книги / Расчеты химико-технологических процессов
..pdfисходных концентраций С и других параметров в реакторе идеального вытеснения. Материальный баланс такого реактора при <?нач = 0 запишется в виде
СгПр = буб + |
р |
(V .9) |
G„p = CAPCM( l - * A) |
(V.10) |
|
0уб= СА^м(1-*А-<**л) |
(V.11) |
|
= |
|
<V- 1S> |
где VCM— объемный расход реакционной смеси.
После подстановки значений составляющих материального ба ланса в уравнение (V.9) и преобразований получим:
VcnCA<**A = uAdv |
(V.13) |
|
*кон |
|
т = v/Vем= |
Снач $ |
dXAfuA |
|
*Н 8Ч |
|
Для реакции п-го порядка, идущей без изменения |
||
имеем |
X |
|
X |
|
|
' " Ч „ $ Л а / ( * « ) - Ч |
« S М |
* Ч а , - *А>“] - |
Jm
- [ l/(kCK L ) ] \ dx^ l ~ x^
при п — 0
т = Ч а,*А/*
при п — 1
т -<!/*) In[1/(1- * А)]
Если реакция протекает с изменением объема, то:
X
- [ > / № |
) ] S (> + Р * л Г “ **/<‘ - * а)“ |
|
о |
Для необратимой реакции первого порядка:
(V.14)
объема,
(V. 15)
(V. 16)
(V. 17)
<V- ,8>
х - ( 1/ft) { ( I + Р ) 1п [ 1/(1 - * д ) ] - р * д ) |
( V . 19) |
Для необратимой реакции второго порядка:
т = [ u ( * 4 a,)] [2р <‘ + W |п (‘ - Хл) + |
Р‘ХА + (Р + 1)' *л/{1 - Ад)] <v- *» |
Для обратимой реакции типа |
|
£i |
В |
А |
|
Rj |
|
91
если прямую- и обратную реакции можно записать кинетическим уравнением первого порядка, т о . применительно к реактору идеального вытеснения найдем
т * № ) {(Р*а/Ч - № + PVA*1 In (1 - ^ д )} |
(V. 21) |
гд е L = 1 + № / 6 i) (1 + Р ) .
Для реакции, скорость которой описывается выражением более высоких или дробных порядков, уравнения столь сложны, что их решение возможно лишь с применением ЭВМ или мето* дом графического интегрирования.
Реактор полного смешения характеризуется тем, что любой элемент объема реагирующей смеси мгновенно перемешивается со всей средой, содержащейся в реакторе, так как скорость цир куляционных движений по сечению и оси аппарата во много раз больше, чем линейная скорость по оси.
В качестве мерила перемешивания применяется диффузион ный критерий Ре'
|
Ре' == wH/D3 |
|
(V. 22) |
|
где w — линейная скорость |
газа |
или жидкости в |
аппарате, м/с; |
|
И — высота реакционного |
пространства, |
м; Д»— эффективный |
||
коэффициент диффузии, м2/с. |
полного |
смешения |
представлена |
|
Схема потоков в реакторе |
||||
на рис. 10. В реакторетакого типа концентрация любого ком понента равномерна по всему реакционному объему, н. поэтому уравнение материального баланса можно записать для всего
объёма реактора. Для установившегося режима Gnp — Gyo + |
Gxp и |
|
^сы^иач в ^си^нач (1 |
*кон) “1" **АЖон° |
(V* 23) |
^см^нач-^кон в |
ВАЮП5 |
(У* 24) |
= ^нач*кон/иАКон **** |
(V. 26) |
|
Так как конечная степень превращения *Кон = ( С нач— СКОв)/С яа„ то
* ** (^кач *“ ^'кои)/иАкон |
(V. 26) |
Уравнения (V.25) и {V. 26) представляют собою характеристи ческие уравнения проточного реактора идеального смешения и по зволяют определить неизвестную величину по заданным. В лю бом случае для реактора полного сме шения его размер, расход реагентов, на чальные и конечные концентрации мо гут быть определены только при усло вии, если известна кинетика процесса* Каскад реакторов полного смешения.
В каскаде реакторов состав реак* ционной смеси изменяется по мере пере хода из одного аппарата в другой. В
Рнс. Ю. Схема, реактор* полного смешение.
92
Тыс. 11. Каскад реактороп полного смешения.
каждой ступени каскада параметры процесса постоянны по все* му объему (рис. II).
