Вибір реактора для проведення реакції окислення сірчистого ангідриду в сірчаний ангідрид

[ виправити ] текст може містити помилки, будь ласка перевіряйте перш ніж використовувати.

скачати

Санкт-Петербурзький державний технологічний інститут

(Технічний університет)

Кафедра технології каталізаторів

Факультет хімічної технології органічних речовин і

полімерних матеріалів

Курс 3

Група 443

Навчальна дисципліна ЗХТ

Курсова робота

Тема: «Вибір реактора для проведення реакції окислення сірчистого ангідриду в сірчаний ангідрид»

Студент

Васіна Є. В.

________________________

Особистий підпис

Керівник

професор Власов Є. А.

________________________

Особистий підпис

Оцінений ________________________

________________________

Підпис керівника

Завдання

Обгрунтувати вибір реактора для окислення SO 2.

Отримати максимальну ступінь окислення SO 2, якщо змінюються тиск, початкова температура і початкова концентрація (Х = f (P, TN, ZNA)).

Зміст

Введення

1. Короткі відомості про технологічний процес

2. Математичні моделі хімічних реакторів

2.1. Реактор ідеального витіснення

2.2. Реактор повного змішування

3. Програми розрахунку і результати

4. Обговорення результатів

Висновки

Список використаної літератури

Введення

Одним з основних елементів будь хіміко-технологічної системи є хімічний реактор. Хімічний реактор - це апарат, в якому здійснюються хімічні процеси, що складаються з реакцій масо-і теплопереносу. Типові реактори - промислові печі, контактні апарати, реактори з механічним, пневматичним і струменевим перемішуванням, варильні котли, гидрататор та ін

Всі апарати, розташовані до реактора, необхідні для підготовки сировини до хімічній обробці; апарати після реактора - для поділу одержані продуктів. Від правильності вибору реактора та його досконалості залежить ефективність всього технологічного процесу.

Основні вимоги до промислових реакторів.

Максимальна продуктивність і інтенсивність роботи.

Високий вихід продукту і найбільша селективність процесу, що забезпечуються оптимальним режимом роботи реактора: температурою, тиском, концентрацією вихідних речовин і продуктів реакції, застосуванням відповідного каталізатора.

Мінімальні енергетичні витрати на перемішування і транспортування матеріалів через реактор, а також найкраще використання теплоти, що підводиться в реактор для нагріву реагуючих речовин до оптимальних температур

Легка керованість і безпеку роботи, забезпечувані раціональною конструкцією реактора і малими коливаннями параметрів технологічного режиму.

Низька вартість виготовлення реактора і ремонту його, що досягаються простотою конструкції і застосуванням дешевих конструкційних матеріалів: чорних металів, силікатних виробів, найбільш дешевих пластмас.

Стійкість роботи реактора при значних змінах основних параметрів режиму. 1

Зазвичай не вдається реалізувати процес в реакторі таким чином, щоб були задоволені одночасно всі пропоновані до нього вимоги на увазі їх суперечливості. Доводиться виробляти найбільш раціональні та економічні рішення, що забезпечують підтримку заданих значень основних параметрів процесу: часу реакції, температури в різних точках реакційної зони, тиску, ступеня перемішування реагуючих речовин, зміни концентрацій реагентів по висоті (довжині) реактора.

При дослідженні роботи реакторів складається математичний опис, під яким розуміється система рівнянь, що дозволяють визначити зміну в ньому концентрацій, температури, тиску та інших параметрів.

Хімічні реактори відрізняються один від одного за конструктивними особливостями, розміром, зовнішнім виглядом. Найбільш значимі наступні ознаки класифікації хімічних реакторів і режимів роботи: режим руху реакційної суміші, умови теплообміну в реакторі, фазовий склад, спосіб організації процесу, характер зміни параметрів процесу в часі, конструктивні характеристики.

Так в залежності від режиму руху реакційної суміші існують реактори змішування і витіснення. Реактори змішання - ємнісні апарати з механічним перемішуючим пристроєм (мішалкою) або циркуляційним насосом. Реактори витіснення - трубчасті апарати, що мають вигляд подовженого каналу. За застосовуваному тиску розрізняють вакуумні реактори і реактори, що працюють під атмосферним і високим тиском.

Залежно від температурного режиму виділяють реактори адіабатичні, ізотермічні і політермічні. При відсутності теплообміну з навколишнім середовищем хімічний реактор називається адіабатичним. Вся теплота, що виділилася або поглинули в ньому, йде на обігрів або охолодження реакційної суміші. Існують ізотермічні реактори, у яких забезпечується сталість температури за рахунок теплообміну з навколишнім середовищем.

У політермічні режимі частина теплової енергії хімічної реакції йде на зміну теплосодержания системи, а частина - на теплообмін з навколишнім середовищем.

При проектуванні реактора необхідні відомості про кінетику хімічної реакції і продуктивності реактора. Розробляючи схему реактора, потрібно вирішити, чи буде реактор працювати безперервно або періодично, визначити модель реактора і вказати способи підведення або відведення теплоти.

1. Короткі відомості про технологічний процес

Фізико-хімічні основи процесу.

Термодинаміка окислення діоксиду сірки.

Реакція окислення діоксиду сірки в триоксид

2 SO 2 + O 2 SO 3

оборотна і ступінь окислення газу будь-якого складу строго визначається температурою і парціальними тисками компонентів реакції 2:

Рівняння для розрахунку теплового ефекту і константи рівноваги реакції для інтервалу температур 400 - 625 і 650 0 С мають наступний вигляд:

Для технічних розрахунків може бути використано рівняння:

Кількість окисленого SO 2 характеризують часткою загального вмісту діоксиду сірки (сірчистого ангідриду) в газі або в% (до загального первісного кількості SO 2 в газі). Максимальний ступінь перетворення діоксиду сірки в триоксид при заданих умовах (температурі, тиску, вихідних концентраціях реагуючих компонентів) досягається в умовах рівноваги. Для стану рівноваги з урахуванням зменшення обсягу газової суміші при протіканні реакції вирази для парціальних тисків компонентів суміші приймають вид (вираз справедливо при загальному тиску 1 атм): де a і b - вихідні парціальні тиску діоксиду сірки і кисню, х р - рівноважна ступінь перетворення.

Рівняння, в неявному вигляді визначає ступінь перетворення:

Каталізатори окислення діоксиду сірки.

У виробництві сірчаної кислоти контактним методом окислення SO 2 відбувається в присутності каталізатора. Для цього газ приводять у зіткнення з каталізатором, що знаходяться в стаціонарному або «киплячому» стані. Здатністю прискорювати окислення діоксиду сірки мають різні метали, їх сплави і оксиди, деякі солі, силікати і багато інших речовин і матеріалів. Кожен каталізатор забезпечує певну, характерну для нього ступінь перетворення. У заводських умовах вигідніше користуватися каталізаторами, за допомогою яких досягається максимально висока ступінь перетворення, так як залишкова кількість неокисленого SO 2 не вловлюється в абсорбційному відділенні, а віддаляється в атмосферу разом з газами, що відходять 3. Для утилізації викидів SO 2 в даний час використовуються різні технології, наприклад, технологія компанії "HALDOR TOPSOE". (Каталітичний процес WSA - виробництво сірчаної кислоти з вологого газу, що дозволяє регенерувати сірчистий ангідрид незалежно від його концентрації в технологічних газах; основні характеристики: повна автоматизація процесу, можливість використання тепла реакції окислення сірчистого ангідриду для отримання товарного пара і повна екологічна чистота).

Тривалий час кращим каталізатором вважався платиновий, проте з 1932 р. його витіснили ванадієві. До кінця 70-х рр.. застосовувався каталізатор БАВ (контактна маса, що складається їх барію, алюмінію, ванадію). Чистий пятіоксід ванадію має слабку каталітичною активністю, різко зростаючої в присутності солей лужних металів. Застосовується каталізатор СВД (сульфо-ванадати-діатомова контактна маса), що виготовляється шляхом змішування кремнеземистого носія - діятимуть з вмістом не більше 3% Al 2 O 3, тонко перемелений пятіоксіда ванадію і розчину KHSO 4, подальшого гранулювання і прожарювання гранул.

Прагнення підвищити активність при низьких температурах привело до розробки каталізатора СВС і каталізатора Інституту каталізу (нині Інститут каталізу ім. Г. К. Борескова СО РАН). Вони виробляються з використанням як носія охолодженого силікагелю при застосуванні гідратованого пятіоксіда ванадію по кілька відмінних між собою технологічними схемами. Застосування цих каталізаторів при концентрації газу 8 - 9% SO 2 дозволяє знизити температуру на вході в I каталізатора до 405 - 410 0 С. Там же були розроблені каталізатори ІК-1-6, МСВ - з малим вмістом ванадію. Зараз для окислення сірчистого ангідриду в сірчаний у виробництві сірчаної кислоти застосовуються каталізатори ІК-1-6М, також розроблені Інститутом каталізу. (ІК-1-6М - сімейство нових каталізаторів, які є модернізованими аналогами каталізатора ІК-1-6; працюють в широкому діапазоні температур - від 380 до 640 ° С в системах одинарного і подвійного контактування, а також в апаратах нестаціонарного окислення SO 2) 4 . Для переробки газів підвищеної концентрації (10 - 11% SO 2) був розроблений каталізатор ТЗ (термостабільний), більш стійкий до термічної інактивації, ніж СВД. В якості носія використовується модифікований діатоміт. Також застосовують кульковий зносостійкий каталізатор для роботи в підвішеному шарі, розроблений в ЛТІ (СПбГТІ (ТУ)). Його отримують просоченням розчинами ванадати і сульфату калію кулькового алюмосілікагеля з певним змістом Al 2 O 3 та наступною термообробкою, при якій, в залежності від температури і зміст вводиться KNO 3, створюється певна пориста структура. Для переробки газів з підвищеною концентрацією SO 2 і під тиском були створені ванадієві каталізатори, що володіють підвищеною термостабильностью або підвищеною температурою запалювання. Існує трубчастий каталізатор СВД зі зниженим гідравлічним опором. Іноземні фірми - постачальники каталізаторів для сірчаної кислоти: BASF (ФРН), Monsanto Environmental Chemical Systems (США), American Cyanamid Co (США), Catalyst and Chemicals Inc (США), Haldor Topsoe (Данія), Saint Gobein and Krebs (Франція), Kemira (Фінляндія) та ін

Механізм і кінетика окислення сірки 5.

Каталізатори окислення діоксиду сірки в триоксид мають різний склад. Так, в СВД встановлено присутність трьох сполук: 3 K 2 S 2 O 7 * V 2 O 5, 2 K 2 S 2 O 7 * V 2 O 5 та K 2 S 2 O 7 * V 2 O 5, розкладаються при температурах відповідно 315 - 330, 365 - 380 і 405 - 400 0 С. Активний компонент ванадієвих каталізаторів у температурній області їх застосування знаходиться в розплавленому стані, виникає специфічна особливість у механізмі їх дії. Каталізатори працюють як абсорбція і процес окислення протікає всередині шару активного компонента. В області високих значень поверхні реакція протікає в усьому обсязі розплаву внаслідок його малої величини, зі зниженням поверхні каталізатора товщина плівки розплаву збільшується і швидкість реакції лімітується дифузією газоподібних компонентів в обсязі розплаву.

Схема процесу може бути сформульована таким чином:


1) 2V 5 + + O 2 - + SO 2 2V 4 + + SO 3

2) 2V 4 + + 1/2O 2 2V 5 + + O 2 - А

У першій стадії досягається рівновага, друга стадія є повільною і визначає швидкість процесу.

В області температур вище 420 0 С швидкість каталітичної реакції багато більше швидкості відновлення каталізатора. У зв'язку з цим вірогідний механізм, в якому процес протікає по дорозі, не пов'язаного зі зміною валентного стану ванадію. Схема такого процесу:

1) V 2 O 5 * nSO 3 + SO 2 V 2 O 5 * (n - 1) SO 3 * SO 2 + SO 3

2) V 2 O 5 * (n - 1) SO 3 * O 2 V 2 O 4 * nSO 3 Б

3) V 2 O 5 * (n - 1) SO 3 * SO 2 + O 2 + SO 2 V 2 O 5 * nSO 3 + SO 3

У разі Б швидкість каталітичної реакції пропорційна частці активного компонента в окисленої формі. За цим механізмом реакція протікає в присутності триоксида сірки в газовій фазі.

Швидкості окислення ванадію (IV) киснем і каталітичної реакції в присутності SO3 близькі і при малих ступенях перетворення процес протікає по окислювально-відновного механізму, який може бути представлений схемою:

1) V 2 O 4 * nSO 3 V 2 O 4 * (n - 2) SO 3 + 2SO 2

2) V 2 O 4 * (n - 2) O 3 + 1/2O 2 V 2 O 5 * (n - 2) SO 3 В

3) V 2 O 5 * (n - 2) SO 3 + SO 2 + SO 3 V 2 O 4 * nSO 3

Швидкість реакції визначає стадія (2).

Таким чином, кінетичні закономірності досить складні.

На швидкість реакції впливає також внутрішня дифузія. У реальних умовах контактного процесу вплив внешнедіффузіонних факторів становить менше 3%. Дифузійний опір зменшується із зростанням масової швидкості газового потоку при високих парціальних тисках реагентів, при малих значеннях швидкостей реакції і розміру зерна каталізатора.

Вплив тиску на процес окислення діоксиду сірки.

Підвищення тиску впливає як на швидкість процесу, так і на стан рівноваги. Швидкість реакції і вихід продукту з підвищенням тиску збільшуються за рахунок підвищення діючих концентрацій SO 2 і O 2 і збільшення рушійної сили процесу. Початкова температура (температура газу на вході в I шар каталізатора) знижується зі збільшенням тиску.

Температура газу на вході в I шар:

Тиск, МПа

Концентрація SO 2,%


8

9

10

11

0,5

440

383

364

348

0,7

400

378

359

342

1,0

398

375

353

336

Значення температур, відповідних рівноважної ступеня перетворення 0,998 при тиску в системі 1,0 МПа:

З so 2,%

8

9

10

11

12

t, 0 C

400

393

386

379

372

Технологічне оформлення процесу окислення діоксиду сірки.

Технологічна схема та апаратура контактного вузла залежить від виду застосовуваного сировини, способів відведення тепла реакції, продуктивності установки та інших факторів.

На рис. представлена ​​схема контактного вузла з одинарним контактуванням, включаючи 4-шаровий апарат з проміжними теплообмінниками. Очищений і осушене сірчистий газ подається газодувки, нагрівається в зовнішньому і проміжних теплообмінниках і надходить на I шар контактного апарату. Пройшовши всі шари каталізатора з проміжним охолодженням в теплообмінниках, прореагировавших газ покидає контактний апарат, охолоджується в зовнішніх теплообмінниках і надходить на абсорбцію утворився SO 3. оптимальний температурний режим підтримується за допомогою байпасні газоходів з засувками на теплообмінниках, які зазвичай встановлюють послідовно по ходу газу, іноді - паралельно перед двома останніми шарами. Максимальний ступінь перетворення в контактному апараті 98,0 - 98,5%.

При подвійному контактуванні після першої стадії каталізу з газової суміші поглинається утворився SO 3 та на другу стадію каталізу надходить неокислених частина вихідного SO 2. Ступінь перетворення 99,5 - 99,8%.

У сучасному сірчанокислотному виробництві найбільш широко застосовуються контактні апарати з горизонтальними стаціонарними шарами каталізатора і відведенням тепла в виносних теплообмінниках. Застосовуються також контактні апарати з внутрішніми теплообмінниками або з піддувом повітря або газу.

При роботі по короткій схемі на газах від спалювання сірки або сірководню застосовується охолодження газу між шарами в пароперегрівачах, в газоповітряних теплообмінниках або піддувом повітря, що значно спрощує конструкцію контактного вузла.

Для стійкої роботи контактного апарату необхідно рівномірний розподіл газу і температур по перетину апарату, достатня потужність теплообмінників, надійна схема регулювання, простота обслуговування і ремонту та ін Найбільша рівномірність температур і концентрацій газу в апараті досягнута при використанні виносних теплообмінників.

Використання апарату ОТС - з відведенням тепла сірої дозволяє шляхом використання високотемпературного теплоносія збільшити ступінь конверсії в порівнянні з традиційними методами конверсії на 1,5 - 1,8% внаслідок зниження градієнта температур між стінками трубок і серединою шару. Робоча температура охолоджуючого агента в ОТС збігається з температурою запалювання каталізатора, що дозволяє виключити можливість інактивації каталізатора при зростанні швидкості газів. При цьому в два рази менше, ніж у ПНР, витрата металу.

Також використовуються касетні апарати (каталізатор поміщений в касети з дроту).

За умовами здійснення процесу окислення SO2 і принципу тепловідведення контактні апарати можна розділити на:

апарати зі стаціонарними шарами каталізатора і посередником теплообміном (найбільш широко застосовуються);

апарати зі стаціонарними шарами каталізатора і безперервним теплообміном;

апарати з киплячими шарами каталізатора і безперервним теплообміном;

апарати з нестаціонарним режимом окислення і тепловідведення в шарах каталізатора.

2. Математичні моделі хімічних реакторів

Центральним апаратом у будь хіміко-технологічної системи, що включає цілий ряд машин та апаратів, з'єднаних між собою різними зв'язками, є хімічний реактор - апарат, в якому протікає хімічний процес. Вибір типу, конструкції і розрахунок хімічного реактора, створення системи управління його роботою - одна з важливих задач хімічної технології.

Як і у випадку інших апаратів, що використовуються в хімічній промисловості (теплообмінних, масообмінних тощо), для вивчення, розрахунку і проектування хімічних реакторів застосовується метод моделювання.

Під математичною моделлю розуміється деяке спрощене зображення процесу в реакторі, яке зберігається найбільш суттєві властивості реального об'єкта і передає їх в математичній формі. Залежно від постанов завдання математична модель враховує різну кількість ознак об'єкта і тому модель може бути широкою і вузькою.

2.1 Модель реактора ідеального витіснення

Реактори витіснення - трубчасті апарати, що мають вигляд подовженого каналу. У трубчастих реакторах переміщення має локальний характер і викликається нерівномірністю розподілу швидкості потоку і її флуктуаціями, а також завихреннями. Реактори витіснення бувають двох видів: ідеального і повного витіснення.

Ідеально витіснення припускає, що будь-яку кількість реагентів і продуктів через реактор переміщується як твердий поршень, і по довжині реактора (в просторі) відповідно до особливостей реакції та супроводжуючих її фізичних явищ встановлюється певний розподіл концентрацій учасників реакції, температури та інших параметрів. До реакторам ідеального витіснення відносяться ті апарати, в яких відсутня радіальне і поздовжнє перемішування.

Матеріальний баланс

Матеріальний баланс - речовий вираз закону збереження маси речовини, згідно з яким за будь-якої замкнутої системі маса речовин, що вступили у взаємодію, дорівнює масі речовин, що утворилися в результаті взаємодії. Стосовно до матеріального балансу будь-якого технологічного процесу це означає, що маса речовин, що надійшли на технологічну операцію - прихід, дорівнює масі отриманих речовин - витраті. Матеріальний баланс складають за рівнянням основної сумарної реакції з урахуванням паралельних і побічних реакцій.

Матеріальний баланс безперервно діючих проточних реакторів складається, як правило, для сталого (стаціонарного) режиму, при якому загальна маса речовин, що надійшли в апарат за даний період часу, дорівнює масі речовин, що вийшли з апарату. Кількість же всіх речовин в апараті постійно, тобто накопичення або втрат сумарної кількості речовин не відбувається. [3]

Складемо матеріал баланс реактора ідеального витіснення.

dV ZNA

x x + dx

Реактор являє собою довгий канал, через який реакційна суміш рухається в поршневому режимі. Зміна концентрації відбувається по довжині. Виділимо елементарний об'єм dV, для якого вважається матеріал баланс, де ZNA-концентрація ключового реагенту.

[Кг / c] = [(м 3 / с) ∙ (м 3 / кмоль) ∙ (кг / кмоль)]

- Витрата

-Масова витрата хімічної реакції

[Кг / с] = [(кмоль / м 3 ∙ с) ∙ (м 3) ∙ (кг / кмоль)

-Масова витрата на спад

- Обсяг реактора

3] = [(м 3 / c) ∙ (c)]

- Рівняння матеріального балансу для реактора, що працює в режимі ідеального витіснення.

- Час перебування реакційної суміші в реакторі для отримання заданого ступеня перетворення x. З цього рівняння можна розрахувати обсяг реактора.

Тепловий баланс

Hfp Hch

Hfr H т / o

-Теплота фізичного приходу, де Cp-теплоємність.

[КДж / с] = [(м 3 / c) ∙ (кДж / м 3 / град) ∙ (град)]

- Теплота фізичного витрати.

[КДж / с] = [(м 3 / c) ∙ (кДж / м 3 / град) ∙ (град)]

- Теплота хімічної реакції.

[КДж / c] = [(кмоль / м 3 ∙ c) ∙ (кДж / кмоль) ∙ (м 3)]

-Теплота теплообмінника,

[КДж / c] = [(кДж / м 2 ∙ град ∙ с) ∙ (м 2 / м 3) ∙ (град) ∙ (м 3)]

Де К-коефіцієнт теплопередачі, який визначається за наступною формулою

,

Де d-товщина стінки;

α 1, α 2 - коефіцієнт тепловіддачі із зовнішньої й внутрішньої поверхнях відповідно;

λ - коефіцієнт теплопровідності

Прихід:

Витрата:

За законом збереження енергії:

-

рівняння ПОЛІТЕРМ, в якому враховується частина теплоти хімічної реакції, що йде на зміну температур в хімічній реакції, і частина, що йде на теплоту, яку веде теплообмінник.

У адіабатичному режимі теплообмінник відсутній:

- Рівняння адіабати.

- Адіабатичний коефіцієнт.

Фізичний сенс адіабатичного коефіцієнта: на стільки градусів зміниться температура реакційної суміші, якщо ступінь перетворення буде дорівнює 1, тобто, якщо ключовий реагент прореагував повністю.

2.2 Модель реактора повного змішання

Реактори змішання - це ємнісні апарати з перемішуванням механічною мішалкою або циркуляційним насосом. Реактор повного змішування характеризується тим, що будь-який елемент обсягу реагує суміші миттєво перемішується з усією середовищем, що міститься в реакторі, так як швидкість циркуляційних рухів по перетину й осі апарату у багато разів більше, ніж лінійна швидкість по осі. [2]

Матеріальний баланс

GAFP

GAFR GAch

Прихід:

-Масова витрата ключового реагенту, що прийшов в реактор.

[Кг / c] = [(м 3 / c) · (м 3 / кмоль) · (кг / кмоль)]

Витрата:

-Масова витрата ключового реагенту, який пішов з реактора.

- Масова витрата ключового реагенту в хімічній реакції.

[Кг / c] = [(кмоль / м 3 · c) · (м 3) · (кг / кмоль)]

За законом збереження матерії:

-Рівняння матеріального балансу для реактора повного змішання.

Тепловий баланс

Hfp Hch



Hfr H т / о

Прихід:

-Теплота фізичного приходу, де Cp-теплоємність

[КДж / с] = [(м 3 / c) · (кДж / м 3 / град) · град)]

теплота хімічної реакції.

[КДж / c] = [(кмоль / м 3 · c) · (кДж / кмоль) · (м 3)]

Витрата:

теплота фізичного витрати

[КДж / с] = [(м 3 / c) · (кДж / м 3 / град) · (град)]

-Теплота теплообмінника, де К-коефіцієнт теплопередачі

[КДж / c] = [(кДж / м 2 · c · град) · (м 2) · (град)]

За законом збереження енергії:

-Рівняння ПОЛІТЕРМ.

-Рівняння адіабати, тобто теплообмін з навколишнього середовища немає.

-Рівняння ізотерми. [1]

3. Програми розрахунку і результати

Вибір реактора

; ;

Залежність X = f (ZNA)

Залежність X = f (P)

Залежність X = f (TN)

4. Обговорення результатів

З графіка залежності X - t (залежність ступеня реактора від часу) видно, що вона і в реакторі повного змішання, і в реакторі витіснення має зростаючий характер, тому що чим довше час перебування реакційної суміші в реакторі, тим більше утворюється кінцевого продукту.

При постійній ступеня перетворення х (наприклад, х = 0,4) τ RPS RIV, тобто за менший час РПС швидше досягає ступеня перетворення х = 0,4 і обсяг реактора при цьому буде менше, тобто РПС відповідає критерію економічності в більшою мірою, ніж РІВ. Провівши порівняння реакторів РІВ і РПС за технологічними параметрами, які характеризують реактор (час перебування, швидкість і ступінь перетворення в ході розрахунків), приходимо до висновку, що для окислення діоксиду сірки в триоксид вигідніше застосовувати реактор повного змішання.

Графічна залежність швидкостей реакції окислення від часу для РІВ і РПС:

З графіка видно, що швидкість реакції в РПС досягає свого максимального значення за менший час, ніж в РІВ. Збільшення швидкості ж веде до зменшення часу перебування. Швидкість - основний параметр, що впливає на час перебування суміші в реакторі. У РПС температура зростає більше, ніж в РІВ, що впливає на збільшення константи швидкості реакції. У РПС реакція відбувається у всіх точках об'єму одночасно і з однаковою швидкістю внаслідок перемішування. У РІВ реакція відбувається поступово, по шарах, витісняючи наступний більш плавно. Отже, реактор повного змішання виграє у швидкості.

У ході аналізу зміни ступеня окислення діоксиду сірки від початкової температури, початкової концентрації і тиску були отримані наступні результати:

при збільшенні початкової концентрації SO 2 ступінь перетворення його зменшується;

при збільшенні початкової температури ступінь перетворення зростає;

при збільшенні тиску ступінь перетворення зростає.

5. Висновки

При порівнянні реактора повного змішання і ідеального витіснення прийшли до висновку, що за технологічними і економічними параметрами більш доцільним є застосування реактора повного змішання (більше швидкість і менше час перебування суміші в реакторі, отже, менше обсяг реактора VP = V 0 * t преба).

При збільшенні початкової концентрації SO 2 ступінь перетворення зменшується. Це випливає з рівняння матеріального балансу: X = t * U (X) / ZNA - ступінь перетворення прямо пропорційна часу перебування реакційної суміші в реакторі і обернено пропорційна початковій концентрації.

При збільшенні початкової температури ступінь перетворення зменшується; за рівнянням матеріального балансу Х прямо пропорційна швидкості реакції, яка зі збільшенням температури (за збільшенням початкової температури зростає загальна температури суміші) спочатку зростає до значення U max (константа швидкості реакції зростає швидше зменшення рушійної сили), потім зменшується (const швидкості росте повільніше зменшення ДС). При більшій початковій температурі швидше досягається стан рівноваги (більше швидкість, менше час перебування), тому ступінь перетворення менше.

При збільшенні тиску ступінь перетворення зростає з плином часу, так як реакція йде зі зменшенням обсягу реакційної суміші, отже, підвищення тиску призводить до збільшення ДС реакції і швидкості, яка прямо пропорційна ступеня перетворення за рівнянням матеріального балансу. (Також зростають парціальні тиску реагентів).

Список літератури

  1. Амелін А. Г. Технологія сірчаної кислоти. - М.: Хімія, 1971.

  2. Васильєв Б. Т., Отвагіна М. І. Технологія сірчаної кислоти. - М.: Хімія, 1985.

  3. Власов Е.А. Основи хімічної технології. Курс лекцій, 2006

  4. Загальна хімічна технологія: Учеб. для вузів / А. М. Кутепова, Т. І. Бондарева, М.Г. Беренгартен. - 3-е изд., Перераб. - М.: ІКЦ «Академкнига», 2003.

  5. Загальна хімічна технологія: Учеб. для хіміко-техн. спец. вузів. У 2-х т. Т. 1: Теоретичні основи хімічної технології / За ред. І. П. Мухленова. - 4-е изд., Перераб. і доп. - М.: Вища. шк., 1984.

  6. Сайт Інституту каталізу ім. Г. К. Борескова СО РАН: Catalysis. Ru, NeWord.ru та ін

1 Загальна хімічна технологія: Учеб. для хіміко-техн. спец. вузів. У 2-х т. Т. 1: Теоретичні основи хімічної технології / За ред. І. П. Мухленова. - С. 77 - 79.

2 Василь Б. Т., Отвагіна М. І. Технологія сірчаної кислоти. - С. 151.

3 Амелін А. Г. Технологія сірчаної кислоти. -С. 188.

4 Сайт Інституту каталізу ім. Г. К. Борескова СО РАН: Catalysis. Ru.

5 Васильєв Б. Т., Отвагіна М. І. Технологія сірчаної кислоти. - С. 157 - 163.

Додати в блог або на сайт

Цей текст може містити помилки.

Хімія | Курсова
92.7кб. | скачати


Схожі роботи:
Сірчаний ангідрид його вплив на навколишнє середовище
Автоматизація процесу отримання сірчистого ангідриду при виробництві сірчаної кислоти
Вибір засобів та заходів для проведення PR-компанії
Реакції окислення в промисловому органічному і нафтохімічному синтезі
Хімічні властивості альдегідів і кетонів Реакції окислення та відновлення
Аеробне окислення вуглеводів Біологічне окислення і відновлення
Ланцюгові нерозгалужені реакції Потрійні зіткнення і трімолекулярние реакції
Вибір фарби для волосся
Вибір матеріалів для урочистих чоловічих костюмів
© Усі права захищені
написати до нас