенного в целевой продукт.

Селективность иногда выражают в процентах.

Время пребывания т в каталитических реакторах идеального вытеснения одинаково для всех молекул. Фиктивное время пре­ бывания

торе отдельных молекул может теоретически изменяться от 0 до оо, т. е. х ф хср. Расчет х ведется с помощью кинетических уравне­ ний, характеризующих полное смешение, выраженных как отно­ шение конечных величин, поскольку значения С, АС и х постоянны во всем реакционном объеме (см. гл. V).

Объем катализатора уКат, необходимый для обеспечения за­ данной степени превращения, определяют по формуле

где фз — коэффициент запаса, принимаемый для компенсации снижения активности катализатора из-за отравления и механиче­

ских потерь.

Производства, основанные на каталитических процессах, реа­ лизуются по циклическим технологическим схемам или по тех­ нологическим схемам с открытой цепью. Наиболее совершенны и перспективны циклические технологические схемы, так как они в ббльшей степени безотходны или малоотходны, чем прямоточные, т. е. дают меньше вредных выбросов в окружающую среду. Цикли­ ческие схемы — один из основных элементов экологически совер­ шенной технологии.

В химической промышленности давно уже применяются безот­ ходные циклические системы с практически полным использова­ нием исходных реагентов. Это прежде всего каталитические про­ цессы в газовой фазе с небольшим выходом продукта за один

109