2. Реакторы идеального смешения непрерывного действия

Непрерывный реактор идеального смешения (РИС-Н) – это реактор с мешалкой, в который непрерывно подают реагенты и выводят из него продукты реакции (рис. 2.7). Благодаря интенсивному перемешиванию потоков мгновенно устанавливается одинаковая по всему объему реактора концентрация реагента C_A, равная его концентрации на выходе из реактора (рис. 2.7).

Резкое изменение концентрации при выходе реагентов в реактор происходит за счет мгновенного смешения поступающих реагентов с реакционной массой, уже имеющейся в реакторе, где концентрация компонента А значительно ниже, чем в подаваемой реакционной смеси.

Рис. 2.7 – Реактор идеального смешения непрерывного действия (РИС-Н)

Величина перепада между начальной C_Ao и конечной концентрацией C_A исходного реагента зависит при прочих условиях от величины скорости химической реакции. Чем она выше, тем меньше концентрация реагента А в реакторе и больше перепад C_Ao – C_A. С другой стороны, при одной и той же скорости реакции величина перепада зависит от времени пребывания реагентов в реакторе, . Чем больше , тем полнее проходит реакция, и тем ниже концентрация реагента, C_A, в реакционной смеси (рис. 2.8). Точка, соответствующая входу реагентов в реактор, нанесена на оси абсцисс правее начала координат, что дает более наглядное представление об изменении концентрации при входе реакционной смеси в реактор.

y – координата места; y0 – координата места, характеризующая вход реагентов в реактор.

Рис. 2.8 – Концентрация реагента А в РИС-Н при различном времени пребывания реагентов в реакторе (τ1<τ2<τ3)

Так как концентрация реагентов в проточном реакторе идеального смешения одинакова во всех точках реакционного объема, то постоянны по объему и другие параметры – степень превращения и скорость реакции (рис 2.9).

Поэтому материальный баланс по какому-либо компоненту, необходимый для получения характеристического уравнения, составляют в конечных величинах (по разности концентраций реагента на входе в реактор и выходе из него), то есть используют уравнение (1.7):

Из уравнения (2.46) видно, что условием стационарности процесса является равенство скорости конвективного переноса вещества А и скорости его химического превращения.

а – степени превращения хА; б – скорости процесса rА

Рис. 2.9 – Изменение параметров в РИС-Н

При стационарном режиме В_Анак.= 0, и

(2.46)

Найдем значения величин, входящих в уравнение (2.46). Так по уравнению (1.6)

,
где
;	(2.47)
,	(2.49)
где Vr – объём реактора.

Подставляя (2.47-2.49) в (2.46), получаем:

;

(2.50)

или, учитывая, что В_Ao = C_AoV, где V – объемный расход реагентов, имеем:

=

(2.51)

Отношение V_r/V – это условное время пребывания,  (см. уравнение (2.17)).

Тогда

(2.52)

Это характеристическое уравнение реактора идеального смешения. Для более общего случая, когда начальная степень превращения x_Ao не равна нулю, оно записывается

(2.53)

Для простой необратимой реакции n-го порядка с учетом уравнения (2.7) уравнение (2.52) принимает вид:

(2.54)

Реактор идеального смешения непрерывного действия (РИС-Н).

Для реакции нулевого порядка: C_A0x_A=C_A0-C_A

(2.55)

Для реакции первого порядка

(2.56)

42. Каскад реакторов. Селективность процесса.

Единичный реактор идеального смешения не дает высокой степени превращения, так как концентрация исходных реагентов в нем мгновенно падает до конечного значения. Поэтому применяют ряд последовательно расположенных непрерывных реакторов смешения – каскад реакторов – К-РИС (рис. 2.15). Концентрация C_А в такой системе падает до конечного значения не сразу, а постепенно, от реактора к реактору (рис. 2.16). В каждом реакторе концентрация компонента в объеме постоянна и равна концентрации на выходе из реактора. Изменение концентрации в реакторах происходит мгновенно скачком при входе реакционной смеси в реактор.

