Основные стадии технол-кого процесса. Понятие лимитирующей стадии тех-кого процесса

Химико-технолог-й процесс представляет собой совокуп­ность операций, позволяющих получить целевой продукт из исход­ного сырья. Все эти операции входят в состав трех основных стадий, характерных практически для каждого химико-технолог-го процесса.На первой стадии проводят операции, необходимые для под­готовки исходных реагентов к проведению хим. реакции. Реагенты переводят в наиболее реакционноспособное состояние. Например, известно, что скорость хим-их ре­акций сильно зависит от тем-ры, поэтому часто реагенты до проведения реакции нагревают. Газообразное сырье для повыше­ния эф-ти процесса и уменьшения размеров аппаратуры подвергают компримированию до опред-го давления. Чтобы устранить побочные явления и получить продукт высокого каче­ства, исходное сырье подвергают очистке от посторонних приме­сей, пользуясь методами, основанными на различии физических свойств (растворимость в различных растворителях, плотность, тем-ры конденсации и кристаллизации и т.д.). При очистке сырья и реакционных смесей широко применяют явления тепло- и массообмена, гидромеханические процессы. Могут быть исполь­зованы и хим. методы очистки, основанные на хим-их реакциях, в результате которых ненужные примеси превращаются в легко отделимые вещ-ва.Подвод реагирующ-х компонентов в зону реакции совершается путем молекулярной диффузии или путем конвекции.Соответствующим образом подготовленные реагенты на следу­ющей стадии подвергают хим-му взаимодействию, которое может состоять из нескольких этапов. В промежутках между этими этапами иногда необходимо вновь использовать тепло-массообменные и другие физические процессы. Например, при производстве серной кислоты диоксид серы частично окисляют до триоксида, затем реакционную смесь охлаждают, извлекают из нее путем абсорбции триоксид серы и вновь направляют ее на окисление. В результате хим-х реакций получают смесь продуктов (целевых, побочных, попутных) и непрореагировавших реагентов. Заключительные операции последней стадии связаны с разделе­нием этой смеси, для чего вновь применяют гидромеханические, тепло- и массообменные процессы, например фильтрование, цен­трифугирование, ректификацию, абсорбцию, экстракцию и т.д. Продукты реакции направляют на склад готовой продукции или на дальнейшую переработку; непрореагировавшее сырье вновь используют в процессе, организуя его рецикл.На всех этапах, а особенно на заключительных, проводят также рекуперацию вторичных материальных и энергет-их ресур­сов. Потоки газообразных и жидких вещ-в, попадающих в окру­ж. среду, подвергают очистке и обезвреживанию от опас­ных примесей. Твердые отходы либо направляют на дальнейшую переработку, либо размещают для хранения в безопасных для окру­ж. среды условиях.Лимитирующей стадией наз-ся самая медленная и идущая хуже всех.Чаще всего это первая стадия.Она определяет общую скорость химико-тенолог-го процесса.Таким образом, химико-технолог-ий процесс в целом — это сложная система, состоящая из единичных связанных между собой процессов (элементов) и взаимодействующая с окружаю­щей средой.

4)Закон действующих масс. Равновесие технологич. процессов. Под воздействием подвода или отвода энергии в форме теплоты или работы происходит изменение состояния термодинамич. системы(значений термдинамич. парам-ров), называемыое термодинамич. процессом. Процесс представл-ий собой непрерывный ряд равновесных состояний наз-ют равновесными. При этом равновесным считают состояние к кот. приходит система при постоянных внешних условиях характериз-мое неизменностью во времени термодинамич. параметров и отсутствием в системе потоков вещества и теплоты. Устойчивое равновесие харак-ся общими условиями: 1.неизменностью равновесного состояния системы во времени при постоян. внешних условиях; 2.подвижностью равновесия(самопроизвольным восстановл-ем состояния равновесия после снятия внешнего воздействия вызвавшего отклонение системы от положения равновесия);3.динамич. хар-ом равновесия т.е. установлением и сохранением равновесия вследствие равенства скоростей прямого и обратного процессов;4.возможностью подхода к состоянию равновесия с двух противоположных сторон;5. мин-ым значением энергии Гиббса G в изобарно-изотермических и энергии Гельмгольца F в изохорно-изотермических процессах. Из этих общих условий выводится конкретные условия для хим. равновесия. В основе любого химико-технологического процесса лежит хими­ч. превращение вещ-ва –хим. реакция. Теоретически все реакции обратимы, т. е. в зав-ти от условий могут протекать как в прямом, так и в обратном направлениях. Однако во многих из них равновесие смещено полностью в сторону продуктов реакции и обратная реакция практически не протекает. Поэтому технолог. процессы делят на обратимые и необратимые. Необратимые процессы протекают лишь в одном направлении.Все обратимые процессы стремятся к равновесию, при кот. скорости прямого и обратного процессов уравниваются, в резуль­тате чего соотношение компонентов во взаимодействующих системах остается неизменным до тех пор, пока не изменятся условия проте­кания процесса. При изменении таких технолог. параметров, как тем-ра, давление, концентрация реагирующих вещ-в, равновесие нарушается и процесс может протекать в том или ином направлении вновь до наступления равновесия.Количественно со­стояние равновесия описывается законом действующих масс (ЗДМ): при постоянной тем-ре и наличии равновесия отношение произведения действующих масс продуктов реакции к про­изведению действующих масс исходных веществ есть величина постоян­ная, называемая константой равновесия К. ЗДМ (закон равновесных концентраций) в математ. форме был вырожен в 1867г. Рассмотрим кинетич. вывод ЗДМ на примере гомогенной реакции aA+bB↔rR+sS. Скорость прямой реакции пропорц-на произведению концентраций реагентов A и B: w=k₁c_А^а с_B^b, а скорость обратной реакции – произведению концентраций продуктов R и S: w=k₂c_R^r с_S^s. Каждая концентрация возведина в степень равную стехиометрич-му коэф-ту компонента в хим. ур-и. Из условия равенства скоростей прямой и обратной реакции в момент хим. равновесия k₁c_А,e^а с_B,e^b = k₂c_R,e^r с_S,e^s получаем ЗДМ K_c= k₁/k₂= c_А,e^а с_B,e^b/ c_R,e^r с_S,e^s, где c_А,e, с_B,e, c_R,e, с_S,e – равновесные концентрации. K_c – константа равновесия; k₁, k₂ – константы скоростей. Константа равновесия не зависит от концентрации, т.к. изменение концентрации одного из участников реакции вызовет такие изменения концентр-ии всех остальных вещ-ств, что K_c сохранит свое числовое значение. Основное значение ЗДМ состоит в том, что он устанавл-ет связь между равновесными конц-ми всех реагирующих вещ-в. При анализе реакций, протек-х в газовой фазе константу равновесия выражают через порциональные давления: K_p= p_А,e^а p_B,e^b/ p_R,e^r p_S,e^s_. Константу равновесия можно выразить также через отношения молярных долей N участников реакции: K_N= N_А,e^а N_B,e^b/ N_R,e^r N_S,e^s. Константы равновесия K_p, K_c и K_N связаны между собой соотношениями: K_p=K_c(R*T)^∆n; K_p=K_N*P^∆n, где Т – абсолютная тем-ра; R – молярная газовая постоянная; P – общее давление газовой смеси; ∆n – изменение числа молей газообразных вещ-в участвующих в реакции. Для реальных систем константу равновесия выражают через летучести f или активности a.

