Распределение по высоте реактора

I — высота реактора S — площадь поперечного сечения реактора к о — объемный коэффициент массопередачи кр — константа скорости реакции е — объемная доля дисперсной фазы яр — коэффициент распределения. [c.13]

При решении математической модели неизотермического ДЖР возникает ряд специфических задач, которые связаны с существованием градиента температуры по высоте аппарата или с возможностью возникновения такого градиента. Важнейшими из них являются определение оптимального распределения температуры по высоте реактора и изучение термической устойчивости и параметрической чувствительности системы. [c.171]

Уравнения теплового баланса учитывают распределение температуры в трубчатом Гтр и реакционном пространствах Т по высоте реактора [13] [c.60]

Рис. 4. Пример распределения температур и составов конвертированного газа по высоте реактора конверсии (,/1 = —- = 2100 =

Широко применяются в промышленности адиабатические реакторы для каталитических процессов, выполненные в виде цилиндрических аппаратов и заполненных стационарным слоем гранулированного катализатора, работающие сравнительно длительный отрезок времени без регенерации или вообще не подлежащие регенерации. В этих аппаратах катализатор располагается либо в виде одного слоя по всей рабочей высоте реактора, либо в виде отдельных слоев, размещаемых на перфорированных опорных решетках, через которые свободно проходят пары сырья и не просыпается катализатор. Послойное расположение катализатора осуществляют в тех случаях, когда катализатор не обладает высокой механической прочностью. При большой высоте слоя катализатор может раздавливаться и уплотняться, что приводит к повышенному сопротивлению потока сырья и неравномерности его распределения по сечению аппарата. [c.632]

Распределение остаточной выносливости металла по высоте реактора [c.194]

Конверсия во всем объеме реактора. Если поток сырья неравномерно распределяется по слою катализатора (например, изменяется по высоте реактора г), то величины V, с, g — функции продольной координаты 2. В этом случае, даже не учитывая явлений продольного переноса в слое катализатора, придется провести интегрирование по координате г. Однако на практике конструктивными приемами добиваются равномерного распределения потоков, что всегда принимают при построении математических моделей. [c.383]

Влияние высоты реактора I на характер распределения определяется величиной энергетических затрат на трение. При обычных для промышленных трубопроводов значениях X = 0,01—0,02 удлинение реактора, как правило, приводит к усилению неравномерности в раздаче потока. [c.393]

При разработке высокопроизводительных агрегатов синтеза метанола по традиционной двухфазной системе появляются ограничения, снижающие технико-экономические показатели процесса неоднородность распределения газового потока и температуры по сечению и высоте реактора трудности использования теп- [c.193]

Стремление к снижению иди даже полному исключению термических напряжений, обусловленных неравномерностью распределения температуры, а также затрат времени на выгрузку, как считают специалисты, являются ограничениями дальнейшего увеличения диаметра реакторов при 24-часовом цикле работы. Диаметр и высота реактора определяются исходя из максимального количества кокса, которое может быть получено при обычном рабочем цикле. Совершенствование металлургии и технологии аппаратостроения позволили увеличить диаметр реакторов с 5,2 м в 1946 г. до. [c.14]

В электрически обогреваемых энергетических системах и ядерных реакторах используются поверхности теплообмена специальной формы, обладающие любопытными свойствами. В простейшем случае плотность теплового потока на поверхности теплообмена постоянна повсюду от входа до выхода следовательно, разность температур между обогреваемыми поверхностями и теплоносителем сохраняется приблизительно постоянной от входа до выхода, как на рис. 4.1, а. В большинстве ядерных реакторов наблюдается более сложное распределение температур, поскольку поток нейтронов обычно достигает максимального значения в центре реактора следовательно, тепловой поток стремится достичь максимального значения в средней части и уменьшается к входному и выходному сечениям. При этом распределение температур аналогично показанному сплошными кривыми на рис. 4.1, ж. Если максимально возможная температура теплоносителя на выходе определяется по заданной максимально допустимой температуре топливного элемента и коэффициенту теплоотдачи, то температура поверхности топливного элемента должна быть постоянной по всей высоте реактора. В идеальном случае температура теплоносителя экспоненциально увеличивается в направлении от входа к выходу, в то время как мощность на единицу площади экспоненциально уменьшается, начиная от входа в реактор. При этом распределение температур аналогично показанному на рис. 4.1, б. На практике для разрешения проблемы изготовления топливных элементов и работы реактора приходится искать компромиссный вариант распределения температуры по поверхности металла. Для приближения к условиям работы при постоянной температуре используется двухступенчатое устройство, распределение температур в котором показано на рис. 4.1, 3. В этом случае производится двухступенчатая загрузка топлива, так что на первых 60 % высоты реактора наблюдаются более высокие тепловые потоки по сравнению с остальными 40 %. В принципе можно осуществить конструкцию с любым количеством ступеней, но делать более двух или трех ступеней нецелесообразно. [c.74]

Путем промера температур по высоте реакторов и сличения полученного распределения их с эталонными расчетными кривыми. [c.113]

Рис. 4. Распределение серы в катализаторе по высоте реакторов. i — первый реактор 2 — второй реактор.