Рабочая концентрация C_A в каскаде реакторов в общем выше, чем в единичном реакторе смешения и приближается с увеличением числа реакторов к значению ее в реакторе вытеснения.

Чем больше степеней изменения концентрации в каскаде m (чем больше реакторов), тем больше каскад реакторов приближается к реактору идеального вытеснения (рис.2.16). Выдача расчета каскада реакторов заключается в определении числа ступеней (числа реакторов) – m, необходимых для достижения заданной степени превращения x_A.

Рис. 2.15 – Каскад реакторов идеального смешения

Существуют аналитический и графический методы расчета каскада реакторов. Аналитический метод выгодно применять при протекании реакции первого порядка, а для реакций более высоких порядков удобнее второй – графический метод.

Рис. 2.16 – Изменение концентрации реагента А в каскаде реакторов идеального смешения

Для расчета каскада реакторов необходимо:

1) иметь сведения о кинетике процесса [-r_A = f(C_A)],

2) знать концентрацию исходного реагента А на входе в первый реактор, C_Ao, и на выходе из последнего реактора, C_Am, то есть общую степень превращения x_A,

3) задаться объемом единичного реактора (то есть временем пребывания в единичном реакторе смешения, _см), при этом предполагают, что объемы единичных реакторов в каскаде равны.

Для единичного m-го реактора идеального смешения, исходя из уравнения (2.52), имеем:

	(2.70)
где CAm-1, CAm – концентрации компонента A на входе в m-й реактор и на выходе из него.

Из уравнения (2.70) можно найти скорость процесса в реакторе. Для этого представим его в таком виде:

(2.71)

Концентрация реагента на входе в реактор, C_Am-1, и время пребывания, _см, – величины известные и постоянные, так как даются по условию. Таким образом, из уравнения (2.71) следует, что скорость реакции (- r_A) линейно зависит только от концентрации на выходе, C_Am. Если эту зависимость выразить графически, то прямая, описываемая уравнением (2.71), пересекает ось абсцисс в точке С_Am-1 и имеет тангенс угла наклона , равный(рис.2.17). Для нахождения концентрации вm-ом реакторе необходимо уравнение (2.71) решить совместно с кинетическим уравнением (2.11), то есть:

	(2.72)
Рис. 2.17 – Графический способ расчета каскада реакторов

Поэтому, для нахождения концентрации реагента на выходе из первого реактора, C_A1, необходимо из точки C_Ao, лежащей на оси абсцисс, провести прямую с тангенсом наклона до пересечения с кривой -r_A=f(C_A) в точке М.

Если опустить перпендикуляр из точки пересечения прямой и кривой (точка М, см. рис. 2.17), то на оси абсцисс можно получить значение концентрации C_A1 в первом реакторе. Эта же концентрация является входной для второго реактора. Для нахождения концентрации во втором реакторе C_A2 операция повторяется из точки C_A1. Такие операции продолжают повторять до тех пор, пока в последнем реакторе не будет достигнута заданная конечная концентрация C_Aк. Так как время пребывания во всех реакторах одинаково, то постоянен угол наклона прямых и, следовательно, они параллельны.

Число ступеней изменения концентрации и будет числом реакторов в каскаде, необходимым для достижения заданной степени превращения x_Aк.

Как было показано ранее, с увеличением числа реакторов в каскаде характер изменения параметров в нем приближается к реактору идеального вытеснения. Поэтому при увеличении числа реакторов в системе будут сильнее проявляться все свойства, присущие реактору идеального вытеснения, и наоборот.

В качестве примера на рисунке 2.18 приведена зависимость степени превращения от величины k (где k – константа скорости реакции) для реакции первого порядка в каскаде с различным числом реакторов m; произведение k характеризует общий объем системы.

