/
Text
Министерш во высшего и среднего спеииального образования СССР
Московский ордена Ленина и ордена Трудового Красного Знамени
химико-технологический институт имени Д. И. Менделеева
t 5$ 6
И М. ЖЕРНОВАЯ. В. В. КАФАРОВ
МОДЕЛИРОВАНИЕ
И РАСЧЕТ ХИМИЧЕСКИХ РЕАКТОРОВ
С ГАЗОЖИДКОСТНЫМИ СИСТЕМАМИ
Текст 1екций
Москва — 1982
МИНИСТЕРСТВО ВЫСШЕГО И СРЕДНЕГО СНЕ^ЮЬНОГО ОБРАЗСВ/иЫЯ СССР
Московский ордена Ленина и ордена Трудового Красного Знамени
химико-технологический институт им.Д.И.Менделеева
И.М.ЖЕРНОВАЯ, Я.В.КАФАРОВ
МОДЕЛИРОВАНИЕ И РАСЧЕТ ХИМИЧЕСКИХ РЕАКТОРОВ С
ГАЗОЖИДКОСТНЫМИ СИСТЕМАМИ
Утверждено ученым советом института в качестве
учебного пособия
Москва - 1982
УДК 66.0^’3:51.001.57
Дерновая И.М., Кафаров В.В.
Молппчрование и расчет химических реакторов с газожидкостными
системами. JJiMtOT лекций. М., МХП им. Д.И. Менделеева, 19ЙВ,
-19с.
Ь тексте лекций на основе системного анализа сложных химико-
техч' логических процессов рассмотрены вопросы моделирования и
расчета химических реакторов для проведения газожидкостных реакций.
Доля классификация газожидкостных реакторов, их математическое
f и ’ирование я методика расчета.
Текст лекций предназначен для студентов специальности 0834 -
"О' ’овнме процессы химических производств и химическая кибернетика"
Ил, 10, табл. Б, список литературы - 6 наэв.
Рецензенты: к.т.н. Михайлов Г,В, < НИУИФ );
профессор, д.х.н. Швец В.Ф. (МХТИ им. Д.И. Менде-
леева); профессор, д.х.н. Манаков М.Н. (МХТИ
мм, Д.И. Менделеева)
‘i *.к( ;.ский химико-технологический институт
ИИ. Л. Я. tfe ьде 4°vb ч 7 1962
- 3-
Введение
Химические реакторы являются одними из самых важь_и *1 охдошсгх-
ческих узлов, поскольку они образуют основу большинства хкиико-тех-
дологических систем и в значительной степени определят эфф ктивностъ
функционирования всей схемы в целом. Развитие химической промышлен-
ности, создание безотходных и малоотходных технологических процессов,
внедрение агрегатов большой единичной модности, предъявляют повышен-
ные требования к расчету и проектированию химико-технологического
оборудования , в частности, химических реакторов.
В последнее время исследование химико-технологических процессов
развивается на оазе системного анализа, с позиций которого решаются
задачи моделирования, оптимизации, управления, автоматизированного
проектирования. При использовании системного анализа химические про-
цессы рассматриваются на двух уровнях: микро- и макрокинетических
уровнях.
К микрокинетическим факторам относится совокупность физико-хими-
ческих эффектов, определяющих скорость протекания физико-химических
явлений на молекулярном (атомарном) уровне. Микрокинетика химиче-
ских процессов описывается в виде кинетических уравнений (обычно
нелинейных).
Время превращения реагентов до заданных концентраций, рассчитан-
ное по кинешческим уравнениям, и фактическое время тгпебывания pearei
тов в аппарате, ооычно не соответствуют друг другу счет искаже-
ния поля концентрации из-за воздействия макрофакторов, таких, как
влияние гидродинамической структуры потоков, наложение концентра-
ционного поля за счет диффузии, наложение температурного поля и
т.д. /I/.
Поэтому при расчете промышленных химических процессов наряду
- 4 -
со знанием кинетики хю’.ческих реакций, характеризующей микро-*
кинетику процесса, необходим учет макрокинетических параметров,
отражающих макрокинетику процесса» т.е. поведение системы в
асжтабе аппарата.
реализацией системного анализа при моделировании химических
реакторов является блочшЯ принцам построения математической
одела, согласно которому модель формируется из отдельных сос-
тавляющих блоков: "Мвкрокянетика*, "Гидродинамика", "Маосопере-
дача", "Теплопередача". Последние блоки составляют более общий
блок "Макрокинетнка". Имея информацию о каждом блоке, ва зак-
лючительном этапе моделирования матеветачеокие описания всех
сторон рассматриваемого процесса объединяются в полную матема-
тическую модель/ 2 /.
Представление математической модели химического процесса
в виде совокупности подсистем (блоков) позволяет в свою очередь
представить процедуру построения модели как совокупность опе-
рации по составлению математических моделей отдельных подсистем.
Особне требования, которне стали предъявлять к математиче-
ским моделям химических реакторов, возникли в связи о разви-
тием систем автоматизированного проектирования химико-техноло-
гических систем.
рассматривая характеристики я задачи программ автоматизиро-
ванного расчета технологических схем, можно внделить некоторме
основные черт», которыми должна обладать модель химического
реактора: I. Структура модели должна соответствовать оововвш
функциям системы, т.е. расчету материального и теплового ба-
лансов. Поэтому как структура модели, так в внбор проектных
переменных должны соответствовать этой основной задаче. 2.Мо-
дель должна удовлетворять двум противоречивым требованиям (обес-
печивать желаемую точность и приемлемое время выполнения расче-
-5 -
тов). Как правило, принимается компромиссное решение. 3. Алго-
ритм модели должен бить достаточно общим, чтобы данная модель
могла быть использована для широкого набора химических реакций,
которые могут встретиться при моделировании технологической
схемы.
Таким образом, при разработке математических моделей хими-
ческих реакторов необходимо использовать как сложные модели
химического процесса, которые позволяют глубже познавать сущ-
ность происходящих физико-химических явлений, так и упрощенные
модельные представления, которые можно было бы далее реализовы-
вать в системах автоматизированного проектирования.
В ходе химико-технологических процессов химическому прев-
ращению подвергаются разнообразные вещества, обладающие раз-
личными физико-химическими свойствами. Разнообразна и сане,
природа химического взаимодействия. Естественно, что этому
многообразию процессов соответствует и многообразие химиче-
ских реакторов. Классифицировать реакторы можно по двум харак-
терным признакам: I. Фазовый признак реагирующих систем - их
гомогенность или гетерогенность, 2. организация процесса (ха-
рактер работы реактора) - непрерывный, полунепрерывный, перио-
дический, циклический.
В реакторах для гомогенных систем процесс протекает в од-
ной фазе и не сопровождается фазовыми переходами. Отсутствие
переноса вещества или энергии через границу раздела фаз явля-
ется основным признаком гомогенных процессов. При этом реактор
Moxej быть заполнен инертной насадкой или в него может пода-
ваться инертное вещество, например, газ для барботажного пере-
мешивания и др. Гомогенные системы могут быть жидкофазными
и газофазными.
В реакторах гетерогенных систем всегда помимо химиче-
- 6-
оного превращения происходит процесс маосопередачи и (или)
теплопередачи. Наиболее распространенными являются процессе,
протекающие в гетерогенных системах газ-жидкость, жидкость-
жидкость, газ-твердое тело, жидкое ть-твердое тело, газ-жид-
кость- твердое тело (катализатор).
Одной из важнейших характеристик гетерогенных систем яв-
ляется структура реакционной фазы - реакция может протекать в
сплошной, дисперсной фазе или одновременно в обеих фазах. В
большинстве практических случаев процесс организуют таким об-
разом, чтобы реакция протекала в сплошной фазе, что позволяет
повысить эффективность реакционного объема.
Согласно второму признаку классификации химические реакторы
разделяются на реакторы периодического действия (чаще всего
аппараты о мешалками), непрерывного действия (аппарат с ме-
шалками, каскады реакторов С мешалками, реакторы трубчатого
типа, колонные реакторы и др.)
