Расчет реакторов для отдельных химических процессов

Пример 8-1 (расчет реактора кожухотрубного типа непрерывного действия для проведения процесса полимеризации в растворе).
Рассчитать непрерывнодействующий реактор вытеснения для проведения процесса полимеризации в растворе по следующим данным. Производительность полимеризатора по сухому веществу G=864 кг/сутки (т. е. 0,01 кг/с). Концентрация мономера в исходной смеси С0 = 25 % (масс.). Степень превращения мономера на входе x0 = 0,1, на выходе из реактора x = 0,96. Тепловой эффект реакции полимеризации (-Hr) = 1,21-106 Дж/(кг продукта). Температура реакции Тр = 308 К- Исходная смесь подается в полимеризатор при температуре реакции. Плотность реакционной смеси рр = 647 кг/м3. Удельная теплоемкость реакционной смеси ср=2,5-103Дж/(кг-К). Коэффициент теплопроводности реакционной смеси Хр=0,13 Вт/(м-К). В качестве теплоносителя (хладагента) используется вода с температурой не ниже Tх = 288 К. Плотность теплоносителя р = 1000 кг/м3, динамический коэффициент вязкости 1,18-10-3 Па-с. Теплоноситель имеет удельную теплоемкость с = 4,19-103 Дж/(кг-К) и коэффициент теплопроводности лх=0,58 Вт/(м-К). На стенках полимеризатора образуется незначительный слой загрязнений, имеющий тепловое сопротивление, равное r=5-10-4 м2-К/Вт. По технологическим условиям время полимеризации должно быть равно тр = 70 мин (4200 с).

Пример 8-2 (расчет непрерывнодействующего реактора с мешалкой для проведения процесса эмульсионной полимеризации).
Рассчитать полимеризатор с механическим перемешиванием реагирующих веществ для проведения непрерывного процесса эмульсионной полимеризации по следующим данным. Производительность аппарата по сухому веществу G= 14,3 т/сутки. Концентрация мономера в исходной смеси С0 = 40% (масс.). Степень превращения мономера в полимер x=0,80. Удельная теплота реакции (-Hr)=8,9-105 Дж/(кг продукта). Температура реакции TР = 307К. Исходная смесь поступает в реактор при температуре V0 = 313К. Плотность реакционной смеси рр = 1056 кг/м3. Удельная теплоемкость реакционной смеси cр = 3,14-103 Дж/(кг-К). Коэффициент теплопроводности реакционной среды лр = 0,407 Вт/(м-К). Динамический коэффициент вязкости среды 4-10-3 Па-с.
В качестве теплоносителя (хладагента) используется рассол с температурой на входе tвх = 260К, который нагревается не более чем на 4 К. Теплоноситель имеет плотность р = 1240 кг/м3, динамический коэффициент вязкости 8,56-10-3 Па-с, удельную теплоемкость ск = 2,84-103 Дж/(кг-К) и коэффициент теплопроводности Кх=0,456 Вт/(м-К). На внутренней поверхности реакционного объема образуется слой отложений с тепловым сопротивлением, равным r3 = 5-10-4 м2-К/Вт. По технологическим условиям процесс полимеризации должен продолжаться в аппарате в течение пяти часов (т = 5 ч).

Пример 8-3 (расчет реактора непрерывного действия с перемешиванием и аэрированием для проведения процесса ферментации).
Рассчитать ферментер, предназначенный для непрерывного проведения процесса ферментации по следующим данным. Производительность по биомассе G0 = 1 т/сутки. Исходная концентрация питательных веществ Со = 39 кг/м3. Конечная концентрация питательных веществ С = 7 кг/м3. Остаточная влажность биомассы 10%. Количество питательной среды, затрачиваемой на образование 1 кг биомассы, а= 1,2 кг/кг. Концентрация питательных веществ при условии скорости роста r < 0,5 r и отсутствии продуктов обмена Сус = 1 кг/м3. Концентрация продуктов метаболизма, понижающая скорость роста биомассы в два раза, равна Спм =12 кг/м3. Коэффициент фазового равновесия для суспензии биомассы данной концентрации Kр = 35. Удельная теплота образования 1 кг биомассы составляет (-Hr)= 16,8-103 кДж/кг. Температура выращивания биомассы Тр = 307 К. Давние в реакторе - атмосферное. Удельный расход кислорода на образование 1 кг абсолютно сухой биомассы равен gк = 2,0 кг/кг. Удельный расход воздуха на 1 м3 перемешиваемого объема жидкости в 1 ч составляет 150 м3. Питательная среда охлаждается в теплообменнике на 4 К. Коэффициент теплопередачи по экспериментальным данным равен K= 930 Вт/(м2-К). Охлаждающая вода нагревается в теплообменнике на 7 К.
Для проведения процесса требуется интенсивное перемешивание взаимодействующих фаз, которое осуществляется механической мешалкой. Расход мощности по расчетным данным: на перемешивание N=60 кВт; на пеногашение Nпг = 5,0 кВт; на подачу и аэрирование воздуха Nв = 14,5 кВт. Коэффициент газосодержания в аппарате по опытным данным Ка = 0,7.

Пример 8-4. В каскаде из 9 последовательно соединенных аппаратов одинакового объема V, равного 1800 м3, проводится процесс получения гидроксида алюминия из алюминатного раствора по реакции:

Каждый аппарат снабжен перемешивающим устройством типа эрлифт и рассматривается как аппарат полного перемешивания. Общий расход алюминатного раствора а0 составляет 300 м3/ч. Начальная концентрация алюмината натрия в растворе СA0=130 кг А13О3/м3, щелочи СNа = 160 кг Аl2О3/м3 (равна С*Na). Процесс протекает при охлаждении, в результате чего температура в аппаратах постепенно понижается от 70 до 50° по следующей схеме:

(все концентрации даются на 1 м3 раствора в пересчете на безводный продукт А12О3 или Nа2О).
В первый аппарат вводят затравочные кристаллы размером d0 = 30 мкм, на поверхности которых в результате химического взаимодействия происходит осаждение гидроксида, В дальнейшем увеличение размера частиц происходит только за счет образования продукта на поверхности твердой фазы. Удельная поверхность твердых частиц в растворе Sуд = 2-105 м2/м3. Массовое соотношение А12О3 в твердой и жидкой фазах n = 3,0. Требуется определить величину достигаемой степени разложения алюминатного раствора и средний размер частиц продукта на выходе из последнего аппарата каскада.

Пример 8-5. В реакторе с мешалкой процесс образования олигомера проводится полунепрерывно. Мономер А загружается в аппарат до начала процесса, раствор реагента В с концентрацией СВл подается непрерывно в течение времени тп. Реагент А всегда содержится в избытке. Кинетическое уравнение имеет вид: йСв
-dCB/dт = k CB
где k = 0.001 с-1-
Объем аппарата составляет 6,3 м3, коэффициент заполнения в момент времени т=тп равен (р = 0,8. Расход раствора реагента В vB0= 0,5 м3/ч(1.39- 10~4 м3/с) начальная концентрация Св0 = = 8,4 кмоль/м3, тп = 3600 с. Реакция сопровождается тепловыделением, тепловой эффект равен (-Hr)=2-10' кДж/(кмоль В).
Определить: 1 ) общую продолжительность реакции при степени превращения хв = 0,98; 2) величину максимального теплового потока, который необходимо отводить для поддержания постоянной температуры.

Пример 8-6. В реакторе идеального смешения объемом 10 м3 проводится непрерывный процесс растворения кислорода в жидкости, сопровождающийся реакцией с растворенным реагентом А по уравнению д + ог —* В
Кинетика реакции, протекающей в реакторе, описывается уравнением;
A + O0 -> B
Начальная концентрация Сл, = 4 кмоль/м3. Скорость подачи v0A =0,0011 м3/с. Количество воздуха - избыточное. Расход воздуха регулируется таким образом, чтобы остаточное содержание кислорода соответствовало его растворимости в жидкой фазе СO2=110 г/м~3. Удельное объемное газосодержание среды в условиях установившегося процесса составляет около 10 % (ф =0,1), коэффициент заполнения аппарата средой равен ф = 0,6.
Определить: 1) предельную степень превращения реагента А при рассматриваемых условиях проведения процесса; 2) величину коэффициента масс опер еда ч и, при которой может быть достигнута степень превращения х = 0,8.

Пример 8-7. В аппарате с мешалкой (Vа=2 м3) проводится непреывное растворение монодисперсных частиц реагента А, сопровождающееся быстрой химической реакцией с реагентом В, находящимся в растворе. Скорость процесса определяется скоростью массопередачи и описывается уравнением
(CA0 – CA)/CA0 = (1 - 0,0095т)^3/2
Коэффициент заполнения аппарата средой равен ф =0,8, расход суспензии через аппарат составляет v0 = 0,72 м3/ч (0,0002 м3/с).
Рассчитать относительную долю частиц реагента А, не растворившихся полностью (проскок частиц).

Пример 8-8. Необходимо проверить пригодность непрерывнодействующего реактора с перемешивающим устройством (ввод сверху, вывод снизу) без отражательных перегородок объемом Va = 5 м3, в котором перемешивается система твердое тело (катализатор) - жидкость. Объемный расход среды через аппарат v0 = 2,78-10-3 м3/с.
Для наиболее полного протекания химической реакции необходимо, чтобы средняя относительная концентрация катализатора в объеме реактора была не менее 0,8 и чтобы перепад концентрации в осевом направлении не превышал 10%.
Известно, что плотность твердой фазы рт = 4000 кг/м3, плотность жидкой фазы рк = 1000 кг/м-3, а средний диаметр частиц катализатора dT, = 0,0003 м. В комплекте с аппаратом имеется лопастная мешалка диаметром dM = 1,25 м и электродвигатель - редуктор, обеспечивающий вращение перемешивающего устройства с частотой n=1 об/с. Диаметр аппарата D = 1,8 м, высота заполнения H = 1,97 м.
Необходимо проверить, обеспечит ли объемный расход суспензии через аппарат заданную концентрацию твердой фазы и равномерность распределения твердой фазы по высоте аппарата.

Пример 8-9. Рассматривается химический реактор с механическим перемешивающим устройством и отражательными перегородками (объем аппарата Vа=2 м3, высота H =1,475 м, диаметр D = 1,4 м). Используется открытая турбинная мешалка dм =0,4 м, п =200 мин-1 (3,33 с-1). Реактор непрерывного действия (ввод сверху, отвод снизу). Объемный расход среды через аппарат v0= 1,1 м3/(м3-с). Рабочей средой является система твердое тело (катализатор) - жидкость. Характеристики рабочей среды: плотность жидкой фазы рж = 103 кг/м3, скорость осаждения твердой фазы wОС = 0,1 м/с. Динамический коэффициент вязкости среды 10-3 Па-с.
Для наиболее полного протекания реакции необходимо, чтобы среднее время пребывания твердой фазы в объеме реактора было не меньше 0,4 ч.
Проверить, удовлетворяет ли выбранный аппарат заданному технологическому требованию.

Пример 8-10. Вещество А, являющееся основным полупродуктом в производстве продукта К, может быть получено в условиях непрерывного производства двумя путями: 1) в каскаде реакторов барботажного типа со встроенными внутри теплообменными элементами; 2) в батарее, состоящей из кожухотрубных реакторов.
Производительность реактора по веществу А зависит от количества загружаемого в аппарат исходного сырья и величины расхода воздуха, подаваемого в аппарат в качестве окислителя.
В реакторе барботажного типа расход воздуха составляет 1,03 дмэ/мин на 1 дм3 реакционной смеси. При этом вещество с кислотным числом 280 может быть получено через 16 ч.
В кожухотрубном реакторе расход воздуха равен 18,2 дм3/мин на 1 дм3 реакционной смеси, что обеспечивает снижение времени окис¬ления до 2 ч.
В процессе эксплуатации реакторы должен обслуживать аппарат¬чик V разряда. Норма обслуживания - два аппарата на одного рабо¬чего. Среднегодовая заработная плата одного аппаратчика V разряда 1400 руб. Отчисления на социальное страхование 8,4%. Эффективный фонд времени работы оборудования в год 345 дней. На установке трех¬сменная работа. Стоимость реактора барботажного типа объемом 65 м3 равна 153 100 руб.
Стоимость кожухотрубного реактора того же объема составит 152800 руб. Норма амортизационных отчислений 14% от сметной стои¬мости реакторного оборудования. Затраты на доставку и монтаж обо¬рудования составляют 20 % от его стоимости. Затраты на текущий ре¬монт оборудования в год -45% от суммы амортизации. Затраты по содержанию оборудования составляют 55 % от суммы амортизационных отчислений.
На основе имеющихся технико-экономических характеристик реак¬торов выбрать реакторную схему, наиболее экономичную для эксплуа¬тации в производственном комплексе мощностью 54 т товарного про¬дукта в год. Удельная норма расхода сырья на 1 т продукта составляет 0,68 т. Определить эффективность использования того или другого типа реактора.

Создание качественных сайтов любой степени сложности RODC: Сайт создать | Создание сайтов | Сделать сайт | Продвижение сайтов | Раскрутка сайта | Дизайн сайтов
Яндекс.Метрика Rambler's Top100