1 – одиночный РИС-Н (m=1); 2 – каскад РИС-Н (m=2); 3 – каскад РИС-Н (m=3); 4 – каскад РИС-Н (m→∞) и РИВ.

Рис. 2.18 – Зависимость хА от k для каскада реакторов с различным m

Из рисунка 2.18 видно, что при одинаковом объеме каскада (k) степень превращения x_A повышается с увеличением числа реакторов в каскаде, приближаясь к степени превращения, получаемой в реакторе идеального вытеснения ( при m  ). Если же сравнить каскады, где получена одна и та же степень превращения x_A, то общий объем системы будет меньше там, где взято большее число реакторов [(k)₂ < (k)₁] (рис.2.18). Меняя число реакторов в каскаде, можно влиять не только на степень превращения x_A, но и на селективность процесса и выход целевого продукта (для сложной реакции). При этом необходимо учитывать, что с уменьшением числа реакторов каскад будет давать эффект, близкий к эффекту в реакторе смешения, а с увеличением числа ступеней в системе характер связи между степенью превращения, селективностью и выходом целевого продукта становится таким, как и в реакторе вытеснения.

42. Реакторы полунепрерывные.

В полунепрерывных реакторах одна из вспомогательных операций – загрузка реагентов или выгрузка продуктов реакции – осуществляется периодически, а вторая операция – непрерывно. Примером такого реактора может служить доменная печь, в которую загрузка твердой шихты проводится непрерывно, а готовый жидкий продукт (чугун) выпускается из домны периодически. В печи разложения СаСО₃ с получением СаО и СО₂, наоборот, – шихта (уголь и СаСО₃) загружается периодически, а продукты реакции (СаО и СаО₂) выводятся непрерывно. Так же осуществляется процесс в газогенераторах – уголь (шихта) загружается периодически, а продукт реакции – генеральный газ – выводится непрерывно

42. Сравнение реакторов различных типов.

Характеристические уравнения для РИС-П и РИВ одинаковые (2.10) и (2.31), поэтому время для достижения заданной степени превращения в этих реакторах одно и то же. Но в РИС-П полное время процесса складывается из вспомогательного времени и рабочего времени (уравнение 2.2), а в РИВ вспомогательных операций нет, процесс протекает непрерывно, поэтому интенсивность в РИВ выше, чем в РИС-П.

В РИС-Н вспомогательные операции также отсутствуют, но гидродинамическая обстановка в нем отличается от обстановки, наблюдаемой в РИВ, поэтому в одинаковых по объему реакторах достигается при прочих равных условиях разная степень превращения исходных компонентов. В связи с этим приведем некоторые сравнительные данные по этим реакторам.

Важнейшими факторами, определяющими экономичность процесса, являются размер реактора ( то есть его интенсивность), избирательность процесса, то есть селективность и выход продукта. Для простых реакций имеет значение только первый фактор, то есть размер реактора, необходимый для достижения заданной степени превращения x_A, поэтому рассмотрим вначале этот более простой случай.

В реакторе вытеснения наблюдается постепенное изменение концентрации по длине реактора, а в реакторе смешения – резкое падение концентрации до конечного значения C_A (рис. 2.10). Такой же характер (рис. 2.11) имеет для этих реакторов изменение скоростей реакции (при постоянной температуре).

а – РИВ; б – РИС-Н

Рис. 2.10 – Концентрация реагента А в непрерывных реакторах

Из рисунка 2.11. видно, что средняя скорость реакции в реакторе идеального смешения всегда ниже, чем в реакторе вытеснения.

а – РИВ; б – РИС-Н

Рис. 2.11 – Скорость превращения реагента А в реакторе

Для необратимых реакций, порядок которых n=0, это не оказывает влияния на интенсивность процесса (для таких реакций скорость не зависит от концентрации реагента) и на выбор типа реактора, что и следует из уравнений (2.14) и (2.55).