5)Принцип Ле-Шателье. Влияние основных параметров технологического режима на равновесия. Положение равновесия всегда зависит от внеш. условий,а так как внеш.условия не могут сохранятся неизмен-ми,то равновесие рано или поздно нарушается(смещается).Влияние изменения внеш.условий на положение равновесия-принцип смещения равновесия, принцип Ле Шателье:если на систему,находящ-ся в устойчивом равновесии,воздействовать извне,изменяя какое-нибудь из условий,определяющих положение равновесия,то в системе усилиться то направление процесса,течение кот-го ослабляет влияние произведен-го воздействия,и положение равновесия сместиться в том же напрвлении.Рассм-м реакцию аА+bB=rR+sS,где реагенты A,B и продукты реакции R,S-идеаль.газы.При равновесии справедливо равенставо:ln(p ^r_R,e p ^s_S,e/ p ^a_A,e p ^b_B,e)=-∆G⁰/RT=ln K_pЕсли под внешним воздействием изменится значение одного из членов равенства ∆G°/(RT) или (p ^r_R,e p ^s_S,e/ p ^a_A,e p ^b_B,e), оно нару­шится и система выйдет из состояния равновесия. В результате система будет стремиться к достижению нового состояния равно­весия с новыми значениями равновесных пар­циальных давлений реагентов и продуктов.Так как равновесие харак-ся равенством скоростей пря­мой и обратной реакций, можно сказать, что смещение равнове­сия происходит тогда, когда произведенное воздействие неодина­ково влияет на скорости прямого и обратного процессов. Это нарушение равенства скоростей и приводит к переходу системы в новое состояние равновесия, при котором скорости прямой и об­ратной реакций опять станут равными, но будут отличаться от первоначальных значений. Влияние давления. Характер влияния давления на равновесие хи­м. реакций определяется знаком разности числа молей газо­образных участников реакции ∆n или знаком изменения объема ∆V.Для газовых реакций, в которых число молей продуктов пре­вышает число молей реагентов, т. е. ∆n >0, увеличение давления неблагоприятно. Смещению равновесия реакции вправо способ­ствует снижение давления. Если же реакция протекает с уменьше­нием числа молей (∆n < 0), повышение давления целесообразно — оно смешает равновесие реакции в сторону образования продуктов. Чувствительность положения равновесия к изм-ям давле­ния тем больше, чем большим изменением объема ∆V (или ∆n) сопровождается тот или иной процесс. Знач-ые изменения объема могут происходить только в реакциях, в которых участвуют газы, или в тех случаях, когда хотя бы один из компонентов нахо­дится в газообр. состоянии. Влияние инертного газа. Введение инертного газа в систему при р = const подобно эффекту уменьшения общего давления. Если реакция протекает с умен-ем числа молей (∆n < 0), разбавле­ние инертным газом смещает равновесие реакции в сторону ис­ходных реагентов. С увеличением числа молей (∆n > 0) равновесие смещается вправо. Поэтому в технолог. процессах, сопро­вождаемых хим. реакциями, для которых ∆n < 0, стре­мятся к уменьшению накопления инертных газов в системе.Выводы о влиянии инертного газа следуют и из закона Дальтона:p_J= N_Jp из которого видно, что эффект разбавления (уменьшения N_J) по­добен эффекту снижения общего давления р в системе. Влияние концентрации. В соответствии с принципом Ле Шателье введение в равновесную систему дополнит-ых кол-в какого-либо вещ-ва вызывает смещение равновесия в том на­правлении, при кот. концентрация этого вещ-ва уменьша­ется. Поэтому введение избытка исходных вещ-в смещает рав­новесие вправо; введение избытка продукта вызовет смещение равновесия влево.Увеличивая концентрацию одного из реагентов (создавая его избыток), можно повысить степень превращения другого. Этим широко пользуются в хим. технологии, добиваясь полного превращения дорогостоящего компонента сырья. Влияние температуры. Направление смещения равновесия при изменении тем-ры зависит от знака теплового эффекта реак­ции. Повышение тем-ры всегда благоприятствует накоплению вещ-в,образующихся в данной реакции с поглощением тепло­ты, т. е. усиливает эндотермическое направление процесса. Пони­жение тем-ры действует в противополож. сторону, т. е. усиливает экзотермическое направление.При изменении тем-ры процесса равновесие смещается в направлении, для которого изменение энтропии имеет тот же знак, что и изменение тем-ры ∆Т. Учет знака теплового эффекта реакции (∆Н < 0) приводит к тому же выводу: повышение тем-ры сме­щает равновесие в сторону исходных реагентов (усиливает эндо­термическое направление реакции), понижение тем-ры дей­ствует в противополож. направлении.

Следует отметить, что с изменением тем-ры равновесие смещается тем сильнее, чем большим тепловым эффектом сопро­вождается та или иная хим. реакция.Итак, применяя принцип Ле Шателье, можно, не выполняя термодинамич. расчеты, предсказать направление хим. реакций, т. е. качественно судить о состоянии их равновесия.