Для составления материального баланса каскада, состоящего из реакторов полного смешения, предположим, что в них проте*
кает реакция Первого |
порядка |
без |
изменения |
объема |
(р = 0) |
|||
Tt - |
«’(/•'о , “ |
CM, 0l/0 BM - |
Са « (*< - * i - |
1)/“< |
<v -27> |
|||
- ■ |
& ) - ( ' |
- ^ г ) ] } |
А “ |
(С* - . - С< )/(^ ) |
^ 2 8 ) |
|||
откуда Ci-i/Ci — 1 + kxi. |
(V. 28) |
и далее индекс I характеризует |
||||||
В уравнениях |
(V. 27) |
и |
||||||
условия в i-м реакторе |
каскада. |
Время |
пребывания тi |
должно |
||||
быть одинаковым для всех п реакторов, имеющих равные объе мы Vi, следовательно:
Снач/Скок= (CHa.|/Ct) (CJC2) (Cj/Ca) |
... (<?„-,/<?,) = |
(t + kxt)« |
(V. 29) |
|||
После преобразования |
для всей |
системы |
реакторов получим: |
|||
* “ |
« » “ |
<«/*> [(Снач/Ско»)1,Я - |
0 |
|
№ M) |
|
Уравнение (V. 30) |
позволяет определить |
объем |
каскада |
реак |
||
торов или число реакторов в каскаде, или степень превращения по известным остальным параметрам.
Если в каскаде из п последовательно соединенных реакторов Протекает реакция второго порядка, можно воспользоваться темн же соотношениями, что и для реакции первого порядка, проте кающей в аналогичных условиях:
Скоя- £1/(2йт.)] ( - 1+ V - ' • • • + 2V - и - 2 V i + <С» аЛ "“ ) (V.3!)
Анализ уравнений (V. 30) и (V. 31) показывает, что с увели чением числа п реакторов для обеспечения заданной степени пре вращения объем системы уменьшается до объема реактора идеального вытеснения, в котором достигается та же степень пре вращения при постоянной температуре и в кинетической об ласти. Однако такое представление носит лишь гипотетический
ез
Рве. 12. График &ля расчета батарея реакторов полного смешения (время пребывания реагентов в каждой сту пени одинаково).
идеализированный харак тер (идеальный реактор идеального вытеснения, не может быть изотермиче ским даже в кинетической области). В сущности, в реакторах вытеснения про цесс проходит в диффу зионной области при темпе ратурном режиме, далеком
от оптимального. Поэтому скорость процесса в них меньше, чем в каскаде реакторов, и соответственно реакционный объем боль ше. Именно по этой причине и применяют батареи или каскады реакторов смешения. Уравнения типа (V.30) и (V.31) позволяют найти необходимый объем реакторов и их число, если известна кинетика процесса.
Часто прибегают к графическим методам расчета реакторов, разработанным Джонсом, Левеншпилем, Арисом и др. Рассмот рим графический метод расчета батареи реакторов идеального смешения, предложенный Джонсом *.
Преобразуем уравнение (V.29):
Ц( = |
- С (/т( + С(_ ,/т ( |
(V.32) |
Для заданной входной |
концентрации Cjr i это |
уравнение яв |
ляется линейным соотношением между концентрацией на выходе
и скоростью. |
Прямая пересекает ось абсцисс в точке С,- 1 и имеет |
|
тангенс угла |
наклона |
1/т t. Кроме того, значения т и Сх* должны |
соответствовать также |
уравнению скорости процесса: u i~ k C i |
|
[или в общем виде: ы/ = А/(С,*)]. Таким образом, пересечение пря мой, построенной по уравнению (V.32), с кривой зависимости скорости от концентрации дает значение С,* (рис. 12). После определения С* расчет повторяют, что.бы найти Ct-+i в следующей ступени. При одинаковом времени пребывания реагентов в реак торе полного смешения (одинаковом объеме реакторов в каска де) прямые, определяемые уравнением (V.32), будут параллель ными. Если задано число реакторов и конечная степень превра щения, то время пребывания в реакторе находят путем подбора. Этот метод применим только в том случае, когда скорость реак ции можно выразить как функцию одной переменной (и,*»
= b!(Ci)).
РАСЧЕТЫ РЕАКТОРОВ РАЗЛИЧНЫХ ТИПОВ
Пример 1. В однослойном каталитическом реакторе, работаю** щем в режиме идеального вытеснения, осуществляется обратимая экзотермическая реакция окисления S 0 2 в фильтрующем слое
* Jones R. W, — Chem, Eng. Progr,, 1951, v, 47, p. 46.