Таким образом

,	(2.57)
где выт, см – время, необходимое для достижения степени превращения xA в реакторах РИВ и РИС-Н.

Для реакций, порядок которых n>0, тип реактора имеет важное значение, так как для достижения одинаковой степени превращения в реакторе смешения нужно большее время, чем в реакторе вытеснения (_см >_выт) и, следовательно, его интенсивность ниже. Для необратимых реакций первого порядка это можно показать, исходя из уравнений (2.17) и (2.56):

,
,

из которых следует, что _см>_выт, поскольку при изменении x_A от 0 до1:

(2.58)

Неравенство (2.58) тем значительнее, чем больше x_A (рис. 2.12).

Рис. 2.12 – Зависимость степени превращения хА от времени пребывания в реакторе (для реакции первого порядка)

Сопоставление характеристик реакторов для реакции любого и особенно высокого порядка часто отражают графически. Для реактора вытеснения время _выт, необходимое для достижения заданной степени превращения x_A, выражается уравнением (2.36)

,
где Sвыт – площадь, ограниченная кривой и ординатами, соответствующими xAo и xA (рис.2.13).

Для реактора смешения _см выражается уравнением:

,	(2.59)
где Sсм – площадь прямоугольника (рис. 2.13) со сторонами, равными и.

Рис. 2.13 – Графическое сопоставление характеристик РИС-Н и РИВ

Из уравнений (2.36) и (2.59) следует, что отношение площадей S_см и S_выт равно отношению условных времен пребывания реагентов в реакторах смешения и вытеснения (то есть объемов реакторов):

(2.60)

Для сложных реакций судить об эффективности реактора по его размерам (по степени превращения) недостаточно. Для сложных реакций реактор должен еще обеспечивать и необходимую селективность процесса. Для реакций, селективность которых зависит от концентрации реагента (когда порядки основной и побочной реакций различны), на селективность можно повлиять, выбирая определенный тип реактора. Например, для параллельных необратимых реакций:

(основная реакция порядка n1),	(2.61)
(побочная реакция порядка n2)	(2.62)

Селективность зависит от отношения скоростей образования целевого продуктаr_R и побочного r_S , то есть .

Значения r_R и r_S определяются по уравнениям:

,	(2.63)
.	(2.64)

Следовательно:

(2.65)

Из уравнения (2.65) видно, что для каждого конкретного случая, когда известен порядок основной и побочной реакции, селективность зависит только от концентрации C_A, так как отношение констант скорости реакций k₁/k₂ при постоянной температуре величина постоянная.

Если порядок основной реакции выше порядка побочной реакции (n₁ – n₂>0), то для получения высокой селективности (большого отношения ) необходимо поддерживать концентрацию реагента А на максимальном уровне. Следовательно, для этого следует применять реактор вытеснения, так как средняя текущая концентрацияC_A в нем выше, чем в реакторе смешения.

Когда же порядок основной реакции ниже порядка побочной реакции (n₁-n₂<0), в реакторе необходимо поддерживать минимальную концентрацию реагента А, то есть предпочтителен реактор смешения.

Когда n₁ = n₂, то

(2.66)

Следовательно, в этом случае тип реактора не влияет на селективность, и ее можно изменять, меняя соотношение констант скоростей, а для этого нужно применять катализатор селективного действия, либо изменять температуру, так как по Аррениусу:

и

Поскольку два основных требования – наименьший размер реактора и селективность – являются часто взаимоисключающими факторами, расчет должен быть направлен на удовлетворение одного из требований. На вопрос, какое из требований целесообразнее удовлетворить, можно ответить после проведения технико-экономического анализа.

В том случае, когда n₁ – n₂<0, то есть когда селективность увеличивается с понижением концентрации C_A, целесообразно доя повышения селективности применять реактор смешения. Однако применение реактора смешения обычно влечет за собой увеличение его объема. В связи с этим оптимальные условия процесса можно найти сопоставлением затрат на очистку конечной смеси от побочного продукта (низкая селективность) и на увеличение стоимости реактора и его обслуживания при увеличении его размеров.