6)Основные хар-ки технологич.процессов.Степень превращения,избирательность,выход продукта.Матем. выражения для определения этих хар-к. Для оценки эф-ти отдельных этапов процесса необ­ходимо помимо общих экономич. показателей использовать такие критерии эф-ти, которые более полно отражали бы хим. и физико-хим. сущность явлений, проис­ходящих в отдельных ап-ах технолог-ой схемы.В качестве таких показателей принято прежде всего использовать степень превращения исходного реагента, выход продукта, селек­тивность .. Степень превращения реагента показы­вает, насколько полно в химико-технолог. процессе используется исходное сырье- это доля исходного реагента, использо­ванного на хим. реакцию.Степень превращения реагента J:X_j=n_j,0 - n_j,F / n_j,0 = ∆n_j / n_j,0 где n_j,0 — кол-во реагента J в исходной реакц. смеси; n_j,F — кол-во реагента J в реакционной смеси, выходящей из ап-та или находящейся в реакторе; ∆n_J,— изменение кол-ва реагента J в ходе хим. реакции.Чаще всего в хим. реакции участвует не один, а два реагента (или даже больше). Степень превращения может быть рассчитана по первому, второму или третьему реагенту, причем в общем случае не обязательно получаются равные результаты.Если протекает реакция (аА+bB=rR+sS), то в соответствии с ее стехиометр. ур-ем изменения количеств ее участников ∆n_J, свя­заны между собой следующими соотношениями: ∆n_А/а=∆n_B/b=∆n_R/r=∆n_s/s.Степень превращ-я реагентов А и В: X_А=n_А,0 – n_А / n_А,0 = ∆n_А / n_А,0; Xв=n_В,0 – n_В / n_В,0 = ∆n_В / n_В,0 →X_В= (n_А.0 / n_В,0)*X_А / (а/b) Ур-е устанавливает связь между степенями превра­щения реагентов А и В и позволяет рассчитать неизвестную сте­пень превращения одного реагента, зная степень превращения другого.Если n_А.0 / n_В,0=а/b т. е. реагенты А и В взяты для проведения реакции в стехиометрич. соотношении, то степени превращения х_А и х_В равны между собой: х_А= х_В. Если n_А.0 / n_В,0>а/b,т.е реагент А взят в избытке,то х_А< х_В . Обычно при выборе первонач-го состава реакц. смеси берут в избытке более дешевый реагент (например, воздух, воду и т. д.) с целью повышения степени использования более цен­ного сырья.Не всегда возможно достичь полного использования реагента (т. е. условия х =1). Большинство хим. реакций обратимы. Для обратимых реакций при заданных условиях их осуществления предельным яв-ся состояние хим-го равновесия. Этому состоянию соответствует и предельно достижимая при данных ус­ловиях равновесная степень превращения: X_А.е=n_А,0 – n_А.е / n_А,0 = ∆n_А.е / n_А,0,где где n_А.е — кол-во реагента А в условиях равновесия; ∆n_А.е- изменение кол-ва реагента А к моменту наступления равнове­сия (максимально возможное при данных условиях осуществле­ния хим-й реакции).Если первоначаль.кол-во продукта R равно нулю(n_R,0 =0),то n_R= ∆n_А r/a= n_А,0X_Аr/a. Выход продукта. Степень превращения харак-ет эф-ть проведения процесса с точки зрения использования исходно­го сырья, но этой величины не всегда достаточно для харак-ки процесса с точки зрения получения продукта реакции. Поэтому вводят еще один критерий эф-ти — Выход продукта -отношение реально полученного кол-ва продукта к максимально возможному его кол-ву, которое могло бы быть получено при данных условиях осущ-я хим-ой реакции.Выход продукта R через: Ф_R=n_R/n_R,max.Величина n_R,max зависит от типа осущ-я хим-й реакции.Для простой необратимой реакции выход продукта и степень превращ-я реагента совпадают.Для обратимой хим-й реакции Ф_R= n_R/n_R,е= (n_А,0X_Аr/a)/ (n_А,0X_А.еr/a)= X_А/X_А.е(для обратимых реакций выход продукта равен доле, которую составляет реально достигнутая степень превраще­ния от равновесной для данных условий проведения реакции). Селективность(избирательность). Выход продукта хар-ет полученный ре­зультат как долю от предельно возможного. Целесообразно оценить и реальную ситуацию, т.е. дать колич-ую опенку зф-ти целевой реакции по сравнению с побочными взаимо­д-ми.Критерием для такой опенки яв-ся селек-ть. Ее тоже выра­жают в долях единицы или процентах.Полная, или интегральная, селективность φ— это отношение ко­л-ва исходного реагента, расходуемого на целевую реакцию, к об­щему кол-ву исходного реагента, пошедшего на все реакции (и целевую, и побочные): φ=∆n_А,ЦЕЛ/∆n_А,∑. Мгновенной, или дифферен-ой, селек-тью φ ' на­з-ют отношение скорости превращения исходных реагентов в це­левой продукт к суммарной скорости расходования исходных реа­гентов. Полная селек-ть по целевому продук­ту R может быть выражена через кол-во полученного продукта R и кол-во реагента А, суммарно израсходованного на реакцию.С учетом стехиометр. соотношений кол-во реагента А, вступ-го в реакцию образования целевого продукта, равно (a/r) n_R.Тогда полная селек-ть: φ=[(a/r) n_R]/ [n_А,0- n_А].Сущ-ет ур-е связи между выходом,селектив-тью и степенью превращ-я: Ф_R= φ(X_А/X_А.е).Отсюда следует,что при выборе условий проведения слож.хим. реакций недостаточно обеспечить только высокое значение степени превращ-я реагентов или только высокую селек-ть;высокое значение выхода целевого продукта опред-ся совокупностью этих критериев эф-ти.

7)Изменение скорости реакции, степени превращения, движущей силы процесса во времени. Графическое выражение зависимости. Скорость технолог. процесса определяет производительность ап-ов и их кол-во в технолог-ой схеме. Скорость технолог. процесса обусловливается сочетанием скоростей прямой, обратной и побочных реакций, скоростью диффузии исход­ных вещ-в в зону реакции и продуктов хим. превращения из реакционной зоны, а также интенсивностью подвода (отвода) теп­лоты к взаимодействующим вещ-ам. Эффект-ть тепловых и диффузионных составляющих в основном определяется типом и кон­струкцией реактора, в котором осущ-ся данный технолог. процесс. Скорость технолог. процесса не может быть выше скорости хим-ой реакции, зависящей от природы реагирующих вещ-в, тем-ры, применяемых катализаторов и т. п., и лишь в пределе может стремиться к ней.Уровень приближения в основном и определяется конструкцией ап-та. В соответствии с законом действующих масс степень превращения (выход) х и общее кол-во продукта G, получаемого во времени изменяются по восходящей лога­рифмической кривой, представлен­ной на рис. 13. Нисходящая кривая показывает изменение во времени скорости и и движущей силы процесса ∆ С. Кол-ва образующихся продуктов G₁ и G_i, а соответственно и приращение выхода ∆ x₁ и ∆ x_i за равные промежутки времени τ₁ и τ_i в начале и в конце процесса изменяются во много раз. Суммарная скорость процесса изменяется от и₁ вначале до незначительной величины u_t при приближении к равновесию.На практике нецелесообразно осущ-ть процесс с такой малой скоростью. Поэтому в обратимые процессы стараются проводить вдали от равновесия. Практически скорость процесса рассчитывается через константу скорости процесса k или на основе фактического выхода продукта Если кинетическое ур-е (основная формула скорости) процесса известно, то для количественной оценки интенсивности работы реакторов и для технолог-го расчета производ-ых процессов лучше пользоваться константой скорости процесса k, которая в гетерогенных процессах называется коэффициентом массопередачи. Коэф-т массопередачи измеряется обычно в килограммах вещ-ва, перешедшего из одной фазы в другую через 1 м² по­верхности раздела реагирующих фаз за 1 ч при разности действи­тельной и равновесной концентраций,равной 0,1 МПа.Размерность k кг/(м² * ч * Па) или кг*м³/(м² * ч * кг) = м/ч. Константа скорости процесса не зависит от времени τ и концентрации реагирующих вещ-в С, а яв-ся лишь функцией тем-ры Т. Рис.13. Кинетика процесса соответствии с законом действующих масс(Р, Т=const): G – общее кол-во полученного продукта; x – выход продукта; u – скорость процесса; ∆ С – движущая сила процесса; τ – время.

8)Характер изменения движущей силы процесса абсорбции газа жидкостью при прямоточной и противоточной подачи реактивов. Изменение концентрации компонентов различно в прямо­точных, противоточных и перекрестных процессах; соответственно различны и формулы для вычисления движущей силы процесса. При­менительно к газожидкостной гетерогенной системе направление движения реагирующих фаз в ап-те, например, с перекрестным током показано на рис.14. Перекрестный ток во взвешенном слое(в системе Г-Ж или Г-Т). Характер изменения движущей силы процесса при прямо- и противотоке изображен на рис.15. Движущая сила процесса ∆С = С-С* при прямотоке изменяется неравномерно по времени, которое определяется длиной пути совместного движения реагентов в аппара­те. Для данного случая время пребывания определяется высотой на­садки башни Н (время пропорционально высоте). Значение ∆С велико на входе в аппарат и стремится к нулю на выходе. Таким образом, и скорость процесса при прямотоке различна в различных точках ап-та. При противотоке движущая сила процесса в ходе его из­меняется меньше. Если для прямотока при одном и том же значении ∆С в конце процесса С_к^*< С_k, то при противотоке С_к^*> С_k, а это значит, что при противотоке выход продукта значительно больше. Поэтому на практике всегда стремятся осуществить процесс по прин­ципу противотока. Прямоток же применяют вынужденно.