94
ванадиевого катализатора: SO2+ 0.5O2 ^ |
SO3. Температура в |
||||||||||
слое |
катализатора |
равна 570 °С |
(считаем ее |
постоянной |
во всем |
||||||
«слое). Исходный |
газ |
содержит |
[% |
(об.)]: |
S 02— 11; |
0 2— 10; |
|||||
N2— 79. |
Расход |
газа |
15500 м3/ч. |
Скорость |
газа |
в |
аппарате |
||||
зд = |
1,4 |
м/с. Константа скорости |
реакции окисления |
S02 в |
SO3 |
||||||
при |
585 °С равна |
13,7. |
Константа равновесия |
определяется |
по |
||||||
формуле: |
|
Ig/C— 4905/Г- |
4,6455 |
|
|
|
(V. 33) |
||||
|
|
|
|
|
|
|
|||||
Энергия активации £ = 87800 кДж/моль. Коэффициент запаса <Рз==: 1,3.
Определить: 1) реакционный объем реактора, т. е. объем ка тализатора, который следует загрузить в 'реактор, чтобы обеспе чить степень превращения S0 2 в SO3, равную 0,5; 2) диаметр реактора и высоту слоя катализатора.
Решение. Скорость реакции окисления SO* до SO$ можно орнектирооочно определить D некоторых пределах изменения параметров процесса по упрощен ному уравнению Борескова
и = [A/(2CSOj)] [(*„ - x ) /x f* (2c 0t - |
CSO!x) ■273/Г |
(V. 34) |
||
где CSo2 — начальная*концентрация S02 в газе, |
% |
(об.); |
С0г—начальная кон |
|
центрация О* в газе, % (об.). |
(V.34) в |
(V. 14), получим: |
||
Подставив значение скорости нз уравнения |
||||
х |
|
|
|
|
- «’Л'.м ” 5 Ч { t*/(2Cso ,)l [(*, - *>/*]w F |
o , - csotI) ■гга/г) |
(V. 35) |
||
О |
|
|
|
|
1. Для решения уравнения (V.35) воспользуемся методом графического интегрирования. Для этого построим график в ко ординатах 1/и — х и найдем площадь под кривой, ограниченную значениями х от 0 до 0,5. Чтобы построить кривую, зададимся несколькими значениями х в пределах от 0 до 0,5 и вычислим подинтегральную величину. Определим константу скорости про цесса окисления для 570 °С [см. уравнение (IV. 28)]:
2,3 lg |
13,7 |
87800 |
ft —11,0 |
|
.ft |
8,310 Ы |
з - ж Ь 0'222' |
Равновесную степень превращения хР можно определить как отношение равновесных концентраций
^р/^м акс e CpSOi/(CpSOs "Ь ^pSOa)
или через константу равновесия и начальные концентрации ре агентов по уравнению:
=кЦк + V(100 - o.5cSOtxp)/(Co8 - 0,5C’SOa*p)j |
(V.36) |
Ig/C— 4905/843 — 4,645 — 1,18; К — 15,15 |
|
15,15 |
(V. 37) |
|
|
15,15+ |
|
V 10-0,5. lUp |
|
95
Уравнение (V. 37) решаем методом подстановки *Р = 0,79 (для заданной температуры 570 °С). Выбираем произвольные зна
чения х |
в пределах от 0,1 |
до |
0,5: |
*1= 0 ,1 ; |
лс2 = |
0,2; |
*3 = 0,3; |
||||||
*4 = |
0,4; |
*5 = |
0,5; |
подсчитываем |
значение 1/и, |
пользуясь |
уравне- |
||||||
нием (V.34): |
1 |
2-11 |
843 |
/ |
0,1 |
\0.8 |
1 |
|
|
||||
при |
Х\ = 0,1 |
=*=0,069 |
|||||||||||
щ “ |
И |
273 |
V 0,79 — 0,1 / 2-10 — 11-0,1 |
||||||||||
при |
Xj — 0,2 |
1/ц2=*0,145 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|||
при |
Хз = |
0,3 |
1/«8*= 0,248 |
|
|
|
|
|
|
|
|
||
яри |
X*= |
0,4 |
1/«4 = |
0,4 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
при |
х6— 0,5 |
1/ав = 0,655 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|||
Г1о найденным значениям \/и и * строим график (рис. 13). Под* счет площади дает значение '* = 0,117 « 0,12 с. Определяем объем катализатора (реакционный объем):
и= ТфаГс*= 0,12-1,3-15 500/3600= 0,675 м3
2. Площадь сечения реактора:
5 = Vc*/w=8(15 500/3600) (843/273) (1/1,4) = 9,5 м2
Диаметр аппарата:
D =8= V4S/n = V 0,5 - 4/3,14 = л /Щ = 3,48 м
Высота слоя катализатора:
Л * vfS =* 0,675/9,5 s s 0,071 |
и |
Пример 2. [14, с. 74]*. Газ, выходящий |
из реактора окисле |
ния аммиака, быстро охлаждают для конденсации из него основ
ной части |
водяных |
паров. Газ |
содержит [% |
(мол.)]: |
NO — 9; |
|||||
N 02— 1; |
0 2 — 8. До |
поступления |
на |
абсорбционные |
колонны, |
|||||
где получается |
азотная |
кислота, |
|
газ окисляется до |
отношения |
|||||
N 02:NO, |
равного |
5:1. |
Расход |
газа |
на |
входе |
в |
реактор |
||
10000 м3/ч, давление газа 0,1 МПа. |
|
|
необходимый для |
|||||||
Рассчитать |
объем реактора |
вытеснения, |
||||||||
достижения указанной цели, в предположении, что охлаждение является достаточно эффективным для поддержания постоянной температуры реакционной смеси на уровне 20 °С.