От типа реактора могут зависеть не только степень превращения исходных реагентов и селективность процесса, но и выход целевого продукта.

Выход Ф_R определяется по уравнению

,	(2.67)
где ФR – выход продукта; NR – количество продукта R в реакционной смеси в рассматриваемый момент времени; NRmax – максимально возможное количество R, полученной по данной реакции.

Выбор реактора производится комплексно с учетом связи между x_A, G_{R и} Ф_R.

Для реактора идеального смешения связь между приведенными параметрами для необратимой реакции:

R А S

описывается соотношением:

(2.68)

Для РИВ степень превращения x_A и селективность G_R меняются по длине реактора, поэтому для реактора вытеснения:

(2.69)

Графическое представление зависимости селективности G_R от степени превращения x_A позволяет непосредственно выбрать оптимальную модель реактора для достижения максимального выхода Ф_R. Согласно соотношениям (2.68) и (2.69) выход Ф_R, достигаемый в реакторе идеального вытеснения, представляется на графике площадью под кривой между значениями x_{Ao и} x_A (рис. 2.14), выход же в реакторе смешения – площадью прямоугольника со сторонами, равными x_A – x_Ao и G_R.

а – селективность уменьшается с повышением степени превращения; б – селективность увеличивается с повышением степени превращения. Фсм, Фвыт – выход продукта в РИС-Н и РИВ

Рис. 2.14 – Зависимость селективности от степени превращения

Если селективность уменьшается с ростом степени превращения (когда n₁ – n₂ >0), то есть при снижении C_A (рис. 2.14a), для получения большого выхода Ф_R необходим реактор вытеснения, так как площадь под кривой для этого реактора будет больше S_выт>S_см. Если селективность увеличивается с ростом x_A (когда n₁ – n₂<0), то большой выход достигается в реакторе идеального смешения, для него S_см>S_выт (рис. 2.14б).

42. Условное и истинное время пребывания в ректоре. Отклонение реальных реакторов от идеализированных.

42. Классификация реакторов по тепловому режиму.

В зависимости от теплового режима реакторы разделяются на три группы: адиабатические, изотермические и политропические.

В адиабатическом реакторе отсутствует теплообмен с окружающей средой, и тепло химической реакции полностью расходуется на изменение температуры реакционной смеси.

В изотермическом реакторе путем подвода или отвода тепла поддерживают постоянную температуру в течение всего процесса.

В политропическом реакторе температура не постоянна, при этом часть тепла отводится или подводится.

Адиабатический и изотермический реакторы представляют предельные случаи, которых на практике не бывает, но режим многих реакторов приближается к этим крайним моделям, поэтому с достаточной для практических целей точностью реакторы могут рассчитываться по уравнениям, полученным для адиабатических и изотермических режимов.

Исходным уравнением для расчета реакторов с учетом переноса тепла уравнение теплового баланса, которое обычно составляют по одному из компонентов реакционной смеси.

42. Уравнение теплового баланса реактора.

Тепловой баланс в общем виде можно представить уравнением:

,	(3.1)
где Qприх – количество тепла, поступающего в реактор в единицу времени; Qрасх – количество тепла, расходуемое в единицу времени.

Рассмотрим случай, когда простая необратимая реакция (1.2) протекает с выделением тепла, т.е.:

А R +Qхр

(3.2)

Тогда приход тепла можно записать в виде:

,	(3.3)
где Qхр – количество тепла, выделяющееся в результате химического превращения вещества А, в единицу времени; Qреаг– количество тепла, вносимое исходными реагентами, поступающими в реактор, в единицу времени.