Рис.15 Изменение концентрации при абсорбации газового компонента жидкостью при прямотоке (а) и противотоке (б): Сн, Сk – начальная и конечная концентрация абсорбируемого компонента в газе; Сk*, Сн* - начальная и конечная равновесные концентрации абсорбируемого компонента над его раствором.Так, при распылении мелко измельченного твердого материала или жидкости в потоке взаимодействующего с ними газа всегда получается прямоток, но при этом обеспечивается большая поверхность соприкосновения фаз. Примеры таких процессов встречаются при изучении про­изводства серной кислоты, в крекинге нефтепродуктов и т. п. Сушку огнеопасных материалов также осуществляют в прямоточных сушиль­ных аппаратах, так как при противотоке высушенный материал будет соприкасаться с горячими газами, что может вызвать воспламе­нение и даже взрыв.Как видно из рис. 15, концентрация реагирующих веществ при прямо- и противотоке изменяется в течение процесса по логарифми­ческим кривым. Соответственно средняя движущая сила процесса ∆Сср вычисляется как средняя логарифмическая из начальной ∆Сн и конечной ∆Сk движущих сил по формуле ∆Сср=∆Сн-∆Сk/2,3 lg(∆Сн/∆Сk). Для процесса абсорбации данная формула примет вид: а) при прямотоке ∆Сср= [(Сн- Сн*)-(Сk- Сk*)]/[2,3 lg((Сн- Сн*)/(Сk- Сk*))]; б) при противотоке ∆Сср= [(Сн- Сk*)-(Сk- Сн*)]/[2,3 lg((Сн- Сk*)/(Сk- Сн*))].

9)Влияние тем-ры на скорость хим-х превращений.Правило Вант-Гофа,Ур-е Аррениуса. Влияние тем­-ры на скорость химической реакции. Экспериментально при изучении кинетики хим. реак­ций было обнаружено, что при увеличении тем-ры на 10 гра­дусов скорость реакции возрастает в 2—4 раза. Более строго эта зависимость выражается в виде уравнения Аррениуса:K=K₀exp(-E/RT), где K— константа скорости реакции; K₀— предэкспоненциальный множитель; Е— энергия активации реакции; R— универсальная газовая постоянная; Т— тем-ра. Энергия активации элементарной реакции Е— это минимальный избыток энергии над средней внутренней энергией молекул, необходимый для того, чтобы произошло хим. взаимодействие (энергетический барьер, который должны преодолеть молекулы при переходе из одного состояния реакционной системы в другое). Для обратимых реакции разность энергий активации прямой (E₁) и обратной (E₂) реакций равна тепловому эффекту реакции.

Предэксп-ый множитель K₀ учитывает число соударений, вероятность распада активированного комплекса реакции на исходные реагенты без образования продуктов реакции, пространственную ориентацию молекул реагентов, а также ряд других факторов, влияющих на скорость реакции и не зависящих от темп-ры. При более строгом рассмотрении следует учесть, что K₀ также зависит от тем-ры, но при тем-ах, когда RT<<E, с достаточно хорошим приближением этой зависимостью можно пренебречь.Часто ур. Аррениуса представляют в виде линейной за­висимости логарифма константы скорости от обратной тем-ры: ln K=f(1/T). В таком виде удобно провести его анализ.Из анализа зависимости ln K=f(1/T), приведенной на рис. 3.2, можно сделать следующие выводы.1) Из неравномерности температурной шкалы следу­ет, что хим-ие реакции более чувствительны к изменениям тем-ры в области более низких температур. На прямой /, соответствующей хим-ой реакции с энергией активации 165 кДж/моль, выбраны два участка / и //, характеризующиеся одинаковым изменением тем-ры (∆T= 100 К), но в разных темпер-ых интервалах: участок / — в области тем-р, близких к комнатной, участок //— в области более высоких тем-р (600 К). Для участка / при изменении тем-ры на 100 гра­дусов константа скорости реакции K₁ увел-ся в 1,9 • 10⁷ раз, для участка // при том же ∆Т наблюдается увеличение константы скорости лишь в 820 раз, примерно на четыре порядка ниже, чем на участке /.2)Второй важный вывод вытекает из сравнения тем-ных зависимостей скоростей реакций с различными значениями энер­гии активации. Чем выше энергия активации реакции, тем более чувствительна она к изменениям тем-ры.При изменении тем-ры от 500 до 600 К скорость первой реакции (E= 165 кДж/моль) увел-ся в 820 раз (участок //), а скорость второй реакции (E=40 кДж/моль) — лишь в 5,3 раза (участок ///). Последний вывод чрезвычайно важен при выборе условий про­ведения сложных (параллельных и послед-ых) реакций. Рис.3.2.Зависимость константы скорости хим. реакции от тем-ры для реакций с энергиями активации 165 кДж/моль (1) и 40 кДж/моль (2):участок I-изменение ln K при росте тем-ры с 300 до 400К;участк II-то же при росте тем-ры с 500 до 600К;участок III-изменение ln K для реакции с низкой энергией активации при изменении тем-ры с 500 до 600К.

10)Основные способы создания хороших условий контакта фаз в геторогентных процессах с участием твердой фазы. Основные способы создания хороших условий контакта фаз в гетеро­генных процессах с участием твердой фазы можно разделить на четыре класса. 1)Перемешивание твердого материала на полках механич. мешалками. При этом материал размещается в ап-те на полках омывается сверху газом или жидкостью. Такими ап-ми в системе газ —твердое были обжиговые печи сернокислотного производства и цветной металлургии, а в системе твердое-жидкость-
ацетиленовый генератор. Для расчета поверхности соприкосновения реагирующих фаз в таких реакторах условно принимают общую пло­щадь всех полок ап-та.2) Перемешивание твердого измельченного материала в потоке(в объеме) газа или жидкости. Ап-ты для создания таких условий перемешивания обычно представляют собой полые камеры или сосуды, в которые тяжелая фаза вдувается под давлением более легкой через специальные сопла или форсунки, и химическое превращение вещ-­ва осущ-ся в турбулентном потоке газа или жидкости, кото­рый и обеспечивает интенсивное смешение фаз.Перемешивание в системе Ж-Т может осущ-ся также при помощи механич-их или пневмат-их мешалок. В этих случаях поверхность соприкосновения реагирующих компонентов достигает максимальной величины, равной общей (суммарной) поверхности всех твердых частиц, участвующих в превращении.3)Пропускание потока газа или жидкости через неподвижный слой кусков или гранул твердого материала, лежащего на колосниках или решетках. При этом происходит фильтрация газа или жидкости и потому такой слой называется фильтрующим. Ап-ты с фильтрующим слоем, как правило, просты по устройству, надежны в работе и широко распространены в промыш-ти. К основным типам ап-ов, работающих по принципу фильтрующего слоя, относятся колосниковые топки, шахтные и камерные печи, а также контактные аппараты. В реакторах фильтрующего слоя отсутствует интенсивное перемешивание. Поверхность взаимодействия фаз в фильтрующем слое меньше суммарной поверхности всех твердых частиц на величину, определяе­мую поверхностно соприкосновения соседних частиц друг с другом. Кроме того, в фильтрующем слое отсутствует перемешивание фаз и таким образом нет «обновления» поверхности твердого материала. Поэтому фильтрующий слой оказывается малоэффективным во мно­гих гетерогенных процессах, особенно протекающих в диффузионной области. Для интенсификации диффузионных процессов стремятся применять другие виды перемешивания.

4. Перемешивание во взвешенном (кипящем, псевдоожиженном) слое. Взвешенный слой образуется при пропускании снизу вверх потока газа или жид-ти через слой твердого зернистого материала с такой скоростью, при которой частицы взвешиваются, начинают перемещаться, пульсировать или плавать в потоке более легкой фазы, как бы «кипеть». Поэтому в системах Г—Т такой слой наз-ют еще и кипящим. Скорость легкой фазы подбирается таким образом, чтобы частицы тяжелой фазы не покидали пределов реакционного ап-та. В этом случае, как и при перемешивании в объеме или в потоке, поверхность взаимодействия фаз яв-ся величиной, максимальной для данной степени измельчения материала. В то же время концент­рация твердой фазы здесь выше, чем в ап-ах с распылением в объеме, поэтому в ап-ах со взвешенным слоем в системе газ — твердое достигается наивысшая интенсивность работы. Поверхность твердых частиц полностью омывается турбулентным потоком газа или жидкости. Скорость диффузионных процессов при этом резко возрастает. Поэтому взвешенный слой очень эффективен во многих гетерогенных технолог-их процессах.