Промежуточное положение занимают реакторы полупериодиче-
ткого или полунепрерывного действия (реактор о мешалкой, труб-
чатый реактор с распределенным вводом и др.) Полупери одическая
ерганизация процесса может использоваться:
I. При проведении реакций в системах газ-жидкость.
2. Для управления высокоэкзотермическими реакциями.
3. Для увеличения гыхода продукта и селективности сложных
химических реакций.
В дальнейшем будут рассмотрены реакторы для проведения газо-
жидкостных реакций, их расчет и проектирование.
£ Газожидкостные реакции и реакторы для их
осуществления
Гетерогенные реакции, протекающие, в системе газ-жидкость,
охратнряют многочисленные процессы химической технологии, та-
кие как: процессы основного органического синтеза, получение
полупродуктов и красителей, процессы полимеризации, микробио-
логические и др. Кроме того, взаимодействие меаду паром и жид-
костью, происходящее при абсорбции газа раствором жидкости,
используется в промышленности для очистки газовых смесей.
Указанные промышленные процессы основаны на реакциях меж-
ду реагентами, находящимися в различных фазах. Подобные реак-
ции осложняются тем, что реагенты до начала взаимодействия долж-
ны переместиться по крайней мере к поверхности раздела фаз.
Следовательно, скорость гетерогенной реакции, кроме химических
факторов, зависит также от физических факторов, влияющих на
скорость масоопередачи между фазами. К физическим факторам от-
носятся:
I. величина поверхности раздела фаз, которой в определенных
условиях, пропорциональна скорость реакции. Поверхность разде-
ла фаз можно увеличить путем дробления дисперсных частиц, дис-
пергирования жидкостей или газов при помощи разбрызгивания их
через форсунки.
2. Скорость диффузии реагентов к поверхности раздела фаз,
на которую влияют главным образом относительные скорости пере-
мещения фаз, давление газовой фазы и в меньшей степени темпе-
ратура системы. Кроме того, существенное значение имеют физи-
ческие свойства реагентов и геометрическая конфигурация систе-
ма.
3. Скорость диффузии продуктов реакции из рабочей зоны.
Этот* фактор играет роль лишь в случае обратимых реакций, если
только концентрация указанных продуктов не очень велика, чтобы
повлиять на скорость диффузии реагентов.
Основным параметром, характеразующим эффективность реакто-
ров для систем газ-жидкость, является взаимодействие фаз, от
которого зависит величина межфазной поверхности. Поэтому аппа-
раты для проведения таких процессов должны конструироваться
так, чтобы в них максимально разбивалась поверхность контакта.
В соответствии о этим, в основу классификации газожидкостных
реакторов может бЬть положен принцип образования межфазной
поверхности. Все многообразие конструкций газожидкостных реак-
торов можно условно свет ж трам основным группам / 2 4
I. Реакторы о поверхностью контакта, образуемой в процессе
движения потоков (барботажные реакторы, полые, насадочные,
секционированные),
2. Реакторы с внешним подводом ввергни (реакторы о меха-
ническими мешалками, пульсационные).
3. Реакторы о фиксированной поверхностью фазового контакта
(пленочные реакторы, в которых контакт газа осуществляется о
жидкостью, стекающей в виде тонкой пленки по стенкам реактора).
В каждой группе могут сыть реакторы различного типа (см.
нике), имеющие различное конструктивное исполнение, что, в свою
очередь, определяет особенности гидродинамики, тепло- и маосо-
обмена, а, следовательно, и условия прошшлеиного использова-
ния/ 3 4
/U. Реакторы барботажные
Эта группа реакторов, отличающихся прежде всего простотой
конструктивного исполнения в, следовательно» высокой експлуата-
ционной надежностью. Используются они как при периодическом,
так и цри непрерывном процессах обработки жидкостей. Общим
признаком для аппаратов этой группы является естественное дис-
пергирование газа при подъеме его пузырей в жидкости. Движение
жидкости или газожидкостной смеси в зависимости от конструкции
, 9 -
аппарата может бить различным.
Реактор_барботамий колонный. Аппарат такого типа (рис. / )
выполняется в виде вертикальной колонны I о размеренными внизу
газораопределителями - барботерами 2. Колонна может быть пусто-
телой или секционированной горизонтальными перегородками 3,
служащими промежуточными газорас пре делителями и уменьшающими
продольную циркуляцию жидкости. Теплообменными устройствами
служат размещенные внутри змеевики или стенки аппарата, заклю-
ченные в рубашку.
Пропускная способность колонн по газу лимитируется его
приведенной скоростью (отнесенной к площади свободного сечения
аппарата), которая обычно не превышает 0,1 м/с. При более высо-
ких скоростях значительно возрастает газосодержание, что при
заданном количестве обрабатываемой жидкости приводит к неоправ-
данному увеличению общего объема реактора. Кроме того, при вы-
соких скоростях газа возникают крупномасштабные пульсации, вле-
кущие за собой пульсацию давлений и вибрацию аппарата. Пропуск-
ная способность по жидкости (при непрерывном процессе) опреде-
ляется необходимым временем пребывания ее в колонне.
С точки зрения математического моделирования (при упрощен-
ном подходе) барботажные колонны, не секционированные горизон-
тальными перегородками, обычно относят к аппаратам идеального
смешения по жидкой фазе и вытеснения по газовой. При
секционировании каждая секция рассматривается как аппарат
идеального смешения.
^Реактор барботажный газлифтный. Газлифтный реактор (рис. 2)
отличается от барботажной колонны тем, что внутри корпуса I
установлены одна или несколько барботажных труб 2, в которые
с помощью газораспределителя 3 вводится газ. При подаче газа
в заполненный жидкостью аппарат в барботажных трубах образуется
40 -
гаэожвдвэстная смесь, плотность которой меньше плотности одно-
родясА жидкости в циркуляционной зоне (на рис. 2 в межтруб-
ном пространстве), вследствие чего в аппарате возникает цирку-
ляция жидкости о восходящим потоком смеси в барботажных трубах.
Максимальная приведенная скорость газа в барботажных трубах,
опг^челяющая нагрузку аппарата по газу, составляет 2м/с, что
в пересчете на свободное сечение кожуха аппарата даст скорость
до 1м/с. скорость циркулирующей жидкости может достигать 1-2м/с.
При математическом моделировании отдельную барботажную
трубу можно принимать близкой к аппаратам идеального вытеснения
как по жидкой, так и по газовой фазам, однако в целом реактор
по жидкой фазе следует считать аппаратом идеального смешения.
Реактор барботажный змеевиковый. Наиболее распространенная
конструкция змеевикового реактора (рис. 5 ) представляет со-
бой рад вертикальных труб I, последовательно соединенных кала-
чами 3. В нижней части первой трубы установлен смеситель газа
и жидкости 2. Последняя труба соединена с сепаратором 4, а ко-
тором происходит отделение газа мт жидкости.
В отличие от газлифтного трубчатого реактора в этом аппара-
те существует как восходящее движение газожидкостной смеси (в
нечетных трубах) так ж нисходящее (в четных трубах). Устойчивые
»идродивамические режимы наблюдаются при приведенных скоростях
газа от 0,3 до Юм/с й жидкости от 0,4 до 2м/с.
Змеевиковый реактор ^целесообразно применять для проведения
химических реакций о малым временем превращения - не более
15-20 мин , в противном случае его длина и сопротивление стано-
вятся слишком большими. Особеью перспективно его применение
для реакций, протекающих при высоких давлениях, так как при
малых диаметрах труб (по сравнению с диаметрами барботажных
колонн) толщина их стенок, рассчитанная из условий прочности,
Рис.I. Реактор барботажный Рис.2. Реактор барботажный Рис.З. Реактор бамоотажны;
колонный газлифтный змеевиков!*..