Расход тепла может быть представлен уравнением:

,	(3.4)
где: Qпрод – количество тепла, уносимое из реактора продуктами реакции, в единицу времени; Qнак – количество тепла, накапливающееся в реакторе в единицу времени; QТ – количество тепла, расходуемое в единицу времени в результате теплообмена с окружающей средой.

Подставив значения Q_прих и Q_расх (3.3 и 3.4) в уравнение, получаем:

(3.5)

После перестановки членов уравнения (3.5) может быть записано в таком виде:

(3.6)

Разность между теплом, уносимым из реактора нагретыми продуктами реакции и теплом, вносимым в реактор исходными реагентами, представляет конвективный поток тепла:

(3.7)

С учетом выражения (3.7) уравнение (3.6) примет вид:

(3.8)

Уравнение теплового баланса (3.8) может принимать различную форму в зависимости от типа реактора и теплового режима процесса.

В общем случае имеет место изменение параметров процесса (температура, концентрация и др.) по объему реактора или по времени, в связи с чем тепловой баланс (так же, как и материальный) составляют в дифференциальной форме.

Для этой цели используют дифференциальное уравнение конвективного теплообмена (А.Г. Касаткин, Основные процессы и аппараты в химической технологии, 1971, стр. 294), в которое вводят дополнительные члены, учитывающие отвод тепла в результате теплообмена) и тепло реакции; с такими дополнениями уравнение имеет вид:

(3.9)

где  – плотность реакционной смеси; Ср – удельная теплоемкость реакционной смеси; x ,y, z – пространственные координаты; Wx, Wy, Wz – составляющие скорости движения потока в направлении осей x, y, z;  – коэффициент молекулярной и турбулентной теплопроводности реакционной смеси; Fуд – удельная поверхность теплообмена; K – коэффициент теплопередачи; T = T – TТ; T – температура реакционной смеси; TТ – температура в теплообменнике; r – скорость химической реакции; H – тепловой эффект реакции.

Группа членов левой части уравнения (3.9) выражает скорость накопления тепла в элементарном объеме, для которого составляется тепловой баланс. Этому члену соответствует величина Q_нак, уравнение (3.8), т.е.:

(3.10)

Первая группа членов первой части уравнения (3.9) отражает конвективный перенос тепла по соответствующим координатам (x, y, z) в элементарном объеме.

Вторая группа членов правой части уравнения (3.9) отражает изменение тепла, связанное с теплопроводностью реакционной среды ().

Суммарному переносу тепла конвективным потоком, отражаюшим влияние теплопроводности (обратная диффузия), соответствует в уравнении (3.8) член Q_конв, в результате чего можно записать:

(3.11)

Из сравнения уравнений (3.8) и (3.9) далее следует:

	(3.12)
	(3.13)

Решение уравнения (3.9) часто связано с большими трудностями. Однако, как будет показано ниже, в зависимости от характера протекающей реакции, гидродинамического и теплового режимов в реакторе, значение отдельных членов уравнения становится пренебрежительно мало, что приводит к более простым уравнениям, обеспечивающим достаточно точные решения самых разнообразных практических задач.

Уравнения (3.8) и (3.9) представляют математическое описание потоков тепла в нестационарном режиме, когда имеет место накопление тепла и температура процесса меняется во времени.

Для реакторов непрерывного действия характерен стационарный режим. Неустановившееся состояние наблюдается только в пусковой период и в период остановки реактора.

В дальнейшем все реакторы непрерывного действия будут рассматриваться только в стационарном режиме, когда отсутствует накопление тепла, т.е. Q_нак = 0.

В реакторах периодического действия режим всегда нестационарный: происходит накопление тепла в результате химического превращения, и температура в любой точке реактора меняется во времени, т.е. Q_нак  0.

С другой стороны, в реакторах периодического действия отсутствует конвективный перенос тепла и член Q_конв = 0.

Из приведенных примеров следует, что для описания конкретных типов реакторов уравнения (3.8) и (3.9) приобретут более простой вид. Форма уравнения теплового баланса определяется также тепловым режимом в реакторе, что будет показано в дальнейшем.