11). Основные способы увеличения поверхности соприкосновения реагирующих фаз в системе газ – жидкость. Основные способы увеличения поверхности соприкосновения реагирующих фаз в системе Г-Ж также можно разделить на четыре клас­са.

1.Развитие поверхности жидкой фазы распределением жидкости в виде тонкой пленки по поверхности специальных приспособлений, называемых насадками. Ап-ты, в которых осущ-ся такой вид взаимодействия газов и жидкостей, наз-ся посадочными башнями или колоннами. Насадочные башни распространены в производствах серной, азотной, соляной и других кислот, некоторых солей, при химич. переработке топлива, в органическом синтезе и т. п. Для расчетов поверхность соприкосновения фаз принимается равной поверхности насадки, покрытой пленкой жидкости. Массопередача в таких ап-ах наз-ся пленочной, поскольку протекает на поверхности жидкой пленки. 2.Развитие поверхности жидкой фазы диспергированием или распылением, разбрызгиванием ее в полом ап-те пневматическим или механическим способом.Соответствующие ап-ты наз-ся башнями с разбрызг-ем или распылением жид-ти.Общая поверхность раздела фаз равна сумме поверх-ей всех капель жидкости. Массообмен здесь происходит на поверхности капли, поэтому такую массопередачу наз-ют капельной.3.Развитие поверхности взаимодействия реагирующих фаз за счет диспергирования газа в объеме жидкости. Этот метод увеличения поверхности наз-ся барботажем, так как газ барботирует (пробулькивает) в виде пузырей через слой жидкости в ап-ах с ситчатыми латками или колпачковыми тарелками. Иногда такие ап-ты наз-ют барботерами. Поверхность раздела фаз равна поверхности всех пузырьков и определяется периметром барботажа или площадью всех отверстий в решетках или тарелках. Массообмен в этих ап-ах происходит на поверхности газовых пузырей и поэтому массопередачу наз-ют пузырьковой. 4.Создание взвешенного слоя подвижной пены пропусканием газа снизу вверх через слой жидкости, так же как это наблюдается при псевдоожижении твердого материала. При этом также происхо­дит взвешивание жидкости в потоке газа в виде пленок, струй и ка­пель и интенсивное перемешивание их с пузырьками и струями газа. Газожидкостная система представляет собой слой подвижной (тур­булентной) пены. Поверхность соприкосновения фаз характеризу­ется так называемой удельной поверхностью пены, которая яв-ся сложной функцией, зависящей от многих факторов и, как правило, определяемой экспериментальным путем.

12)Способы увеличения поверх-ти контакта в системах:а)две несмешивающ-ся жидкости;б)два твердых реагента. Процессы с участием двух и более твердых фаз (Т—Т) обычно представляют собой спекание твердых веществ при их обжиге.Спекание — это получение твердых пористых кусков из пылевидных или порошкообразных материалов при их нагреве до тем-ры ниже тем-ры плавления t_пл. Реакции между твер­дыми вещ-ми без участия жидкой или газообразной фазы идут очень медленно из-за мало развитой межфазной поверхности F и ма­лых скоростей диффузии. Фактически промышленные процессы спе­кания в смеси твердых веществ идут с участием газовой или жидкой фазы. Спекание применяется при агломерации руд в порошковой металлургии, в производстве глинозема (оксида алюминия); особенно широко процессы спекания используются в технологии силикатных материалов и изделий — вяжущих вещ-в, керамики, огнеупоров и др. Процессы, происходящие между реагентами в двух несмешивающихся жидких фазах (Ж—Ж), включают экстрагирование, эмульгирование и деэмульгирование. Экстра­гирование основано на избирательной растворимости жидко­стей в различных растворителях. Оно прим-ся в том случае, если ректификация жидкой смеси невозможна (низкая термич. стой­кость, близость тем-р кипения компонентов и др.)- Экстраги­рование исполь-ся при очистке нефтепродуктов, при извлечении фенола из надсмольных и сточных вод коксования и полукоксования, в производстве анилина, брома, иода. Эмульг-е — процесс диспергирования одной жидкости в другой, а деэмульгирование — расслоение эмульсий на исходные жидкости. Эмульсии и, следовательно, эмульгирование применяют в производ­стве лекарств, пищевых продуктов, пигментов и красок, а также для получения многих высокомолек-ых соед-й методом эмуль­сионной полимеризации. Примером деэмульгирования может служить обезвоживание нефти путем разрушения ее эмульсии с водой с приме­нением ультразвука или других методов.Реакторы для гетерогенных жидкофазных процессов аналогичны гомогенным реакторам.Они обычно имеют перемешиваю­щие устройства и внутренние теплообменники. В промыш-ти для взаимодействия несмешивающихся жидкостей исполь-ют реак­торы периодич. и непрерывного действия, единичные и каскады. Экстрагирование осущ-ют также в колоннах с насадкой или ситчатыми полками, при противоточном режиме дви­жения жидких фаз: тяжелая жидкость сверху вниз, а легкая — снизу вверх.Для лучшего контакта фаз также используют различ.мешалки.

13)Технологические системы с открытой цепью и замкнутые. Производство хим-их продуктов складывается из ряда хим-их и физических процессов, которые могут происходить после­довательно или одновременно (параллельно) в одних и тех же ап-ах.Совокупность всех ап-ов, составляющих производство химич-го продукта, наз-ют химико-технолог-ой системой (ХТС). Взаимосвязь между ап-ами ХТС описывается математи­ч-ой моделью, которая представляет собой систему ур-й, отражающих влияние технолог-го режима (концентраций, тем­ператур и других параметров режима) в предыдущих ап-ах на скорость процесса или режим работы в последующих. На основе мате­мат-их моделей осуществляются автоматизированные системы управления производством (АСУ). Последователь. описание или изображение процессов и соответствующих им аппаратов, т. е. химико-технологической системой, наз-ся технолог.схемой производства.Бывают два типа: 1) с открытой цепью (разомкнутые); 2) цик­лические (замкнутые,круговые).Схемы с открытой цепью применяют в производствах, в которых по условиям равновесия основного химико-технолог-го процес­са возможно достижение высоких степеней превращения (обычно x→1) без выделения продукта из реакционной смеси.Схема с открытой цепью состоит из ап-ов, через которые реагирующие компоненты проходят один раз.Если степень превращения в одном ап-те невелика, то включают в схему последовательно несколько однотипных ап-ов. Примером процесса с открытой цепью по газовой фазе может служить технолог-ая схема отде­ления (участка цеха) кислотной абсорбции нитрозных газов в произ­водстве разбавленной азотной кислоты, которая приведена на рис. 19.Степень абсорбции оксидов азота в каждой башне относительно невелика, но в шести последовательных башнях суммарная степень извлечения оксидов азота из газов достигает приблизительно 92%.Оставшиеся нитрозные газы поглощаются щелочью в последующих башнях. Подобные технолог-ие схемы применяются в производ­ствах серной и соляной кислот, некоторых минераль. солей и т. п.Химико-технологические системы, в которых равновесный выход в основном процессе невелик, осуще-ют по циклической схеме с выделением продукта после каждого прохода смеси через реакцион­ную зону. Циклическая схема предусматривает многократное возвращение в один и тот же ап-т реагирующих масс или одной из фаз в гете­рогенном процессе вплоть до достижения заданной степени превра­щения.Примером циклической схемы могут служить синтез аммиака,синтезы спиртов, моторного топлива и т. п. Эти синтезы характ-ся тем, что при осуществ­ляемых в настоящее время основных параметрах технолог-го режима (тем-ры, давления, активность катализатора) по ус­ловиям равновесия экзотермич. реакций за один проход через реактор достигается малая степень превращения исходных вещ-в в целевой продукт.