Р е ш е н и е . Реакция 2NO -Ь 0 2 = 2N02 представляет собой гомргенную га зовую реакцию, которая фактически является необратимой. Предположим, что
скорость реакции пропорциональна С^0 С0з. Если эти концентрации выражены
в молях на литр, а время — в секундах, то константа скорости реакции при 20 °С равна 1,4*104 л3/(моль2*с).
Для реактора идеального вытеснения время контактирования и объем реак тора можно найти по уравнению (V. 14), из которого имеем:
*КОН
V = GHa4 J d x /U
*иач
* Расчет дан в переработанном виде.
96
Рис. IS. График для определения времени ковтактнроввиня (и примеру 1).
Ряс. 14. График для определения времени контактирования (к примеру 2).
Скорость реакции и = kCuoCot. Выразим текущие концентра* ции реагирующих веществ через число прореагировавших молей и начальные концентрации. Всего было в исходной смеси (счи
тая |
на |
1 моль |
смеси): NO — 0,09; NO2— 0,01; |
О2—0,08; |
Na— |
|
0,82. |
К |
моменту |
времени т прореагирует х моль |
N0, образуется |
||
х моль N 02 и прореагирует 0,5* моль 0 2. Останется смеси (моль): |
||||||
N 0 — 0,09 — х; |
N 02 — 0,01-М ; |
0 2 — 0,08 — 0,5х; |
N2— 0,82. |
Все* |
||
го: I — 0,5*. |
|
температуре Т и давлении |
Р со* |
|||
(1 — 0,5*) моль смеси при |
||||||
ставляет объем |
|
|
|
|
||
о= (1 — 0,5*) 22,4 7 • 1/(Р. 273)
аконцентрации реагентов (моль/л) к моменту времени т (т.е. текущие) будут равны:
г |
________ 0,09 — *_______ . с |
______ 0,08 — 0,5* |
c NO^ |
(1 — 0,5*) 22,47*• 1/(Р • 273) * |
°* (1 — 0,5*) 22,47*• 1/(Р « 273) |
Подставим текущие концентрации реагирующих веществ в урав нение (V. 14):
*кон |
|
П |
0.,08-— 0,5* |
]} |
|
0,09 — * |
(V. 38) |
||||
v — Gнач t сы/Г*Г— :И! |
22,47 • I |
22,47*1 |
|||
чL / I L 0 - W O |
Р «273 |
Р* 273 |
|
||
|
|
|
0 ~0,5*) |
|
|
После соответствующих преобразований уравнения (V.38) полу* чим:
_ Оная |
Г |
0,082373 (1 — Q,5*)3 dx |
Ь |
J |
Р3 (0,09-*)* (0,08 -0,5*) |
|
хиач |
|
Определим пределы |
интегрирования в уравнении (V.39). |
|
К моменту времени т в реакционной смеси находилось (0,01 + х) моль N 02 и (0,09 — *) моль N0. По условию задачи необходимо
4 Зек. 1367 |
97 |
иметь |
отношение |
NO*: N 0, |
равное |
5:1, |
т. е. |
(0,01 + |
* )/(0 09 —* |
||||||||
— х) = |
5/1, |
откуда |
х = |
0,0733. |
Подставляя значение х |
в |
ур’авне- |
||||||||
ние (V.39), окончательно получим: |
|
|
|
|
|
|
|
||||||||
|
|
|
|
Ояач |
0,0733 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
v ~ |
Г |
0,О823Г8 (1 — 0,5х)э dx |
|
|
CV.40) |
|||||||
|
|
|
k |
) |
P3 (0,09 — xj* (0,08 — 0,5x) |
|
|
||||||||
|
|
|
|
|
о |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
Определим массовую скорость потока бнач. Расход реакцион- |
|||||||||||||||
ной смеси равен 10000 мэ/ч |
|
или |
GH&4 = 104/3,6-22,4 |
моль/с. |
|||||||||||
Подставим |
все |
найденные |
величины |
в |
уравнение |
(V. 40): |
|
||||||||
|
|
|
|
|
|
0,0733 |
|
(1 - |
0,5x)s dx |
|
|
|
|||
|
|
|
104(0,082)*. 293* |
Г |
|
|
|
|
|
||||||
|
|
0 |
3,6 • 22,4 • 1,4 • 10* |
J |
(0,09 — х)* (0,08 - 0 , Ъх) |
|
<V- 41) |
||||||||
Решаем |
уравнение |
(V. 41) |
графически, |
обозначив |
(1 _ |
||||||||||
— 0.5х)а/ (0,09 — хг)2(0,08 — 0,5х) |
через |
у |
(рис. |
14). |
Задавшись |
||||||||||
рядом значений х, подсчитаем у : |
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||||
|
х |
|
0 |
|
0,02 |
|
0,04 |
|
|
0,06 |
|
0,07 |
|
|
|
|
у |
|
1545 |
2830 |
|
6270 |
|
20 200 |
|
50 000 |
|
||||
Окончательно получаем: |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||||
|
|
v |
1040,082)*. 293* |
|
|
1,Ы05 л -=110 м» |
|
|
|||||||
|
|
3,6.22,4* 1,4* 10* |
* |
|
|
|
|||||||||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|||||
Следовательно, реактор идеального вытеснения должен иметь объем, равный 110 м8.
Пример 3. Уксусный ангидрид подвергают гидролизу в реакторе с мешалкой, работающем в режиме полного смешения. Концентрация уксусного ангидрида в исходной смеси Саач = 0,3 моль/л. Степень превращения (по отношению к исходной смеси) Хкои = 0,7. Объемный расход жидкости постоянен Уем = 20 л/мнн, Процесс идет при большом избытке воды. Константа скорости
гидролиза Л = |
0,38 |
мин-1. |
единичного реактора |
смешения, обе |
||
Определить: |
1) |
объем |
||||
спечивающий |
заданную |
степень превращения; |
2) |
реакционный |
||
объем, требующийся для |
проведения того же процесса при тех |
|||||
же условиях |
в |
реакторе |
идеального вытеснения; |
3) |
число ступе |
|
ней, т. е. единичных реакторов смешения, требующихся для того, чтобы общий реакционный объем приближался к объему реакто* ра вытеснения.
Р е ш е н и е . Скорость реакции |
гидролиза уксусного |
ангидрида |
|||
при большом избытке воды можно |
представить |
уравнением |
|||
первого порядка: u = kC. |
|
|
по уравнению (V. 25): |
||
1. Объем реактора |
полного смешения |
||||
v — УС||Снач**ои/«, |
где |
и = |
kCK0V |
|
|
Конечная концентрация уксусного ангидрида: |
|
||||
Окои ™ |
(1 ** XJCOH) 88 ^ |
(1 |
0,7) =* 0,09 моль/л |
|
|
98
Подставив значения С КОи и k в уравнение (V.25), получим»
123л.