Ниже даются выводы уравнений тепловых балансов и способы их решения для различных типов реакторов, работающих в различных тепловых режимах.

42. Адиабатический режим реакторов различного типа.

42. Изотермический режим реакторов различного типа.

42. Политропический режим реакторов с различным гидродинамическим режимом. Примеры.

42. Условия поддержания устойчивого режима работы реактора. Параметрическая чувствительность.

42. Выбор типа реактора с учетом теплового режима. Создание оптимального теплового реакторах в реакторах. Примеры.

42. Устройство реакторов для гомогенных процессов.

Периодические процессы в гомогенной системе проводят в резервуарах, кубах или автоклавах, в которых реакционную смесь перемешивают каким-либо способом (рис. 4.1,в). Гораздо более разнообразны непрерывные реакторы для гомогенных систем. Это может быть и трубчатый реактор (рис. 4.1,е) и кубовый реактор с мешалкой (рис. 4.1,а), а также различные системы из этих реакторов. На рисунке 4.1 показаны основные типы реакторов для проведения гомогенных процессов.

а – кубовый реактор непрерывного действия с перемешиванием; б – реактор полупериодического действия с перемешиванием; в – реактор периодического действия с перемешиванием; г – каскад кубовых реакторов непрерывного действия; д – то же, с распределением сырья; е – трубчатый реактор непрерывного действия; ж – то же, с предварительным смешением сырьевых потоков; з – трубчатый реактор непрерывного действия с поперечным распределением сырья; и – охлаждаемый однотрубный реактор; к – многотрубный реактор с теплообменом.

Рис. 4.1 – Основные типы реакторов и некоторые формы реакторных систем для проведения гомогенных реакций

42. Устройство реакторов для гетерогенных некаталитических процессов в системах Г-Т, Ж-Т, Ж-Ж, Примеры.

При создании реакторов для гетерогенных процессов, необходимо принимать во внимание несколько усложняющих факторов, помимо тех, что рассматривались для гомогенных процессов. Эти факторы в значительной степени определяют конструкцию реактора.

Во-первых, в гетерогенных системах компоненты находятся в различных фазах и процессы связаны с переносом вещества через поверхность соприкосновения фаз. Значительное влияние оказывают на процесс физические факторы: величина и состояние поверхности раздела фаз, диффузия вещества из одной фазы к поверхности и в объем второй фазы, а также обратная диффузия образовавшихся продуктов внутри этой фазы к ее поверхности и затем в объем первой фазы. Поэтому конструкция реакторов для гетерогенных процессов должна обеспечивать наилучшие условия для массопередачи, создавать большую поверхность соприкосновения фаз. В ряде случаев конструкция аппарата должна также создавать условия для обновления поверхности контакта фаз. При разработке гетерогенного процесса необходимо учитывать, что правильно подбирая конструкцию аппарата, можно в значительной степени интенсифицировать процесс, переводя его из одной области протекания в другую, например, снимая при интенсивном перемешивании диффузионное сопротивление, можно перевести процесс из диффузионной области в кинетическую и в дальнейшем повышать уже скорость химической реакции.

Во-вторых, в гомогенных процессах мы имеем какой-либо один из известных нами режимов движения реагентов (либо смешение, либо вытеснение, либо промежуточный режим). В гетерогенных же системах каждая фаза может иметь свой режим. поэтому, возможны различны комбинации режимов контактирующих потоков.

И, наконец, конструкция реактора будет зависеть от конкретного вида фаз, участвующих в реакции. Так, аппараты для осуществления реакции в системе газ–твердое (Г-Т) отличаются по конструкции от аппаратов для системы газ–жидкость (Г-Ж). Поэтому, ниже будут рассматриваться конструкции аппаратов отдельно для каждой из наиболее распространенных гетерогенных систем.