Остаточные газы

После выделения полученного продукта путем конденсации или абсорбции реакционная смесь вновь возвращается в реактор и циркулирует до превращения исходных компонентов близкого к полному.К циркулирующей смеси добавля­ется такое кол-во свежего сырья, которое равно расходу его на получение продукта за один цикл.В настоящее время циклич. схемы приобретают особое зна­чение, поскольку,1-обеспечивают более высокую степень использования сырья, что улучшает экон-ие показа­тели процесса,2- в окр. среду выбрасывается меньшее кол-во вредностей.Во многих системах, основанных на гетерогенных процессах, при­меняют комбинированные технолог-ие схемы, в которых одна из реагирующих фаз последовательно проходит ап-ты, а другая совершает многократную циркуляцию через некоторые ап-ты системы.

14)Основные положения, лежащие в основе расчетов материальных и тепловых балансов химико-технологических процессов. Чтобы харак-ть тот или иной технолог. процесс, составляют матер-ый и энергетический балансы.Составление матер. и энерг. балансов производят при проектировании новых производств и для анализа работы существующих. Матер. баланс — вещественное выражение за­кона сохранения массы вещ-ва,согласно которому во всякой замк­нутой системе масса веществ, вступивших в реакцию, равна массе веществ, получившихся в результате реакции.Применительно к матер-му балансу любого технолог. процесса это означает, что масса веществ,поступивших на технолог-ую опера­цию-приход, равна массе всех веществ, получившихся в результа­те ее- расходу.Матер. баланс—зеркало технологического процесса.Матер. баланс составляют по ур-ю основной суммарной реакции с учетом параллельных и побочных реакций. Поскольку па практике приходится иметь дело не с чисты­ми веществами, а с сырьем сложного хим и механического состава,для составления матер. баланса приходится учи­тывать массу всех компонентов. Для этого пользуются данными ана­лизов.Предположим, что технолог. процесс основан на хим. реакции, которая протекает по схеме mM+fF+dD →еЕ + lL+ ∆H,где М, F, D-исходное сырье; Е и L-основной и побочный про­дукты; m,d,f,е,I –стехиометрич. коэф-ты; ∆H- тепловой эффект хим. реакции. Матер. баланс чаще всего составляют на единицу массы готового (основного) продукта. Это значит, что для получения G_E кг основного продукта необходимо израсходовать G_m, G_f и G_d кг сырья. При этом неизбежно получается C_L кг побочного продукта. Тогда ур-е мат-го баланса будет G_M+G_F+G_D= G_E+G_L+G_П, где G_П—непроизводительные затраты сырья и готового продукта, которые обусловлены неполнотой хим. превращений, а также механическими потерями при транспортировке и храпении сырья и готового продукта.Для расчета G_E и G_L применяют кинетические ур-я типа u= kv∆C или u =k∆C, u = kF∆C, u= dG/dτ=k’P^a+b.Все матер. расчеты сводятся в общую таблицу. Энергетический баланс составляют на основе за­кона сохранения энергии, в соответствии с которым в замкнутой си­стеме сумма всех видов энергии постоянна. Обычно в химико-техно­лог. процессах составляется тепловой баланс.Применительно к тепловому балансу закон сохранения энергии может быть сформулирован: приход теплоты в данном цикле про­изводства должен быть точно равен расходу ее в этом же цикле. При этом должна быть учтена вся теплота, подводимая в ап-т и выде­ляющаяся (поглощающаяся) в результате хим. реакции или физического превращения; теплота, вносимая каждым компонентом, как входящим в процесс или ап-т, так и выходящим из него, а также теплообмен с окр.средой.Тепловой баланс, как и матер., выражают в виде формул, таблиц и диаграмм. В ур-е теплового баланса входят следую­щие величины:1)Q_Ф - физическая теплота материалов, поступающих в процесс ими ап-т, которая в некоторых справочниках наз-ся теп­лосодержанием материалов; 2) Qр - теплота, выделяющаяся в ре­зультате хим. реакции; 3)Q_ф.р - теплота, выделяющаяся в результате физических превращении вещества (физической абсорб-пии, адсорбции, кристаллизации и т. п.); 4)Qo - теплота, подводи­мая в ап-т (или процесс) извне, например обогрев. Перечисленные величины составляют статьи прихода.Расход теплоты составляют следующие величины:1)Q'ф - физическая теплота продуктов, выходящих из ап-та или процесса; 2) Q’_p - теплота, которая затрачивается на эндотер­мическую реакцию;3) Q’_ф.п -теплота, поглощающаяся в результате физических превращений (плавление, испарение, десорбция и т. п.); 4) Q_п - потери теплоты в окр.среду. Таким образом, полное ур-е теплового баланса, составлен­ное для одновременного протекания процессов с выделением (Q_р, Q_ф.п) и поглощением (Q’_p, Q’_ф.п) теплоты, принимает вид Q_ф+Q_p+ Q_ф.п+ Q_o= Q’_ф+ Q’_p+ Q’_ф.п+ Q’_п. Теплоту, вносимую с материалом, обычно подсчитывают по ур-ю Q_ф=GсТ, где G-масса материала;с -средняя теплоемкость материала;Т- тем-ра.Подвод теплоты в ап-т (обогрев) Q_o можно учитывать по потере теплоты теплоносителем, например для греющей воды Q_о=Gc(T_н-T_к), для пара Q_o=Gr, или по формуле теплопередачи через греющую поверхность Q_о=k_tF(T_г-T_х)*τ,, где Тн и Тк - начальная и конечная тем-ра воды; r - теплота парообразования; k_T -общий коэф-т тепло­передачи;F-поверхность, через которую осущ-ся тепло­передача;Тг —тем-ра греющего вещ-ва; Тх—тем-ра нагреваемого (холодного) материала; τ —время теплопередачи. Потери теплоты в окр.среду рассчитывают по послед-му ур-ю.По данным матер-го и теплового балансов определяются так­же часовые потоки сырья, готовой продукции, побочных материалов и отходов производства; часовые расходы воды, теплоносителей, элек­троэнергии.

Нитрозные газы

15)Классификация реактивов по режиму движения реагентов и по температурному режиму. Наиболее важными критериями для классификации хим. реакторов явл-ся: 1) непрерывность, или периодичность, опера­ции; 2) режим движения и перемешивания реагентов; 3) температур. режим в реакционном объеме ап-та. Режим движения реагентов. Раз­личают два предельных типа реакторов непрерывного действия: иде­ального вытеснения и полного (идеального) смещения (перемешива­ния). Реактор идеального вытеснения характ-ся тем, что реагенты последовательно «слой» за «слоем» без пере­мешивания ламинарным потоком проходят весь реакционный путь, определяемый, как правило, длиной (высотой) ап-та, которая обычно бывает значительно больше его диаметра. Время пребывания τ' любого элемента объема равно среднерасходному времени τ_ср, оп­ределяемому по ур-ю τ'= τ ср=υ/Vp = H/ω, где v—реакционный объем ап-та;Vp—объемный расход ре­агентов; Н—высота (длина) реакционного пространства; ω —фик­тивная, рассчитанная на полное сечение скорость потока. Интенсивность перемешивания реагентов обычно характеризуют диффузионным критерием Пекле: Peд = ωH/Dэ где Dэ —эффективный коэф-т диффузии, зависящий от коэф­-в диффузии молекулярной — D_M и турбулентной (конвек­тивной) — D_T. В реакторе идеального вытеснения перемешивание от­сутствует, т. е. Dэ= 0 и диффузионный критерий Пекле Ре = ∞.