2.По уравнению, аналогичному (V. 14), найдем объем изо** термического реактора идеального вытеснения в предположении, что процесс происходит в кинетической области:
wKOH |
|
т/ |
кон |
|
Iг f |
d C |
f |
d C |
|
) |
“Г = |
|
1 |
Т С = |
'иач |
|
|
нач |
|
^си’2,3 . |
Снрд _ |
20 *2,3 • |
0,3 |
— |
-------------- '8 |
Скоп |
0,38 |
® 0|09 я=63»5л |
|
3. Суммарное время пребывания реагентов в батарее реакторов полного смешения можно определить по уравнению (V. 30) s
Подставляя |
в это |
выражение |
произвольное |
число |
ступеней |
|||
д = 1, 2, 3, |
4 |
... оо, |
получим |
суммарные |
объемы |
многоступенча |
||
того реактора смешения: |
|
|
|
|
|
|||
п |
|
1 |
2 |
3 |
4 |
6 |
|
со |
V, л |
123 |
86,5 |
77,8 |
73,8 |
69,5 |
63,5 |
||
Очевидно, увеличение числа ступеней (для приближения к объему реактора идеального вытеснения) выше трех нецелесо образно, так как после этого уменьшение суммарного объема многоступенчатого реактора происходит медленно, а стоимость
реактора с мешалкой значительна и установка |
становится гро |
моздкой. |
непрерывно в |
Пример 4. Реакция 2А :?=fe В 4- С протекает |
батарее из трех реакторов с перемешиванием при расходе ре агентов Vcu = Ю м3/ч. Концентрация вещества А в исходном растворе Сднач ==1,5 кмоль/м3, концентрации С и В равны 0.
Константа скорости прямой реакции k\ * 10 м3/(кмоль*ч), кон станта равновесия К = 16,0. Необходимая степень превращения должна составлять 80% от равновесной.
Определить объем одного реактора, полагая, что на всех сту пенях он одинаков.
Р е ш е н и е . Равновесную концентрацию компонента А можно найти из выражения для константы равновесия
К“ С8Сс/СА
или с учетом начальной концентрации:
К = 4 /0 « 5 “ 2дгр)2= 16 |
(V. 42) |
Решая уравнение (V.42), находим |
хр=в 0,667 кмоль/м3. Количе |
ство прореагировавшего продукта |
при степени превращения 0,8 |
дгд ** 0,8 • 0,667 *=0,533 кмоль/м3
а конечная концентрация вещества А составит:
с.= 1,5 - 2*0,533 * 0,434 кмоль/м3
■"кон
99
Рис* It. График для расчета батареи реакторов полного сиепенпя (к примеру 4).
Уравнение скорости реакции в соответствии со стехиометрическим уравнением запишется в виде:
|
|
“A=*|Cl-*2свс0=-*|(сд—- 7^-) |
|||||
|
|
|
|
|
|
|
(V. 43) |
|
|
ИЛИ |
|
|
|
|
|
|
|
|
“А“ « 0 [(1 .В -2 д:а)! - ( 4 / 1 6 ) ] |
||||
Зависимость иа = |
/(С а) |
(рис. 15) вычислена при произволь |
|||||
ных значениях Сд от 1,5 до 0,3 кмоль/м8: |
|
|
|
|
|||
Сд, кмоль/м3 |
1«б |
1,3 |
1,1 |
0,9 |
0,7 |
0,5 |
0,3 |
Ид, м9/(кмоль'Ч) |
22,5 |
16,9 |
12,1 |
8,1 |
4,9 |
2,5 |
0,675 |
Воспользуемся уравнением (V. 26) для реактора полного сме шения и запишем его для i-й ступени многоступенчатого реакто ра:
- С А/)/« а |
(V. 44) |
Для реакции первого порядка уравнение, характеризующее батарею реакторов, приводится к виду (V.30). Для более слож ных реакций аналитическое решение затруднено, поэтому вос пользуемся графическим методом. Представим уравнение (V.44) для ;-й ступени в виде:
«а- (<V, - са()/<0/1,“)- - (S - S-.)A<
«А — (■ /Т0(СД|- С Д,_1) (V.4S)
Если из точки на оси абсцисс Сднач провести прямую по урав
нению (V.45), то получим точку пересечения прямой с кривой а.\. При проведении процесса в одну ступень получаем из рнс. 15:
1 |
Да |
1,7 |
— 1,6; т,-0 ,6 2 7 ч |
|
tg a — ^ *= |
д с в |
1,6-0,434 |
||
|
Объем единичного реактора:
с» —Vcuxi — 10• 0,627 —6,27 м*
Возьмем объем одного реактора в 10 раз меньше, т. е. 0,627 м8* Тогда
0,627 |
0,0627 ч и |
tg a |
l |
1 |
-1 5 ,9 |
10 |
|
0,0627 |
|||
|
|
|
|
||
На рис. -15 точка пересечения |
прямой «а — - ( 1 / т *)(Са ,— Сд ^ , ) |
||||
и кривой пд = /(Сд) будет |
а2. |
Число |
ступеней, |
необходимых |
|
для достижения заданной конечной концентрации, |
как видно из |
||||
рис. 15, составит 4 с общим объемом 2,5 м 8. |
|
||||
100