- 42-
будет небольшой, что способствует лучшей передаче тепла черев
стенку.
С позиции математического моделирования этот реактор близок
ж аппаратам идеального оттеснения. На него можно распространить
и метод элементного моделирования, если результата исследований
получены на модели, состоящей из двух труб о восходящим и нис-
ходящим движением газожидкостной смеси.
1 £. Реактора с механическим диспергированием газа в
жидкости
При механическом перемешивании жидкости вследствие развитой
турбулентности достигается наиболее тонкое диспергирование газа,
что при достаточно вне оком газос одержана и создает большую
удельную поверхность контакта фаз.
Реактор с мешалкой в свободном объема. Такой аппарат (рис.4)
выполняется в виде сосуда I .с мешалкой 2» под которую через
трубу-барботер 3 вводится газ.
Наиболее эффективными устройствами для диспергирования
газа в жидкости считаются турбинные открыто мешалки о прямыми
и изогнутыми лопастями. Такая мешалка создает в аппарате два
циркуляционных контура газожидкостной смеси (вад мешалкой и
под ней). Пропускная способность по газу реакторов с мешалкой
в свободном объеме ограничена режимом захлебывания, когда при
достижении некоторого расхода газа, подаваемого в аппарат, из-
быточное его количество не диспергируется в жидкости, а, об-
текая мешалку, поднимается вверх вдоль вала. При перемешивании
наиболее эффективными турбинными мешалками открытого типа этот
режим наступает при скорости газа в свободном сечении аппарата
0,05-0,1м/с.
Расход жидкббти определяется временем ее пребывания в аппа-
рате, обеспечивающим заданную степень превращения вещества в
I
Рис.4.Реактор с мешалкой в
свободном объеме
Рис.6. Реактор со свободно
стекающей пленкой
Рис.5. Реактор с мешалкой в
циркуляционном контуре
жидкой фазе.
При математическом моделировании реакторы с мешалками рас-
сматривают как аппараты идеального смешения. Практика показала,
что при переходе от малой модели к промышленному аппарату наб-
людается снижение его эффективности.
Реактор_с_мешалкой в диркулвдионном контуре. Этот аппарат
(ржа. 5 ) имеет герметический электропривод I, установленный
на крышке сосуда 2. Винтовая мещанка 3, размещенная в узкой
части центральной труби 4, создает интенсивную циркуляцию жид-
кости. Изотермические условия реакции обеспечиваются вводом
теплоносителя в рубашку 5. газожидкостная смесь заполняет весь
объем сосуда 2, а газ выводится из выносного сепаратора 6.
Пропускная способность аппарата по геэу определяется предель-
ным значением газосодержания системы, при котором происходит
срыв работы мешалки. Это наступает при приведенной скорости
газа в центральном стакане 0,2-0,3 м/с.
УЛ. Реактогж пленочке
Аппараты о пленочным течением жидкости до сих пор не полу-
чили широкого применения как химические реакторе. Однако в
ряде случаев они оказываются наиболее приемлемыми устройствами
для проведения химических превращений в системах газ-жидкость.
Прежде всего это относится к случаям быстрых реакций, когда
объемное соотношение расходов газа и жидкости, участвующих в
реакции очень велико, т.е. когда мала концентрация реагирующе-
го компонента в газовой фазе.
В качестве примера пленочного реактора приведем реактор со
свободно стекающей пленкой. Устройством этого типа является
кожухотрубный аппарат (рис. 6 ). Жидкость, подаваемая на верх-
нюю трубную решетку, равномерно распределяется по трубам 2 и
в виде пленки, образованной оросителем I, стекает вниз. Газ
- 43 -
вводятся в каждую трубу через газовые патрубки з и движется на-*
встречу жидкости. Съем тепла осуществляется теплоносителем, по-
даваемым в межтрубное пространство аппарата. Развитая поверх-
ность теплообмена позволяет проводить в таких аппаратах реакции
о большим тепловым эффектом.
Учитывая малое время пребывания жидкости в трубах, пленоч-
ные реакторы можно рекомендовать для проведения быстрых реакций,
протекающих в диффузионной области. При необходимости время об-
работки жидкости можно увеличить за счет ее рецикла.
Скорость газа в трубках реактора, изображенного на рис. £
во избежание срыва и уноса жидкости при восходящем потоке газа
принимают не более 5-7 м/с.
При математическом моделировании пленочные реакторы считают
аппаратами идеального вытеснения как по жидкой, так и по газовой
фазам.
В табл. 1 приведены предельные скорости фаз в реакто-
рах некоторых типов и простейшие гидродинамические модели струк-
туры потоков фаз, которые могут быть использованы для ориентиро-
вочного расчета указанных типов реакторов.
Характеристики газожидкостных реакторов
Таблица d
Тип реактора Предельные скорости фаз м/с Модели структуры по- токов фаз
газ жидкость газ жидкость
Бйрботажный колон- ный Барботажный газ- лифтный Барботажный зме- евиковый Реактор с мешал- кой Реактор с мешал- кой в циркул.конт. реактор со стека- ющей пленкой Реактор с восходя- щей пленкой 0,1 ' I 0,3-10 0,05-0,1 0,2-0,3 5-7 10-50 определяется временем пребывания 1-2 0,4-2 определяете? временем пребывания 1 идеаль- идеальное ное вы- перемешивание теснение идеальное идеальное вытеснение вытеснение идеальное идеальное вытеснение вытеснение Идеальное идеальное переметив. переметив. идеальное идеальное переметив. переметив. идеальное идеальное Еытеснен, вытеснен. идеальное идеальное вытесн. вытеснен
- <6 ’
2. Математическое моделирование реакторов
с гаеокидхостннми системами
Математическая модель газожидкостных реакций отроется соглас-
но блочному принципу из следующих блоков: микрокинетики, структу-
ры потоков, массо- и теплопередаче к представлена на рис.7.
Блочный принцип построения математической модели газожидкост-
них реакций позволяет отравить сложную стохастико-дотериниро-
ванцую природу явлений, проиоходопмх в ходе химических превра-
щений. Так стохастическая составляющая процесса определяется в
блоке гидродинамики структуры потоков к характеризуется функцией
гас предо до ния алементов потока по времени пребывания. Это учи-
тывается выбором определенной модели структуры потоков (идеаль-
ное перемешивание, идеальное вытеснение, диффузионная и др.).
детерминизм процесса характеризуется классическими законами хи-
"ической кинетики, диффузионной кинетики, термокинетикн
В игом разделе будут рассмотрены вопросы составления моделей
отдельных блоков полной математической модели газожидкостных ре
«Кторов и определения параметров, характеризуюцих модели в усло-
виях проведения процессов в реакторах различных типов.
’пс 7/ 'труггуря "Я'”<»'чтлчс>('1со.п whjj
- 47-
2. i. Кинетика газожидкостных реакций
Рассмотрим простейшую реакцию между двумя реагентами, нахо-
дящимися в газовой и жидкой фазах:
- х * --
О (*)
Предполагая, что реакция протекает в жидкой фазе в что про-
дукт реакции является мало летучим веществом, механизм процес-
са можно представить следующей последовательностью стадий:
I. Транспорт газообразного реагента А к поверхности контакта фаз;
2. Растворение реагента А;
3. Транспорт реагента В из объема жидкости К поверхности кон-
такта;
4. Взаимодействие растворенного реагента А о реагентом В;
5. Транспорт продукта Р из зоны реакции в объем жидкости.
Поскольку химическому взаимодействию веществ предшествует
соприкосновение фаз в переход вещества из одной фазы в другую,
то общая скорость процесса зависит как от скорости собственно
химической реакции, так и от скорости маосопередачи/ 4 /.