На рис. 4.23 приведено количественное распределение по высоте реактора /г-ксилола, /г-КБА (основной примеси, опре- [c.223]

Рис. 4.23. Распределение реагентов по высоте реактора с двухъярусной мешалкой с одним (— —) и двумя (- ) вводами исходной смеси.

Концентрации продуктов окисления циклогексана при заданных условиях в замкнутой системе являются функциями времени =/ (0 и заданы набором экспериментально определяемых кинетических кривых. Располагая этими кривыми, легко найти распределение концентраций продуктов по высоте реактора. Так как зависимость между и I линейная, то все сводится лишь к замене для кинетической кривой масштаба времени на масштаб длины [c.108]

В длительных опытах под давлением, в которых изучалось распределение кобальта по высоте реактора, было замечено изменение степени разложения карбонилов кобальта в зависимости от содержания кобальта на пемзе (табл. 5). В этих опытах разложение карбонилов кобальта проводилось в разъемном реакторе, состоящем из семи зон. После опыта в каждой зоне определялось среднее содержание кобальта, которое резко уменьшалось по направлению сверху вниз. Для наблюдения за степенью разложения и для расчета констант были выбраны четыре средние зоны с постоянной температурой. Концентрация карбонилов, поступающих в каждую зону, рассчитывалась с учетом количества кобальта, осажденного в предыдущей зоне. [c.117]

Технологическая схема процесса приведена на рис. 5. Окисление бутана последовательно происходит в реакторах, имеющих высоту 12 м каждый. Оптимальные параметры процесса давление 60—80 ат, 160—200° С. Важное значение в процессе окисления имеет соблюдение заданного температурного режима и равномерное распределение в реакторе реагирующих компонентов. Подаваемое количество воздуха, скорость его подачи должны выбираться таким образом, чтобы обеспечить полное превращение кислорода. [c.52]

Исследовалась равномерность распределения твердых частиц по высоте реактора. Анализ проводился по отстою твердой фазы в мерном цилиндре [c.81]

Свежий ацетилен из газгольдера вместе с циркулирующим газом (содержание ацетилена в смеси около 92—94%), в значительном избытке против теоретически необходимого, подается под давлением 5 ати в головку реактора через специальные вводы, предназначенные для равномерного распределения газа. Такие же вводы, кроме головки, имеются еще в четырех местах верхней половины реактора они служат для подачи по мере надобности холодного газа (ацетилена) с целью поддержания равномерной температуры по всей высоте реактора. [c.243]

Рис. 40. Зависимость распределения концентрации вещества по высоте реактора при различных значениях критерия Ре

Рис. 8.7. Схема распределения концентрации озона по высоте реактора

Большое применение в промышленности имели адиабатические реакторы для каталитических процессов, выполненные в виде цилиндрических аппаратов, заполненных стационарным слоем гранулированного катализатора. В этих аппаратах катализатор располагается либо в виде одного слоя по всей рабочей высоте реактора, либо в виде отдельных слоев. Послойное расположение катализатора осуществляют в тех случаях, когда катализатор не обладает высокой механической прочностью при большой высоте слоя катализатор может раздавливаться и уплотняться, что приводит к повышенному сопротивлению потока сырья и неравномерности его распределения по сечению аппарата. [c.549]

Характер кривых скоростей и распределения температуры по высоте реактора определится кинетическими и тепловыми особенностями реакции неполного окисления метана [4]. В частности, большое влияние па ход процесса оказывают температура газовой смеси на входе в реактор, соотношение метана и кислорода в исходной смеси, содержание в ней окислов азота и другие факторы. [c.100]

На этом рисунке кривые 3, 5 1 6 построены по опытным замерам и показывают распределение фактической температуры в адиабатическом реакторе. Кривые 2 п 4 показывают распределение температуры по высоте реактора соответственно для начальных температур исходной смеси 630 и 620° с учетом поправки на концевой эффект, вызываемый падением температуры вследствие отвода тепла реакции закалочным холодильником. Поправка определялась по перепаду температуры, замеренной прп пропускании газо-воздушной смеси через реактор с окислами и без окислов азота, т. е. в условиях, когда протекает реакция и когда ее нет. [c.102]

На рис. 6 приводится зависимость распределения температуры по высоте реактора для смесей с различным содержанием окислов азота, являющихся в данном процессе гомогенным катализатором. Опыты данной серии проводились при содержании окислов азота, равном 0,08, 0,10, 0,12 и 0,14% объемн. Температура подачи [c.104]