Рис.27. Реактор идеального вытеснения – контактный ап-т для эндотермических реакций с катализатором в трубках.

Реактор полного сме­шения характ-ся тем, что частицы реагента (ион, молеку­ла, или зерно твердого материала), попавшие в данный момент време­ни в ап-т, благодаря интенсивному перемешиванию имеет равную со всеми частицами вероятность первыми покинуть его.Здесь любой элемент объема мгновенно смешивается со всем содержимым реактора, так как скорость циркуляционных движений по высоте и сечению ап-та во много раз больше, чем скорость линейного перемещения по оси реактора.Эффективный коэф-т диффузии в этом случае Dэ = ∞ и в соответствии с уравнением Pe_д = ωH/D_э критерий Ре = 0. Физической моделью реактора полного смешения может служить смеситель с пропеллерной или какой-либо иной интенсивной мешалкой.

Рис. 33. Реактор полного смешения апп-т с кипящим слоем зернистого материала с мешалкой.

Температурный режим. По тем-му режиму реакторы подразделяются на адиабатические, изотермические и политерми­ческие, называемые также программно-регулируемыми.

1)Адиабатич. реакторы при спокойном (без пе­ремешивания) течении потока реагентов не имеют теплообмена с ок­р. средой, т. е. снабжены хорошей тепловой изоляцией. Вся теплота реакции аккумулируется потоком реагирующих веществ. Скорость реакции на входе в ап-т (малые степени превращения) мала из-за низкой тем-ры системы, а на участках, близких к выводу, она также мала, так как степень превращения стремится к х_р (или к единице). По типу, близкому к адиаб-му реактору вытеснения, ра­ботают контактные аппараты с фильтрующим слоем катализатора, камерные реакторы для осущ-я гомогенных превращений, прямоточные и др.2) Изотермические реакторы имеют постоянную тем­-ру во всех точках реакционного объема, т. е. (t_к = t_ср) во вре­мени и пространстве. Скорость процесса опред-ся только кон­центрацией реагир. компонентов.Способы достижения изотермичности различны. Можно прибли­зиться к изотермическим условиям процесса при помощи теплообменных устройств, помещенных в реакц. объем (для отвода теплоты в экзотермических и подвода в эндотермических реакциях). При этом в каждом элементарном объеме ап-та отвод или подвод теплоты Q_п должен быть равен теплоте реакции Q_p, т. е. Q_p=q_pC⁰_иxG=k_tF∆t_срτ= Q_п, где k_t — коэф-т теплопередачи через теплообменную поверх­ность F при средней движущей силе ∆t_cp за время τ. Изотермический режим достигается при интенсивном перемеши­вании реагентов а ап-те с мешалкой и в реакторах со взвешенным (кипящим, пенным) слоем, т. е. в ап-ах, в которых гидродинами­ческий режим обеспечивает приближение к полному перемешиванию реагентов с продуктами реакции и инертными компонентами.Такие реакторы могут работать изотермически при регулировании тем-ры путем установки теплообменников (но без равенства (Q_п и Q_p) или же изотермически и адиабатически одновременно, когда во всем объеме тем-ра равна конечной. Изотермический режим приближенно соблюдается при малом зна­чении λ, т. е. в реакторах с малой концентрацией исходных веществ и в реакциях с малым тепловым эффектом. В отдельных случаях изотермичность в реакторе достигается за счет теплового равновесия экзо- и эндотермического превращении экзотермической реакции. 3)Политермическими наз-ся реакторы, в которых теплота реакции лишь частично компенсируется за счет отвода (под­вода) теплоты или процессов с тепловым эффектом, противоположным по знаку основному. Поскольку частичный подвод теплоты рассчитывается (программируется) при проектировании и может регули­роваться при колебаниях режима, такие ап-ты называют также программно-регулируемыми. К политермическим ап-ам относят реакторы с малой степенью смешения реагирующих вещ-в и тепло­обменниками, помещенными внутри реакционного объема, например трубчатые контактные ап-ты.

16)Изменение концентрации реагентов, степени превращения и скорости реакции в реакторе идеального вытеснения. Реактор идеального вытеснения представляет собой длинный канал, через который реакционная смесь движется в поршневом режиме(Рис 5.4.Схема реактора идеального вытеснения). Каждый элемент потока, условно выделенный двумя плоскостями, перпендик-ми оси канала, движется через него как твердый поршень, вытесняя предыдущие эл-ты потока и не перемешиваясь ни с предыдущими, ни со след-ми за ним эл-ми. Естественно, что при проведении хим. реакции, например реакции, в кот. учасвуют два или более реагентов перемешивание участников реакции явл. необход. услов-ем ее осуществл., иначе невозможным будет контакт между разноименными молек-ми, в результ. кот. и происходит элементарный акт реакции. Если в реакторе идеального перемешивания носит глоб-ый хар-р и благодаря ему парам. процесса полностью выравниваются по объему апп-та, в реакторе идеалного вытеснения перемеш-ие явл. локальным: оно происх. в каждом эл-те потока, а между соседними по оси реактора эл-ми перемеш-ия нет. Идеальное вытеснение возможно при выполн. допущений: 1) движущийся поток имеет плоский профиль линейных скоростей; 2) отсутств. перемеш-ие в направлении оси потока; 3) в каждом отдельно взятом сечении, перпенд-ом оси потока параметры процесса(концентр., температ., и т.д.) полностью выровнены. По длинне(высоте) изотермич. реактора монотонно уменьш. концентрац. реагентов и скорость реакции т.к. исходные реагенты расход-ся, а выход продукта увелич.(Рис 25 Изменение концентрации реагентов(а), степени превращения(б) и скорости реакции(в) в реакторе идеал. вытесн-ия).

17)Изменение концентрации реагентов, степени превращения и скорости реакции в реакторе полного смешения. Для модели идеал-го смешения принимается ряд допущений. Допуск., что в результ. интенсивного перемешив-ия устанавл-ся абсолютно одинак. усл-я в любой точке реактор: концентрации реагентов и продуктов, степени превращения реагентов, температ., скорость хим. реакции и т.д. Концентрация участников реакции в выходном потоке в момент времени τ строго равны концентрациям тех же вещ-ств в реакторе. Чтобы перечисленные допущения могли быть выполнены необход. принять еще одно: переход от одной концентрации к другой в реакторе идеального смешения не должен имеет протяженности во времени. Изменение концентрации исходного реагента от начальной во входном потоке в момент времени τ до концентрации в реакторе в этот же момент времени должно происходить мгновенно. Приблизиться к режиму идеального смешения можно обеспечив интенсивное перемешивание реакционной смеси мехонич-ми мешалками или циркуляционними насосами. Смешение близкое к идеальному легче выполнить в емкостных апп-ах с приблизит. равными диаметром и высотой. Изменение концентр. реагентов, степени превращения искорости превращ-я(u) по объему реактора полного перемешивания изображены на Рис. 30 Изменение концинтрац. (а), степени превращ-я (б) и скорости превращ-я(в) в реакторе полного перемештвания.

Истинное время пребывания отдельной частицы в реакторе полного перемешивания может колебаться от 0 до ∞, а средн. время пребывания τ_ср находится по ур-ю: τ'= τ _ср=υ/V_p = H/ω, где v —реакционный объем аппарата; V_p—объемный расход реагентов; Н —высота (длина) реакционного пространства; ω —фиктивная, рассчитанная на полное сечение скорость потока. Скорость процесса можно представить как: u=G/τ=k_cυ∆C_k, где υ – реакционный объем; ∆C_k – конечная движ-щая сила. Увеличение числа оборотов n смесительного устройства (или ско­рости потоков газа и жидкости) обеспечивает, с одной стороны, наи­большее приближение аппарата к реактору полного смешения, а с другой — к росту скорости процесса до некоторого предела (рис. 32 Зависимость скорости процесса u от числа оборотов n мешалки в реакторе полного смешения), при достижении, которого скорость превращения и может убывать. Оптимальное значение n соответствует такой степени превращения, при которой диффузионные сопротивления уже незначительны, но движущая сила процесса снижается вследствие усиления перемеши­вания. Поэтому чрезмерное увеличение скорости вращения мешалки может оказаться экономически нецелесообразным.

18)Изменение концентрации основного исходного вещества по ступеням каскада реакторов полного смешения.

Каскад представляет собой несколько последовательно соединенных проточных реакторов идеального смешения (Рис 5.9. Схема каскада реакторов идеального смешения)

Реакционная смесь проходит через все секции. Можно рассматривать в кач. примера такой модели не только систему послед-но располож. отдельных апп-ов, но и проточный реактор, разделенный внутри на секции. Например, близка к такому типу апп-та тарельчатая барботажная колонна (Рис. 5.10 Схема секционного апп-та с перемешиванием).

Для каскада реакторов идеального смешения должны выполняться допущения: 1) в каждой секции каскада выполн. условия реактора идеального смешения(мгновенное изменение парам-ов процесса, равенство парам-ов во всех точках секции и в потоке, выходящим из нее); 2) отсутствие обратного влияния: каждый последующий реактор не влияет на предыдущий. На рис. 5.11 сравнивается хар-тер изменения концентрации исходного реагента при прохождение реакционной смеси через различные реакторы. Рис 5.11. Изменение концентрации реагента при прохождении реакционной смеси через последовательные секции единичного реактора идеального смешения (1), реакторы идеального вытеснения (2) и каскада реакторв идеального смешения (3). В каскаде реакторов полного перемешивания состав реакционной смеси изменяется при переходе из одного апп-та в другой, а в каждом реакторе концентрационные и тем-ные поля безградиентны. Расчет каскада реакторов осущ-ся путем суммирования всех изменений, происход-щих в каждой ступени каскада. Поэтому концентрация основн. вещ-ва выходящего из N-го реактора каскада, для необротимой реакции первого порядка определяется как С_ИN=С_И⁰/(1+k_Cτ)^NВыходной параметр для первой секции(концентрация) явл. входным параметром для второй секции.Расчет каскада реакторов идеаль. смешения обычно сводится к определению числа секций заданного объема необходимых для достиж. определенной глубины превращения, или к определению состава реакц/ смеси на выходе из i-ой секции каскада.

19)Общий вид и приемы поддержания темпер-го режима в адиабатич-х,изотермич-х и политермич-х ап-тах. По темпер-му режиму реакторы подразделяются на адиабатич., изотермич. и политерми­ч.(программно-регулируемые). Адиабатич. реакторы при спокойном (без пе­ремешивания) течении потока реагентов не имеют теплообмена с ок­р. средой, т. е. снабжены хорошей тепловой изоляцией.Вся теплота реакции аккумулируется потоком реагирующих вещ-в.Темпер-ый режим процесса в любой точке по высоте реактора опис-ся ур-ем:t_K=t_H± (∑q_P *X/Gc) =t_H±(C_И⁰q_P/c),где t_K, t_H —конечная и начальная тем-ры системы; q_p —тепловой эффект реакции (процесса) при полном превра­щении исходного вещ-ва или же при полном переходе основного компонента из одной фазы в другую в гетерогенных процессах; G — общее кол-во реакционной смеси, кг; с — средняя теплоемкость смеси в интервале тем-р t_н — t_к, кДж/(моль * К): Х— степень превращения.Это соотношение представляет собой ур-е прямой- t_K= t_H±λx, где λ – адиабатический коэф.процесса. Знак «+» соответствует протеканию экзо-, знак «-» —эндотер­мического процессов. Величину λ можно определить как тангенс угла наклона прямой (рис. 36).

Рис. 36. Зав-ть конечной тем-ры процесса t_к от степени превращения х для экзотермич. (а) и эндотермич. (б) реакций в адиабатическом реакторе идеаль. вытеснения.

Рис. 37 Изменение тем-ры t, скорости реакции u и степени превращения х по высоте адиабатич. ректора идеально вытеснения. Скорость реакции на входе в ап-т (малые степени превращения) мала из-за низкой тем-ры системы, а на участках, близких к выводу, она также мала, так как степень превращения стремится к х_р (или к единице).По типу, близкому к адиабатич-му реактору вытеснения, ра­ботают контактные ап-ты с фильтрующим слоем катализатора, камерные реакторы для осущ-я гомогенных превращений, прямоточные абсорберы с изолирующей футеровкой и др. Изотермические реакторы имеют постоянную тем­-ру во всех точках реакционного объема, т. е. (t_к = t_ср).Скорость процесса определяется только кон­центрацией реагирующих компонентов.Способы достижения изотермичности различны. Можно прибли­зиться при помощи теплообменных устройств, помещенных в реакционный объем (для отвода теплоты в экзотермич. и подвода в эндотермич. реакциях). При этом в каждом элементарном объеме ап-та отвод или подвод теплоты Q_п должен быть равен теплоте реакции Q_p, т. е. Qp=q_pC⁰_иxG=k_tF∆t_срτ= Q_п, где k_t — коэф-т теплопередачи через теплообменную поверх­-ть F при средней движущей силе ∆t_cp за время τ. Изотермич. режим достигается при перемеши­вании реагентов а ап-те с мешалкой и в реакторах со взвешенным (кипящим, пенным) слоем, т. е. в ап-ах, в которых гидродинами­ческий режим обеспечивает приближение к полному перемешиванию реагентов с продуктами реакции и инертными компонентами.Такие реакторы могут работать изотермически при регулировании тем-ры путем установки теплообменников (но без равенства (Qп и Qp) или же изотермически и адиабатически одновременно, когда во всем объеме тем-ра равна конечной. Изотермич. режим приближенно соблюдается в реакторах с малой концентрацией исходных вещ-в и в реакциях с малым тепловым эффектом. В отдельных случаях изотермичность в реакторе достигается за счет теплового равновесия

экзо- и эндотермического превращении, например компенсацией теп­лоты экзотермической реакции испарением растворителя (воды). Политермическими наз-ся реакторы, в которых теплота реакции лишь частично компенсируется за счет отвода (под­вода) теплоты или процессов с тепловым эффектом, противоположным по знаку основному. Поскольку частичный подвод теплоты рассчитывается (программируется) при проектировании и может регули­роваться при колебаниях режима, такие аппараты называют также программно-регулируемыми. К политермич. ап-ам относят реакторы с малой степенью смешения реагирующих веществ и тепло­обменниками, помещенными внутри реакционного объема, например трубчатые контактные аппараты. Тем-ра по высоте H таких ап-ов при осущ-ии экзотермических процессов изменяется по характерной кривой (рис. 38).

Рис.38. Изменение тем-ры по высоте политермич. реактора.