Inżynieria reaktorów chemicznych

Projekt 4.2

Przygotowały:

Maria Ortyl - Łaz

Karolina Zubrzycka

Zadanie projektowe

Dla reakcji odwracalnych : A + B 2P

Gdzie:

C_AO= 0,25 [kmol/m³]

C_BO= 0,8 [kmol/m³]

k1 = 0,045[m³/kmol • s]

k2 = 0,01362 [m³/kmol  • s ]

G_P= 200 [kg/h]

M_P= 135 [kg/kmol]

t_j = 180s

Obliczyć :

1. Równowagowy stopień przemiany

2. Objętość reaktora okresowego oraz pojedynczego reaktora przepływowego od α_A (0,01 – α*)

3. Obliczyć objętość reaktora okresowego, pojedynczego reaktora przepływowego dla G_p1=G_p-200% G_p ( wzrost G_p o 10%- dla 10 pkt).

4. Dla α_A= 0,5 α* i G_p= 200 kg/h porównać wielkość reaktora okresowego, przepływowego i kaskady dwóch reaktorów przepływowych o równej objętości.

5. Wnioski z przeprowadzonych obliczeń.

Zadanie projektowe

Dane pomiarowe
CAO= 0,25 [kmol/m^3] CBO= 0,8 [kmol/m^3] k1 = 0,045[m^3/kmol • s] k2 = 0,01362 [m^3/kmol  • s] GP= 200 [kg/h] MP= 135 [kg/kmol] tj = 180s
Równowagowy stopień przemiany
k1 = 0,045 [m^3/kmol • s] k2 = 0,01362 [m^3/kmol  • s]
2.Objętość reaktora okresowego oraz pojedynczego reaktora przepływowego od αA (0,01 – α*)
CAO= 0,25 [kmol/m^3] CBO= 0,8 [kmol/m^3] αA = 0, 01
k1 = 0,045[m^3/kmol • s] k2 = 0,01362 [m^3/kmol  • s] $$C_{A} = 0,248\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$$ $$C_{B} = 0,798\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$$ $$C_{P} = 0,005\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$$
q0 = q CAO= 0,25 [kmol/m^3] $$C_{A} = 0,248\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$$ $$r = 8,88\ \bullet 10^{- 3}\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3} \bullet s}\rbrack$$
Obliczenie objętości dla reaktora przepływowego o αA = 0,01 :
MP= 135 [kg/kmol] GP= 200 [kg/h] = 5,56 • 10^-2 [kg/s] t = 0,225 [s] CP= 0,005 [kmol/m^3]
Analogicznie wykonujemy obliczenia dla wybranych wartości αA znajdujących się w przedziale αA= 0,01 ÷ 077. Wyniki zamieszczono w tabelce poniżej.
α Ca [kmol/m^3] Cb [kmol/m^3] Cp [kmol/m^3] r [kmol/m^3*s] t [s] V [m^3] 0,01 0,248 0,798 0,005 0,00888 0,225 0,019 0,05 0,238 0,788 0,025 0,00841 1,427 0,024 0,1 0,225 0,775 0,050 0,00781 3,201 0,026 0,2 0,200 0,750 0,100 0,00661 7,564 0,031 0,3 0,175 0,725 0,150 0,00540 13,889 0,038 0,4 0,150 0,700 0,200 0,00418 23,923 0,049 0,5 0,125 0,675 0,250 0,00295 42,373 0,07 0,6 0,100 0,650 0,300 0,00170 88,235 0,121 0,7 0,075 0,625 0,350 0,00044 397,727 0,468 0,77 0,058 0,608 0,385 -0,00045 -426,667 -0,465
Obliczenie czasu dla reaktora okresowego o αA = 0,01 :
r = k1 •  CA •  CB − k2 • CP^2 = 0,00888[kmol/m^3•s] dCA = −CAO • dαA CAO= 0,25 [kmol/m^3]
Obliczenie objętości dla reaktora okresowego o αA = 0,01 :
MP= 135 [kg/kmol] GP= 200 [kg/h] = 5,56 • 10^-2 [kg/s] tj = 180[s] tr = 0,28 [s] CP= 0,005 [kmol/m^3]
α t [s] tc [s] v [m^3] 0,01 0,28 180,28 14,85 0,05 1,49 181,49 14,95 0,1 3,2 183,2 15,09 0,2 7,56 187,56 15,45 0,3 13,89 193,89 15,97 0,4 23,92 203,92 16,80 0,5 42,37 222,37 18,32 0,6 88,24 268,24 22,10 0,7 397,73 577,73 47,59 0,77 -427,78 -247,78 -20,41
3.Obliczenie objętości reaktora okresowego, pojedynczego reaktora przepływowego dla Gp1=Gp-200% Gp ( wzrost Gp o 10%- dla 10 pkt).
CAO= 0,25 [kmol/m^3] CBO= 0,8 [kmol/m^3] αA = 0,5 α* = 0,5•0, 77 =            0, 385 $\lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$
k1 = 0,045[m^3/kmol • s] k2 = 0,01362 [m^3/kmol  • s] $$C_{A} = \ 0,154\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$$ $$C_{B} = 0,704\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$$ $$C_{P} = 0,193\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$$
q0 = q CAO= 0,25 [kmol/m^3] $$C_{A} = 0,154\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$$ $$r = 4,38 \bullet \ 10^{- 3}\ \ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3} \bullet s}\rbrack$$
Obliczenie objętości dla reaktora przepływowego
MP= 135 [kg/kmol] GP1= GP – 200% GP [kg/h] Gp= 200 [kg/h] = 5,56 $\bullet 10^{- 2}\ \lbrack\frac{\text{kg}}{s}\rbrack$ t = 21,92 [s] CP= 0,193 [kmol/m^3]
Analogicznie wykonujemy obliczenia dla wybranych wartości wielkości produkcji Gp znajdujących się w przedziale Gp1=Gp-200% Gp . Wyniki zamieszczono w tabelce poniżej.
Gp [kg/s] tc [s] Cp [kmol/m3] Mp [kg/kmol] V [m3] 0,056 21,92 0,193 135 0,047 0,061 21,92 0,193 135 0,051 0,067 21,92 0,193 135 0,056 0,072 21,92 0,193 135 0,061 0,078 21,92 0,193 135 0,066 0,083 21,92 0,193 135 0,070 0,089 21,92 0,193 135 0,075 0,094 21,92 0,193 135 0,079 0,100 21,92 0,193 135 0,084 0,106 21,92 0,193 135 0,089 0,111 21,92 0,193 135 0,093
Obliczenie wielkości reaktora okresowego
r = k1 •  CA •  CB − k2 • CP^2 $= \ 4,38 \bullet \ 10^{- 3}\ \lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3} \bullet s}\rbrack$ dCA = −CAO • dαA CAO= 0,25 [kmol/m^3] αA =    0, 385 $\lbrack\frac{\text{kmol}}{m^{3}}\rbrack$
Obliczenie objętości reaktora okresowego
MP= 135 [kg/kmol] GP= 200 [kg/h] = 5,56 • 10^-2 [kg/s] tj = 180[s] tr = 21,97 [s] CP= 0,193 [kmol/m^3]
Analogicznie wykonujemy obliczenia dla wybranych wartości wielkości produkcji Gp znajdujących się w przedziale Gp1=Gp-200% Gp. Wyniki zamieszczono w tabelce poniżej.
Gp [kg/s] tc [s] Cp [kmol/m3] Mp [kg/kmol] V [m3] 0,056 201,97 0,193 135 0,43 0,061 201,97 0,193 135 0,47 0,067 201,97 0,193 135 0,52 0,072 201,97 0,193 135 0,56 0,078 201,97 0,193 135 0,61 0,083 201,97 0,193 135 0,64 0,089 201,97 0,193 135 0,69 0,094 201,97 0,193 135 0,73 0,100 201,97 0,193 135 0,78 0,106 201,97 0,193 135 0,82 0,111 201,97 0,193 135 0,86
WYKRES 4.Dla αA= 0,5 α* i Gp= 200 kg/h porównać wielkość reaktora okresowego, przepływowego i kaskady dwóch reaktorów przepływowych o równej objętości.
Dla reaktora przepływowego : V= 4, 68• 10^−2  [m^3] Dla reaktora okresowego: V = 0, 43 [m^3]
Obliczenie wielkości kaskady dwóch reaktorów przepływowych o równej objętości
Założenia: V1 = V2 t1 = t2 q0 = q v = q •t r= k1 •  CA •  CB − k2 • CP^2
Obliczenie objętości dla kaskady dwóch reaktorów
MP= 135 [kg/kmol] GP= 200 [kg/h] t = [s] CAO= 0,25 [kmol/m^3] αA = 0,77

TYP REAKTORA	REAKTOR PRZEPŁYWOWY	REAKTOR OKRESOWY	KASKADA REAKTORÓW
Objętość [m^3]
Przykładowe procesy	- synteza amoniaku - synteza metanolu - otrzymywanie kwasu siarkowego	- synteza amoniaku - otrzymywanie kwasu siarkowego	-synteza polilaktydu -otrzymywanie poliamidu

1. Wnioski.

   - Z wykresu zależności objętości pojedyńczego reaktora przepływowego od stopnia przereagowania wnioskujemy, iż objętość reaktora przepływowego ulega zmianie wraz ze wzrostem stopnia przereagowania α_A. W zakresie 0,1-0,6 obserwujemy niewielki liniowy wzrost objętości, natomiast po przekroczeniu stopnia przereagowania równego 0,6 obserwujemy znaczy wzrost objętości reaktora.

- Dla reaktora okresowego wraz ze zmianą stopnia przereagowania objętość jest na stałym poziomie, lekko wzrasta pomiędzy stopniem przereagowania 0,3-0,6. Po osiągnieciu stopnia przereagowania równym 0,6 objetość reaktora zaczyna znacząco wzrastać. Podobnie jak w przypadku reaktora przeplywowego.

- W przypadku reaktora przepływowego wykres zależności objętość nieznacznie rośnie natomiast dla reaktora okresowego widzimy, iż znajduje się na podobnym poziomie niezależnie od zmiany stopnia przereagowania. Najlepszą wydajność otrzymujemy przy wartościach stopnia przereagowania środkowych, wówczas też objętość reaktora jest mała.

- Analizując wykres zależności objętość pojedynczego reaktora przepływowego od wielkości produkcji można stwierdzić, iż wielkość produkcji reaktora przepływowego jest wprost proporcjonalna do jego objetosci.

- Zarówno w pierwszej częci obliczeń jak i drugiej objętość reaktora okresowego była znacznie większa od objętości reaktora przepływowego. Przez to będzie on najabardziej kosztowny do zamontowania.