Распределение температуры по высоте реактора будет меняться при переходе от одного реактора к другому. При этом сравнение условий ведения процесса нельзя проводить по какой-нибудь одной произвольно выбираемой температуре, например температуре входа газовой смеси в реактор, температуре выхода ее пз реакционного пространства и т. д. Неравномерность распределения температуры исключает также возможность использования средних температур входа и выхода смеси. [c.106]

Катализатор распределяется по царгам. В каждой из них слой катализатора располагается между двумя полками-сетками, из которых одна подвижная и поджимается к катализатору пружинами. При таком распределении катализатора по высоте реактора последний можно считать полочным с раздельной подачей части исходного газожидкостного потока под каждую из царг-ступеней (рис. 37). [c.108]

Анализ полученных результатов показывает, что влияние продольного перемешивания на распределение концентращп по высоте реактора и степень конверсии переходящего компонента зависпт от безразмерных параметров Я и а. При высоких значениях % и ма-лт.тх а продольное перемешивание практически не сказывается на [c.164]

В связи с дизелизацией моторного парка установки обессеркваьшя вакуумного дистиллята с к.к, 540 °С целесообразно перевести на режим легкого гидрокрекинга с получением до 60% ДТ за ггроход за счет усовершенствования предварительного сульфидирования катализатора ВСГ с высокими содержанием НгЗ, увеличения давления и кратности циркуляции ВСГ, усовершенствования устройств для предотвращения коксообразования вверху первого по ходу реактора, равномерности распределения сырья и ВСГ по сечению и высоте реакторов. При переработке мазутов и гудронов с содержанием металлов 100 млн и более следует использовать систему с подвижным широкопористым шариковым катализатором для деметаллизации и деасфальтизации в первой ступени и со стационарным катализатором-во второй и третьей ступенях при 2-3 МПа в сочетании с непрерывной регенерацией катализатора деметаллизации и деасфальтиза-дии. [c.204]

При сохранении кинетической области протекания реакций построение математической модели реактора по сравнению с кинетической моделью сводится к дополнительному учету теплового баланса и нензотермичности процесса в реакторе, учету обратного смешения н неоднородности поля скоростей, наличие которых доказано в работах [320, 321 1. Последнее обстоятельство, по-внднмому, снимается в реакторах с горизонтальным потоком газа, которые приняты для современных установок каталитического риформинга, поскольку в этих реакторах отсутствует пристеночный эффект, вызывающий указанную неоднородность. Метод конструктивного расчета реакторов с горизонтальным током газа, обеспечивающий равномерное распределение реакционного потока по высоте реактора изложен в работе [322]. Обратное смешение, как показано в [319], распространяется в зернистом слое только иа расстояние 3—5 диаметров зерна, поэтому в реакторах риформинга как радиальных, так и аксиальных им можно пренебречь. [c.199]

Рис. 54. Распределение фтора в катализаторе по высоте реактора после регенераций /-катализатор с содержанием 3 вес. % фтора после шести регенераций без восполнения потерь 2 - катализатор с содержанием 2,4 вес. % фтора после 23 регенераций с добавкой грвг-бутил-фторида для восполнения потерь фтора.

При работе в паровой фазе циркуляция продуктов внутри аппарата предотвращается насадкой катализатора и тепло, выделяющееся при процессе, вызывает подъем температуры по высоте реактора. Температуры в пароф азных системах регулируются так же, как и I жидкофазвых, многоточечным поддувом холодного циркуляционного водорода (см. фи1. 109). Режим процесса в отдельных секциях между точками ввода охлаждающего газа устанавливается адиабатический с постепенным подъемом температуры по ходу парогазовой смеси, а в реакционных системах в целом — политропический. Ступенчатое охлаждение реагирующих продуктов в итоге приводит к пилообразному распределению температур в зоне реакции, которое обычно не замечается на практике из-за искажения замеров вследствие выравнивания температур карманами многозонных термопар. [c.325]

В реакторе 1 имеется пластина 3 с маленькими отверстиями, распределенными по всей ее поверхности. Пластина 3 представляет собой керамическую рещетку, однако она может быть выполнена из любого пористого материала, выдерживающего температуры при которых проводится пирогидролиз. Реактор имеет диаметр 25 см около рещетки и 65 см в верхней цилиндрической части. Высота реактора 200 см. [c.199]