Относительные скорости стадий веосопередачи и химического
превращения могут меняться в широких пределах. В одном предель-
ном случае происходит настолько быстрая реакция, что концентрат-
ция растворенного вещества А в жидкости практически мгновенно
снижается до нуля или малого конечного значения, лимитирующей
стадией является масоопередача (диффузионная область). В другом
предельном случае реакция протекает настолько медленно, что ве-
щества в течение всего процесса равномерна распределены в обеих
фазах и скорость процесса целиком определяется скоростью хими-
ческой реакции (кинетическая область). Однако, чаще всего встре-
чаются процессы, для которых скорости обеих стадий сопоставимыэ
и тогда расчет следует вести о учетом как скорости маосопередачи,
так и химической реакции.
- 48-
В Basicкмости от соотношения скоростей химического превра-
щения массопередачв мокко отделить три основ них режима про-
текания газожидкостных реакций:
I. Реакции, протекающие а объеме жидкости (медленные реакции),
2. реакции, протекающие в плевке жидкости (быстрые и мгно-
венные реакции),
3. Реакции, протекающие одновременно в пленке жидкости и в
объеме жидкости (промецгточный режим).
Профили концентраций для этих типов реакций представлена на
рис. 8 / 5 к
Для определения типа газожидкостной реакции вопользуют ха-
рактеристические параметре массопередачв М и£.
Мерой соотношения между количеством растворенного та, ко-
торое реагирует в диффузионной пленке близ поверхности и количе-
ством его, достигающим маосп жидкости в непрореагвровавоем сос-
тоянии, может служить параметр М, значения которого зависят
от порядка химической реакции по компонентам д(порядок реакции-m)
В(порядок- rv\or коэфТчшгента диффузии D, константы скорости
реакции 4. коэффициентамасооотдачи в жидкой фазе t л кон-
7 & *
цыпрацвн растворенного газа в жидкости, равновесной о составом
газа, * концентрация реагента в в объеме жидкости Сл
Я ^0 . г
Величина параметра М может изменяться от 0 до &=> • При I
весь растворенный газ реагирует в пленке и не попадает в непро-
реагировавшем состоянии в массу жидкости. При М=0 имеем дело
с физической абсорбцией, когда ряотворенннй газ диффундирует
от поверхности в массу жидкости, не подвергаясь по пути химиче-
скому превращению. При /л- реакция протекает в объеме
жидкости.
Другим параметром, учитывавшим влияние химической реакции
на сиг'Р отч процесса мясс'М1прецвчн ®яук»-т фдчтог ускорения Е,
- 49 -
Очень медленные реакции
Очень быстрые реакции
Реакции в
•"* пленке жидкости
___Реакции в
---пленке и объеме
жидкости
Рис Л. Распределение концентраций д,1я различных
областей протекания реакций
Параметры хемосорбционного процесса_______
пл Реакции М Afe Е ПЛ
£ первого поряд- ка! по компонен- ту А) м fbh лри (Я Ил^л
г второго поряд- ка (первого по компонентам А и В) tTj fife £ М *xa p„n,
3 л? -го порядка (по компоненту KL Af \f£tM пр*/ М ->& L _
4 (m-wt)-ro по- рядка (/??-го по компоненту А ип-го по номпоненту В) Z» «(-И f!P*J fa+£' l^/a£
- го-
который представляет собой отношение скорости маосопередачи,
сопровождающейся химической реакцией в. Мп * fl ; к скорос-
ти массопередачи. при отсутствии химической реакции flMnx
( 1 )
Фактор ускорения Е можно рассчитывать по некоторому обобщен-
ному соотношению:
(г )
где параметр Me ъяьщьч определять для каждого типа хими-
ческой реакции в зависимости от её порядка, (см.табл.2.).Бели-
чина соответствует фактору ускорения для мгновенной реакции
(3 )
Лля указанных иное режимов реакции можно выделить следующие
области протекания реакций и соответствующие им значения пара-
метров МиЕ, полученных для реакции второго порядка / 6 /,
Реакцииьпротекающие в_объеме жидкости. В атом случае
основное количество реагентов взаимодействует в объеме жидкос-
ти, т.е. выполняется неравенство:
( 4 )
где г я Г - средние скорости реакции в единице объема
жидкости я пленки соответственно, V* в V# -объемы жидкос-
ти я пленки.
Для таких реакций фактор ускорения Erl, т.е, химическая
реакция не влияет на скорость процесса маосоРередачи.
I, КичАтичяокая область
- z<-
для реакци!. протекающих в кинетическо! области принимается,
что концентрация вещества А во всем объеме жидкости постоянна
_ *
равна СА .
Учитывая, что скорость химичеоко! реакция равна
*Щ4.
а скорость масоопередачи:
где а - удельная поверхность контакта фаз,
тогда условие ( 5) в безразмерном виде принимает следукцд!
вид {учитывая 95% приближение к наоицению)
М± 0,05 *Ц05ГМ, ( i
1 ~Q ft
де - характеристически! параметр, оп-
ределявцвв область протекания реакции, tn - время даффувии
. л !.г
2. Диффузионная область - скорость всего процесса лимит»-
руетоя скоростью абсорбции, т.е.
(F )
Для диффузионно! области условие (4 ) принимает вид:
TV^dOirV*
Максимальное значение екорооти реакции
что Г ) получим:
14 445 .
или в бевранмервоы виде:
М&0,(11
{10 )
. Учитывая,
(Я)
(/г)
zz -
Геа-^1Д,_п£отек^ 7&е_в_ пдедк£ йидкрсхих Обычно скорость
таких рааглый лимитируется скоростью маосопередачи (диффузионный
режим), для него справедливо:
(13)
Для реакций. протекаюцлх в кленке жидкости, концентрация пешее гн;
в пленке жидкости (зоне реакции) унижается до очень малой вели-
чины и в пределе достигло- Сд=О;
а) область быстрых реакшхн характеризуется следующим соотно-
шением для условия (13):
а-.
которое в безразмерном виде можно представить как:
где Cfi и средние ^качения концентраций^репеств А и
U з пленке. Принимая С.= л^* и С » гА ,
злтрм условие (1/45), определяло быстрые реакции в пленке,
(14)
) мгновенные реакции j па ту гея
к г/.а
.. ciy-дае, когда ;; .7) 7) , т.--.
G '•J п rj
лкп:гичесчи при око:^г:‘ ;''•'• r Us-r: т
z: * *
генц^итращя! С , а ;гг:т ': уегсл ! ’ ‘ г • « ,f'
к м-экТазной uonr рхпо'тн.
J' Л/ £”£ 1 ‘ •..
ктит,л гаг:
В этом случав скорость реакции необходимо рассчитывать о
учетом как скорости массопередачи, так и химической реакции.
Определение области протекания реакции возможно не только о
помощью приведенных выше расчетов, но и путем лабораторных иссле-
дований, в ходе которых измеряется скорость хемосорбционного
процесса Q. в зависимости от различных параметров: числа обо-
ротов мешалки , скорости газового потока ГЛ , концентра-
ции реагента, находящегося в жидкой фазе Сл , температуры Т.
Различные зависимости скорости процесса и соответствующие им об-
ласти протекания реакции представлены на рис. Q /6 / и определя-
ют:
I. Влияние гидродинамической обстановки в аппарате (числа
оборотов мешалки или скорости газового потока). Отсутствие влияния
характеризует кинетическую область.
2. Влияние концентрации реагента В в жидком фазе 0^ - прояв-
ляется для мгновенных реакций.
3. Влияние температуры: а) с повышением температуры возраста-
ет скорость реакций, соответствующих режиму быстрых реакций •
снижается
поэтому скорость процесса либо незначительно возрастает, либо
снижается.
Условия, определяющие область протекания процесса имеют
ное практическое значение, так как позволяют определять пути его
интенсификации. Так, если процесс протекает г> д-.ipLyзнойной «благ. ,
то увеличивая такие параметры как 4^ и CL за счет увеличена
числа оборотов мешалки или скорости барботирующего газа, можно
перевести реакцию из диффузионной сблаоти в кинетическую, повысив
тем самым скорость химического превращения.
£
б) для диффузионного режима с повышением тгьнературы C#
» и удельная поверхность контакта фаз увеличивают: ч.
- 25-
2.2. Знбор модели структуры потоков в реекторе
и оценка ее параметров
Несмотря на относительную конструктивную простоту реяктщог
для проведения реакций в системен газ-жидкость мод ел ирование их
представляет довольно сложную проблему. Это объясняется пре-то
всего сложностью гидродинамической обстановки, а така-е той, ir.
Многочисленные параметры, определяющие скорость процесса, тег
связаны друг с другом. Результаты моделирования газужягЛ’тн”’
реакторов определяются выбором модели гидр^динам^секол сгру 1 t
щрухпазного потока, а также правильно» ты>' расчет параие г
ботажнсго слоя.
В качестве простейших моделей структуры потоков, котор^
могут быть использованы для ориентировочной опешат объе”° та
ра служат модели идеального вытеснения и перемешивания, Урат и.ч.
математической модели газожидкостного реактора (по к©’jгопента:
А и В) в этом случае для различных режимов |ункпиоиирсваппя »п 3 -
ставлены в табл. 3.
В таблице обозначено и - объемные скорости
газа и жидкости, и tz - линейные скорости жидкости и
таза, - газосодержание, •= - объег' жидк'<
ти в реакторе, CL - удельная поверхность контакта, ог.чесенн'
к объему газожядкостно? дисперсной -mi ст мп V. , W?-= - & С™(
и Wr “•~Ра
гв в
н - скорости химической реакции по ко’
юнентац А и В острот ст вен но.
In. jhcT2Drat.iine урчвнэшсп мат ;р.'ч'ц нот баланса компогиггап
п по тазоми ой- азам запяе'чн' (см.т лб '.З) с .учетом из ;е~
”'ен/.я к лнюггра-’з;' j.им-чист ког в laooivS;, так и в жидкой фазе/.
' ттаго, *»р;-||.ч>- с-е р-’-.т'Лие облает;' щи?г ахания xomocoj<5luioh’-'?i •
,’атегиалънне балансы газожидкостных реакторов Таблица
1 -— — J..? оеактоиа Тепим ^.'нкпио^л- тозания пеактооа • Ураз.-ешл материального баланса :
' ! ! ।: сплошная фаза (жидкость) дисперсная фаза кгаз)
1 i ч - о сЗ 3 I1 k. непрерывный • ГЯЗ 11 ЛИДКОСТ_ непрерывно ло- стугагт 2 отво- дятся из реак- тора ) модель ;щеальногс пс:ем« )=Ч<Ч6 млг а 'ШИ ванна П Св-V- с. =1а(С*-с. )-v <ж % Г**Г 1 ' **
i ч
Г г- I 1 1 1 г Z. 1 1 ! 1 t ♦у, Й % п с луп ер иод«.че— (непрерывный по газу, перкеди— чеекки до жид- кости , модель идеального neper, Olt ^a [вливания г^С.-iL С„ -^kp-^-QV % *r(f Qcr ^r6tuK X Г-* .__ .
1 * Ё с •> о > - I \ль 51 н< ф ф модель идеального вытесь Jfi и-%)^гя [ения
*х i 1 1 г 1 * *;.* е’Л pfc ТГ_ ДОи1* * Д & DaIC JL<T4eC ** КИИ идеального пареме»п;гаа.ния dT = ^e(C^~C^Yr-^V„ Wrf ett 'e модель идеального вытеснения l i
- гт-
процесса, в отдельных случаях решение задачи можно существенно
упростить, рассматривая балансы либо только по видков, либо
только по газовой фазе (табл, 4 ).
Таблица 4
Области протекания хемосорбционны* процессов
ц/п Процесс Характеристика Материальные балансы Фаз
газовой жидкой
I. 2.’ Абсорбция Плохо растворимый газ Хорошо растворимый газ ** 1 +
3. Хемосорбция о мед- ленной химической реакцией Кинетическая область + +
4. Переходная область 4-
5. Диффузионная область 4- —
6. Хемосорбция о быот- • Переходная область 1
7. рой химической рва цией Быстрая реакция —
8. Мгновенная реакция j 4* **
В случае физической абсорбции и плохой растворимости газового
реагента А состав газа принимают постоянным в решают только
балансовые уравнения для жидкой фазы. Данным условиям соответст-
вует, например, абсорбция кислорода водой. Для вариантов 2,3,4
(табл. 4 ) необходимо решать уравнения, составленные для
обеих фаз-, при переменной скорости газа их дополняют балансом
по инертному га?;. С увеличением скорости химической реакции
концентрация переходящего компонента в объеме жидкой фазы стре-
мится к нулю*и для него записывают баланс только по газовой
фазе (5,6,7,8). Для реакции типа —*-£> } скорость
которой зависит от концентрации компонента В, необходимо записы-
вать уравнения баланса по компоненту В.
Для описания газожидкостного потока в барботажных реакторах
-21-
наибодее общей является двухфазная диффузионная модель или
эквивалентная ей ячеечная модель о обратными потоками. Для сис-
темы, где в жидкой фазе цротекает реакция типа Дг
(нелетучий продукт), уравнения балансов по компонентам для
стационарных изотермических условий имеют вид:
'м (сг ~а1У'1>г^а(и1-СлгУ^мп0
(1?)
Мп
(а-^‘О (’
где 7) и л - коэффициенты продольного перемешивания по
газовой и жидкой фазам, - мольная доля компонента А, £ -ли-
нейная координата, Сг, С-
- концентрация газа и у-го
компонента в газовой и жидкой фазах, и/ и - линейные ско-
рости газового и жидкого потоков, - относительное газосо-
держание, при прямотоке и d*-i при противотоке,
Л* /7-^мольный поток, отнесенный к единице объема
n'=k а(с*-еЛ ; tvL *kc”. сп
МП L ' 3 vfi
При значительном изменении концентрации компонента, перехо-
дящего из газовой фазы в жидкую, в расчетах требуется учитывать
изменение скорости газа. Систему уравнений f/Z-/sy дополняют
уравнением баланса по газовой фазе:
~ ~^{^гСгУ~&мп*^ (20)
Изменение давления по высоте реактора обычно описывают линейной
зависимостью:
= сг/)
(1-ч>г)1/0г (гг)
тле Рг - давление вверну колонна, J$= уЛ , - высота ко-
лонны, о( - отношение давления газожидкостного столба в
рассматриваемом сечении к давлению вверху колонны, уэ - плотность
жидкости, $ - ускорение свободного падения.
-29-
Исследования влияния гидродинамического давления, определя-
емого величиной 9 показал!, что для систем, работающих
под большим давлением ( =0), степень превращения по газооб-
разному компоненту хг практически не зависит от сХ .Б диа-
пазоне 0.25 2 о ростом о< наблюдается уменьшение jc.f ,
причем при противотоке рте пень превращения несколько больше,
чем при прямотоке. Уменьшение степени превращения получают при
увеличении скорости газа, поскольку объем газовой фазы увеличи-
вается. Увеличение объема газа неблагоприятно сказывается на
процесс абсорбции, суммарный эффект при этом становится зави-
симым от начальной концентрации газообразного компонента А.
Также как в при использовании простейших моделей идеально-
го перемешивания и вытеснения при записи уравнений диффузионной
модели по фазам следует руководствоваться табл. 4. Как было
отмечено, для реакций, скорость которых зависит от концентрации
компонента необходимо записывать уравнения баланса по компо-
ненту В. Однако, в рлучае, если перемешивание жидкости велико,
то концентрация компонента В не меняется по длине реактора, и
баланс составляется, исходя из модели идеального перемешивания.
Следует отметить, что для случаев 2.3 и 4, даже несмотря
на большое перемешивание по жидкой фазе, баланс по компоненту
А в I идкой фазе необходимо составлять с учетом диффузионной
модели.
При составлении уравнений (принято, что относитель-
ное содержание газа в жидкости, удельная поверхность раздела
фаз в коэффициенте продольного перемешивагия являются постоян-
ными. Их зависимость от пространственных координат может быть
учтена с помощью экспериментально полученных полиноминальных
соотношений, что не приводит к существенным затруднениям при
решений системы (У7-
-
Для решения уравнений балансов (JT-49) можно использовать
различные численные методы коллокаций, метод квазилинеаризации,
неявные разностные метода и др. В ряде случаев диффузионную
модель аппроксимируют ячеечной моделью с обратными потоками,
что о вычислительной точки зрения является более простым.
Ддя того, чтобы использовать описанные модели при расчете
газожидкостных реакторов, необходимо оценить параметры моделей,
для каждого конкретного типа конструкции реактора. Параметрами
моделей являются: коэффициенты продольного перемешивания, коэф-
фициенты масоопередачи, удерживающая способность, поверхность
контакта фаз.
Продольное пеоемешкразве, для расчета среднего коэффициента
продольного перемешивания в различных газожидкостных реакторах
можно использовать следующие соотношения / 7 /
I. Барботажные полые колонны
Ч-
(<?5)
2. Барботажные насадочные колонны
где
(24)
- удельная поверхность и эквивалентный диаметр
насадки.
3. Многоступенчатые барботажные реакторы с мешалками
Л 25)
> t <">*
где ЛА. - число оборотов мешалки, диаметр мешалки.
г1 fq
-3<-
4. Барботажные многоступенчатые колонны с тарелками
2D'
-2,83
0?6)
ж ср
Лг высота столба жидкости и газожидкостной дис-
персной системы.
Коэффициент продольного перемешивания по газовой фазе в 2-3
раза больше, чем коэффициент продольного перемешивания по жид-
кости. В барботажных колоннах небольшого диаметра (7)z. 40 см)
продольное перемешивание по газу незначительно; в в расчетах
нм можно пренебречь.
Для приближенной оценки продольного перемешивания газа в
барботажной колонне можно принимать
Использование диффузионной модели,учитывающей продольное
перемешивание в жидкой и газовой фазах представляет большие вы-
числительные трудности. Кроме того, так как ьаличие продольного
перемешивания в большинстве случаев приводит к снижению эффек-
тивности реактора, поэтому представляется целесообразным проек-
тировать реактор,в котором обеспечивается режим вытеснения или
близкий к нецу.
Для прямоточного барботажного реактора, в котором протекает
быстрая или мгновенная необратимая реакция, разработан критерий,
позволяющий ощ еделить длину реактора L , при которой для
двухфазного потока при наличии продольного перемешивания режим
приближается к идеальному вытеснению (5% степень отклонения).
1« Быстрая реакция первого порядка по компонентам fl*
32 -
2. Быстрая реакция лг = I,
L гр^п^
2+Ц95Р
3. Мгновенная реакция
где
79 *л*
(5/7)
В
Ps<aLC.
Щ - доля поперечного сечения реактора, занимаемая газовой
фазой, С* - растворимость компонента А при начальной кон-
центрации Cfi^ , d- эквивалентный диаметр насадки, 2)^.
и коэффициенты диффузии компонентов А и в в жидкой фазе,
/Зп и в,» - числа Боденштейна для газовой и жидкой фаз.
в г &
Более простой вид имеет аналогичный критерий, полученный
для насадочного реактора, в котором протекает необратимая изо-
термическая реакция псевдо- /г -ого порядка по компоненту В,
.находящемуся в жидкой фазе
796
(54)
разос оде ржание и коэффициент :Macconepejp4|a, Поверхности
Контакта фаз» Эти характеристики являются основными для газо-
жидкостного реактора. Величины их зависят от трех групп парамет-
ров: I) физических и химичеокизГсвойств гавоижидкостнойсиотемц
2) энергетических факторов и 3) геометрических и конструктивных
характеристик реактора /2 /. Для каждого конкретного случая
обычно получают эмпирические соотношения» некоторые из них»
полученные для реакторов рассмотренных типов, приведены ниже.
Реактор барботажный колонный / 3 /:
газосодержание
где с « 0,4
Соотношение {32 ) справедливо при QJ-z о,7.
Объемный коэффициент маосопередачи
, <33’
где fl - коэффициент, значение которго представлено в табл» 5
в критериях Шервуда и Рейнольдса вместо линейного размера ис-
пользована капиллярная постоянная
Таблица 5е
Коэффициент А в соотношении(33)
вмм И fl
FLe^jQQ
0,9 4 0,105 1,16
1,5 4 0,076 1,05
2,5 1,1-4 0,060 0,87
* -диаметр отворстий в барботере, высота колонны
-34”
Реактор барботажный газлифтный / 3 /•
газооодержание
0,125
=^J9 (> (35)
П» fi*Ur/(Ur*U„))
объемный коэффициент массопередачи
4<г - (W) , (34)
где ol$ - диаметр барботажной трубы
Реактор барботажный змеевиковый / 3 /£
объемный коэффициент массопередачи
k^Oji^u-^a^1 (35)
Реактор о мешалкой:
газооодержание / 2 /,
При перемешивании газожидкостной смеси шести лопастной турбин-
ной мешалкой в сосуде о отражательными перегородками шириной
«= 0.08D
ч,г=е(1'”^£3,£5 > (зб)
Здесь А,С - коэффициенты; - коэффициент, учитывающий вязкость
рабочей жидкости; X? - коэффициент, учитывающий диаметры сосуда
•2) и мешалки # j ~ коэффициент, учитывающий высоту X. Рас-
положения мешалки над дном сосуда:
н л*
t.JOv‘,a'
и
где (Uft - вязкость водя при 20°C. Значения С, т и при-
ведено в табл,Ъ
Таблица 6
Коэффициенты С, rn, в соотношении(36)
Число перего- родок область при- менимости уравнения £ Г» , , ГУ?
3 А 30 0,425 0,42 1.16(4)-°'“
3 А > 30 1,50 0,26 (•%) S
4 А 30 0,83 /).61 О.?б(£/д)
4 А >30 1,50 0,26 fill)
поверхность контакта
) > (*'
где Р/Х^ “ удельная мощность, потребляемая при перемеши-
вании единице объема жидкости /м3» & g^ - скорость
всплывания пузыря м/с.
коэффициент массопередачи
Дк 4 * 7
где - диаметр пуеиря,А/ , olM - диаметр мввалсдм , Л/м-
число оборотов мешалки, об/с.
З.Т’есчет реакторов с газожидкостными системами.
При решении задачи проектирования химических реакторов для
систем газ-жидкость рассматривается три глобальных вопроса: выбор
ваилучшего типа промышленного реактора для проведения заданной
химической реакции; определение основных размеров реактора и
- -
определение оптимальных рабочих условий процесса. При этом обыч-
но исходят из двух условий: объема производства (производитель-
ности) и кинетики процесса, в остальном не имеется значительная
свобода выбора. Можно остановиться на периодическом реакторе
или выбрать один из реакторов непрерывного действия; можно в
определенных пределах выбирать температурный режим, начальные
концентрации, давление и т.д. Как правило, основным критерием
выбора реактора является один из экономических критериев.
В некоторых случаях при получении продуктов в небольших ко-
личествах используют реакторы периодического действия. Периоди-
ческий процесс дает в этом случае большую гибкость, особенно
для многоассортиментного производства. Другим преимуществом реак-
торов периодического действия являются низкие, по сравнению о
реакторами непрерывного действия, капиталовложения. Поэтому их
часто применяют на первых этапах разработки новых процессов.
К основным достоинствам реакторов непрерывного действия сле-
дует отнести: l) меньшие эксплуатационные расходы; 2^ лучшие
условия для автоматизации процесса; 3} большая устойчивость тех*
нологического режима.
Если вопрос стоит между выбором реактора о мешалкой непре-
рывного действия и трубчатйм реактором, то следует иметь в виду,
что реактор о мешалкой имеет определенные преимущества, такие
как меньшие капиталовложения, простота эксплуатации, он легче
масштабируется, в нем легче поддерживать газ в диспергированном
состоянии, легче регулировать температуру. С другой стороны
для многих реакций объем реактора о мешалкой превышает объем
трубчатого реактора при заданной степени превращения.
Технологическими критериями выбора типа газожидкостного
реактора мотут служить: удельная поверхность контакта фаз, ве-
личина которой в значительной степени определяется типом реак-
тора, производительность реактора5 скорость процесса теплопе-*
- ъ? -
редачи и ряд других. Исходя из предварительного исследования
процесса в лабораторных или полупромышленных условиях, пользуясь
одним или рядом параметров, определяющих эффективность процес-
са, выбирают необходимый тип реактора.
При переходе к расчету реактора для систем газ-жидкость необхо-
димо располагать следующей информацией:
- условия проведения процесса (давление, температура и др.),
- производительность (нагрузки по фазам),
- организация процесса .(непрерывный, периодический, полупериоди-
чеокий),
-организация потоков (прямоток или противоток),
-механизм и скорость реакции,
-скорость массопередачи,
-интенсивность перемешивания,
-скорость теплопередачи.
Среди перечисленных параметров можно выделить группу "уста-
навливаемых" параметров (давление, температура, вид потоков) и
"неустанавливаемнх" , которое зависят от "устанавливаемых" па-
раметров, геометрических и конструктивных размеров реактора и
физико-химических свойств реагентов. При расчете сначала проводят
предварительную оценку геометрических размеров аппарата, одно-
временно определяют физико-химические свойства системы и кинети-
ку процесса, далее рассчитывают "устанавливаемые параметра" и,
наконец, "неустанавливаемые", после этого переходят к моделиро-
ванию реактора, в. результате которого возможно уточнение "не-
устанавливаемых" параметров и геометрических размеров реактора.
Если рассматриваемая реакция сильно экзотермическая и быст-
рая, то реактор с ыэгпалкой обычно снабжается змеевиковом холо-
дильником. В этом случае объем реактора определяется тремя ха-
рактеристиками: Vc - объемом жидкости (сплошной фазы), рас-
- ЪЙ “
считанным на обеспечивание необходимой конверсии, объемом
змеевика, расположенного в жидкости, - общий объем жидкос-
ти, необходимый джя размещения змеевика при полном его погруже-
нии в жидкость. В зависимости от соотношений зтих объемов воз-
можны следующие варианты:
Объем, занимаешй жидкостью
Объем, занимаемый жидкостью V* « > (£ / ][3 м
В последнем случае объем жидкости больше объема,определенного из
расчета заданной конверсии, поетому температуру или давление
е аппарате можно снизить до значений определяемых уровнем обра-
зования побочных продуктов.
Общий объем реактора К складывается из объема жидкой
фазы • объема газовой фазы Vr , резервного объема
объема верхней зоны реактора (свободного) Vg :
Y^+Yr+Y^+Yl (39)
Таким образом, при расчете реактора оценивается три основ-
ных параметра:
I. Объем оплошной фазы (жидкости), необходишй для обеспе-
чения заданной степени превращения;
2. Поверхность контакта фаз и условия её обеспечивающие
(интенсивность перемешивания )J
3. Поверхность теплопередачи, достаточная для отвода теп-
ла реакции и, следовательно, для обеспечения заданного тепло-
вого режима.
расчет реактор породи час кого и п
й/w»
проводят, исходя из производительности реактора и времени
периодического цикла . Тогда объем сплошной фазы (жидкости)
в реакторе определяется следующим образом:
(W)
-ч -
/ Рж Мв*
где Г = 5---- —я—- ЗГ - расход исходного жидкого ре-
Г/?/>*$ /7
агента на единицу продукта, «Л - выход продукта от теоретиче-
ского, МВи М ISftpcg - молекулярные массы исходного реаген-
та в продукта, х - степень февращения, в - стехио-
метрические коэффициента.
Время периодического цикла определяется как оушарное время
химического превращения tp и время, свяванное о загрузкой
и выгрузкой реактора ;
(4i)
Цля оценки времени реакции tp обычно проводят исследования в
соответствии со следующими этапами:
а) экспериментальные исследования реакции в стандартном
реакторе о мешалкой;
б) определение кинетических параметров;
в) постулирование механизма реакции;
г) формулировка кинетических уравнений;
д) упрощение кинетической модели;
е) запись материальных балансов (обычно система нелинейны
дифференциальных уравнений);
ж) введение допущений, упрощающих балансовые соотношения о
целью получения аналитического решения и построение графической
зависимости степени конверсии от времени реакции;
в) расчет времени реакции путем численного интегрирования
уравнений баланса о использованием ЭВМ.
Такая стратегия лабораторного исследования и оценки времени
является в значительной степени упрощенной и не всегда может
быть реализована. Воли упрощение модели не удается провести, а
также, если необходимо исследовать несколько механизмов для
одной и той же реакции, то построение кинетической модели про
водят в соответствии со следующими этапами:
-40-
а) синтез конкурирующих механизмов на основе априорной информа-
ции о процессе и построение конкурирующих кинетических моделей;
б) разработка стратегии стартового экспериментирования и прове-
дение экспериментов;
в) оценка параметров моделей;
г) планирование уточняющих, дискриминирующих опытов, установление
адекватной модели.
На рис. 1Q представлена последовательность расчета реак-
тора для системы газ-жидкость периодического и полупериодическо-
го действия.
Определение расходов исходных реагентов (п.З рио./Z?) прово-
дится на основании заданной производительности, выхода, степени
превращения и химизма реакции, объем оплошной фазы определяется
по формуле (4/7 ). Расчет перепада давления в реакторе (п.5
рис./Z?) позволяет оценить давление у днища реактора, на входе
газового потока и рассчитать плотность и скорость газа. При этом
первоначально перепад давления рассчитывается на высоту столба
жидкости в реакторе Н=Д (размеры реактора первоначально оцени-
ваются в п.4 при выборе реактора по объему сплошной фазы).
При предварительной оценке скорости подъема пузырей (п.6
рис.//7)исходят из среднего диаметра пузыря 0,2 см. Расчет объема
реактора в п.7 и межфазной поверхности в п.8 проводят при величи-
не удерживающей способности по газу » значение ко-
торой уточняется в ходе итерационного расчета. После уточнения
величины удерживающей способности (а.Ю), исходя из реаль-
ных затрат мощности на перемешивание, расчет повторяют, начи-
ная о п.7. Мощность мешалки определяют по величине межфазной
поверхности CL-&' 1.которую необходимо создать для
успешного ведения процесса ( Q определяется из лаборатор-
ных исследований).
о поеделение времени
реакции tp ' gj
_________i___________
насчет времени цикла
____ I
^асчет расходов ре-
агентов @
--------.1____
расчет объема сплош-
ной ^азы(жидкости)
выбор реактора ®
расчет перепада давле-
ния я скорости газа на
входе в реактор @
____ ____* „
’'ас чет скооости подъема
пузырей«выЬор газораспре-
деления__ф
Рис. 10. Последовательность расчета газожидкостного реактора
полупериодическоге действия
- 42 -
Уточнение перепада давления производится о учетом реальной
высота реактора и величины удерживающей способности .
Проверка теплового изотермического режима связана о оценкой
скорости теплопередачи при максимальном тепловом потоке. Если
скорость теплопередачи не.может быть обеспечена за счет имеющей-
ся поверхности теплообмена, то необходимо вводить либо внутренние
теплообменники, либо изменять время цикла . В последнем слу-
чае расчет повторяют, начиная о п.2.
Расчет putTOpog непрерывного действия проводят, либо исходя
из простейших идеальных моделей (смешение, вытеснение),.либо
с использованием диффузионной или ячеечной модели. Отличие про-
цедуры расчета для аппарата с мешалкой непрерывного действия
от рассмотренной в предыдущем случае состоит в оценке объема
сплошной фазы , который рассчитывается с использованием
принятой модели структуры потоков в реакторе.
Если в реакторе с мешалкой необходимо устанавливать внутрен-
ний змеевик, то следует оценить объем, занимаемый змеевиком
и определить объем реактора, в котором можно разместить этот
змеевик - Если при атом окажется, что объем жидкости в
аппарате больше объема, рассчитанного из условия достижения за-
данной степени превращения-, т.е. >Vq , то необхо-
димо оценить значение скорости реакции в условиях нового значе-
ния объема сплошной фазы, для чего расчет повторяют.
Пример/ б /. Рассчитать периодический реактор синтеза
винилхлорацетата производительностью г/год =4,33 40 *гАас
выход продукта составляет , = 95,6% от теоретического. Сте-
пень конверсии, при которой образуется минимальное количество
побочных продуктов составляет зс = 54%. Реакция проводится при
70''С и давлении ItlVfa
Стехиометрия г Q
+ С'£СНУ СО ОН -----— О - Си
И г,
4 -1 У
- 4Ь~
,5
Тепловой эффект реакции Ли 8Ь-1и
Расход жидкости в реакторе на единицу продукта составляет
, 95 5
z> =------ . Г .= **** ; 0,956 = 0,82
* MBj> 120,5^
Фвэвческве свойства реагевтов при t = 70°С
г q 6 10 ‘ Па-с, $ _ зз.б.Ю^И/ом, р* ж 1,35г/см’
7) = 7) = 0,166 м^/ч
С* = 0,814.ГО8 г/см3
ГТ
Параметре процесса, определенные экспериментально в лабора-
торных условиях:
СА = I,35 г/ом8
Ж
д с 1,03 см8/г-моль.мин=0,011 см8/г.мин, k = 0,97м/ч
8 мин , Q*- 495м"1 - поверхность контакта фев,
отнесенная к объему сплошной фазн5 a •&*( <
Фактор М= = 0.052, УЙ = О',23
следовательно реакция протекает в объеме жидкости.
Расчет константы скорости реакции Цельной поверхности кон-
такта фаз проведен с использованием результатов моделирования
процесса по уравнениям, представленным в табл,. 5.
45=4!’ 4
dCe t гг
Время проведения реакции, необходимое для достижения 54Я
степени превращения составило = 80 мин.
Определение времени цикла:
Операции Минуты
-загрузка жидкого реагента и катализатора 20
-нагрев омесз и растворение катализатора 20
-проведение химической реакции 80
-отгонка продукта реакции ’X)
~v< -
удаление катализатора из реактора
-подготовка к следующему периоду
Общее время периода
Определение скороет* подачи реагентов
объемная скорости подачи хлорацетата
30
20
360 X 6 ч
О-^ мз-^-О.зг п^„3/
_Ч—--------------7=0207 А
X 135/0*
)
скорость конверсии хлорацетата
0.20?-/0*0,5* .ко™Мь
fi ’ ------sa-^
скорость конверсии ацетилена.
скорость подачи ацетилена в реактор.
V?* /« =*7,9-70, 22 "А ,
Цоскольку объем реактора не- велик, оптимизацию объема можно
не проводить, а взять стандартный реактор с рубашкой диамет-
ром 1,2 м, мощность привода мешалки 1,47.10^ Дж/Cj
диаметр мешалки аС = 0,Й5м,
площадь поперечного сечения реактора = 1,17м2.
Определение перепада давления в реакторе
Принимаем высоту жидкости в реакторе а?) = 1,2-м:
давление столба жидкости
дакчение на дне реактора
- 45 -
Плотность при 70°С И P=i;tI6*I0 Па?. J>r*lO
объемная скорость гаваг^^-гЧ 322ма/ч.
J)rT‘P
Определенно скорости всплывания пузыря и»
DCn/f
Скорость всплывания определяется по закону Стокса:
= , I ;
где - коэффициент сопротивления» зависящий от числа
Рейнольдса: Йеп = Ч
С4* /
Принимаем средний размер пузыря #^ = о,2с>С тогда z^= 19,бовц/с
/?е^ « 882, « 0,68. Подставляя значение £ в уравнение
( 42 находим значение 19,6см/с
Определение линейной скорости газа: и » —» 7,^ем/с
r fa
Определение параметров перемешивания.
Мощность мешалки и число оборотов мешалки определяхггоя ив усло-
вия обеспечения заданного значения поверхности контакта фаз # *
при ртом необходимо задаваться величиной газооодержания £г ,
которую затем следует проверять, поэтому процесс проводится ите-
рационно. Задаем <?г = 0,05,’ a^a*(l-i/>^4^0t^5-40 7
а) связь между мощностью подводимой через мешалку и величиной
принимаем согласно соотношению:
из которого, огшая его относительно &/Ус » находим:
в 540Вт/м" (оплошной фазы),далее определяем мощность.
Из расчета мощность составила Р = 540.1,24=670Вт(О^.с^ что
обеспечивается выбранным мотором мощностью при 36% эф-
фективности.
б) число оборотов мешалки определяется ив соотношения:
РаЛ<, fijn) » где ” число мощности, завися-
щее от числа Рейнольдса/ 2 /• Принимаем ж 3,4.10^, тогда
= 0,346 / 8 /, число оборотов мешалки по рас чету =
= 1,45об/с. Число Рейнольдса = 2,73.10^(принято
3,4.IO"6).
Исходя иэ рассчитанных значений удельной мощности
(принимая <рг = 0,05) по уравнению ( 4^) определено газооодер-
жание, величина которого оказалась близкой к принятому значению
= 0,05.
Общий объем дисперсной системы + %/(1'
Уточнение величины перепада давления в реакторе
Первоначальный расчет проводился па высоту заполнения*
Д =7) , поэтому определим действительную высоту столйа жид-
кости.
Высота заполненной цилиндрической части реактора:
л t 45ь'£>-0,25 л
~ 71? °'92-
высота столба жидкости % 4 = 0,92+0,303=1,223 м
Полученный результат незначительно отличается от принятого,
поэтому первоначально рассчитанное давление достаточно близко
к действительному и, следовательно, проведенный расчет можно
считать окончательным.
- 47'
Литература
I. Кафаров В.В. Методы кибернетики в химии и химической технологии.
М.; "Химия", 1976, 464с.
2. Кафаров В.В. Основы массопереда<Ь, М.; "Высшая школа", 1979 , 439с.
3. Соколов В.Я. .Доманский И.В. Газожидкостные реакторы, Л.; "Машино-
строение", 1976, 21$с.
4. Данкверте П.В. Газожидкостные реакции, М.; "Химия", 1973 , 296с.
5. 0. “CUm. 13X0, 3?> **2 4-4859
6. х 2/6 с.
7. SU J "alCU.
24 , /V\ 360- 400
С0ДЕР1АНИЕ
отр.
ВВЕДШИЕ.............................................. 3
I. Газожидкостные реакции и реакторы для их
осуществления ....................................... 6
LI. Реакторы барботажные ......................... 6
£ 2. Реакторы о механическим диспергированием газа в
жидкости............................................ 12
1.3. Реакторы пленочные ........................... 14
Математическое моделирование реакторов с газожидкост»
ними системами................................... 16
2.1» Кинетика газожидкостных реакций................ 17
2.2. Выбор модели структуры потоков в реакторе и
оценка её параметров........*....................... 26
3. Расчет реакторов о газожидкостными системами..... 35
ЛИТЕРАТУРА........................................... 47
Доп. к св. плану 1982, поз. 2
Ирина Михайловна Жерновая
Виктор Вячеславович Кафа ров
Моделирование и расчет химических реакторов
с газожидкостными системами
Редактор Г. П. Романова
Л 77400 от 28.7.82 г. Формат 60x84 I 16. Бумага типографская.
Усл. печ. л. 3. Уч-нзд. л. 3. Тираж .100 >к!. Зак. 1000 Цена 13 коп.
Типография МХТП нм. Д, И. Менделеева. Миусская пл., д. 9