Высота реактора 10—16 м, диаметр —от 2,5 до 12 м. Корпус реактора при переработке сернистого сырья изготавливается из двухслойной стали. Толщина внутреннего легированного слоя стали составляет до 20% от всей толщины листа. В конусных днищах имеются штуцера соответствующих размеров для ввода в реактор сырья и катализатора и вывода продуктов реакции и закоксоваиного катализатора. В нижней части реактора располагается распределительная решетка, которая. предназначена для равномерного распределения взвеси катализатора с парами сырья по поперечному сечению реактора. Распределительная решетка изготовляется в виде перфорированной круглой плиты с отверстиями от 35 до 59 мм, в виде балок или труб, размещаемых параллельно на определенном расстоянии друг от друга. [c.184]

Исследования проводились на лабораторной модельной установке по изучени о гидродинамики.В ходе испытаний были выполнены основные требования по моделированию,так же производился замер температур на поверхности модельного реактора.Для возможности оценки полученных результатов были проведены исследования при стандартном цикле заполнения,Анализ результатов распределения температур и расположения каналов при стандартном цикле идентичен данным полученным на промншленнь х установках замедленного коксования, с применением равномерного распределения температуртое поле стало более стабильным,исчезли застойные зоны,и каналы равномерно распределились по сечения и высоте реактора коксования. ЛИТЕРАТУРА [c.33]

В связи с большой сложностью процессов, протекающих при трехфазном синтезе Фишера —Тропша, для его исследования необходимо использовать математическое моделирование. Для этого нами выбрана трехфазная модель. Приняты допущения рассматривается стационарный процесс, проте-каемый в реакторе периодического действия по жидкой фазе режим изо-барно-изотермический основное сопротивление массопереносу между газовой и жидкой фазами сосредоточено в жидкой фазе сопротивление массо-передачи на границе жидкость — катализатор пренебрежимо мало достигается однородное распределение частиц катализатора по высоте реактора учитывается осевое обратное перемешивание и пренебрегается радиальное перемешивание в газовой фазе скорость газа по высоте реактора не меняется. Исходными данными являются технологические параметры (температура, давление, количество и состав перерабатываемого синтез-газа), состав слар-ри-фазы, концентрация катализатора в ней, геометрические размеры реактора. В качестве выходных данных рассматриваются степень конверсии синтез-газа и состав продуктов синтеза. [c.65]

На рис. 1 приведена схема объемно-весовой установки. Навеска сорбента помещается в чашечку XXXIII, подвешенную к обычным кварцевым спиральным весам, размещенным в реакторе /. Для постоянства распределения температуры по высоте реактора, что важно для точности калибровки его объема, служит электрическая печь II. Она представляет собой толстостенную алюминиевую трубу с прорезями в нижней части для наблюдения за удлинениями кварцевой спирали. Конструкция реактора обеспечивает минимальный его объем внутренний диаметр близок к диаметру витков спирали, высота его ограничена длиной спирали при максимальной нагрузке. Контроль температуры производится термопарами, размещенными в карманах сверху в пробке реактора и внизу в непосредственной близости к чашечке с исследуемым образцом. Сбоку реактора расположена полукапиллярная трубка с.краном 1 для вывода газов при исследованиях в токе газа. Соединение с объемной измерительной частью установки осуществляется с помощью трубки с краном 2, введенной через пробку реактора. [c.150]

Рис. 6. Зависимость времени рас- Рис. 7. Распределение концентрации творения соли от ее количества Q суспензии по высоте реактора при иб- d/o 0.32, л 1.8 ММ-, 2 —d/O-0,43. роперемешиванин для различных значе-А —1,8 мм. ний амплитуды вибрации (/ — расстоя-

При исследовании виброперемешивания выяснено, что для подъема осадка, состоящего из частиц размером - 0,1 мм, с удельным весом .2,9 г/см , и получения его суспензии примерно постоянного состава (по высоте реактора-объемом 500 л, высотой до 840 мм) с Т Ж=1 4 вибродиском с й10 = 0,4Б при амплитуде 1,5 мм требовалось примерно 3 мин. Достигнутое при этом распределение концентрации суспензии по высоте реактора показано на рис. 7. [c.249]

В описанной установке используются реакторы емкостью 125 л каждый, при этом производительность установки колеблется в зависимости от процентного содержания кислорода в сыром аргоне от 15 до 50 очищенного аргона. В качестве реакционной массы применяются высушенные гранулы (8X8 мм), полученные формовкой без давления порошка окиси меди, разведенного на 50-процентном водном растворе жидкого стекла, используемого в качестве связующего. Контроль температурного режима работы реакторов осуществляется с помощью термопар (на рис. 52 они обозначены буквой Т), соединенных с потенциометром. Более равномерное распределение газа между гранулами и выравнивание температур по высоте реактора достигается путем смешивания гранул со стружкой (нержавеющая сталь 1Х18Н9Т), количество которой колеблется в пределах 10—15% от веса гранул. При этом несколько увеличенное количество стальной стружки добавляется в гранулы, засыпаемые в нижнюю часть верхней секции реактора. [c.128]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология