Опытные реакторы

В случаях, когда определяющим фактором, влияющим на скорость процесса, является массоперенос к внешней поверхности зерен, общая скорость реакции зависит от скорости потока газа. Если бы можно было добиться того, чтобы скорость потока в промышленном реакторе совпадала с ее величиной в опытном реакторе, на котором были получены экспериментальные данные, то проблема была бы решена. Однако в промышленном реакторе линейная скорость и отношение длины слоя к диаметру могут быть совсем другими. По возможности надо стремиться к тому, чтобы экспериментальные данные были получены в условиях, при которых диффузия не играет заметной роли. [c.149]

На основании этих же исследований определялась константа скорости реакции к. На рис. П-32 показана зависимость gk от величины, обратной температуре. На рис. И-33 приведено сравнение рассчитанных и экспериментальных результатов. Графики представляют зависимость степени превращения в реакторе от его длины и скорости реакционного потока. Из рисунка видно, что согласие результатов довольно хорощее. 0 Скорость потока в опытном реакторе была значи- тельно больше, чем в лабораторном. Течение в нем но- 80 [c.184]

На этапе макрокинетических исследований решают следующие задачи 1) выбор типа опытного реактора, осуществляемый в соответствии с данными об организации процесса 2) определение модели гидродинамики процесса на основе данных о структуре потоков 3) анализ диффузионных эффектов, процессов массо- и теплопереноса в аппарате и оценка соответствующих тепловых и диффузионных параметров 4) синтез статической математической модели и процесса, установление ее адекватности 5) статическая оптимизация 6) синтез динамической модели процесса и установление ее адекватности анализ параметрической чувствительности 7) анализ устойчивости теплового режима процесса 8) динамическая оптимизация. [c.29]

На такой установке можно изучать перемешивание в лабораторных и опытных реакторах [10]. Предварительно, однако, следует определить форму выходного импульса, для чего реактор заменяют капиллярной трубкой. [c.101]

У-11. Гомогенную реакцию Л 3/ проводили в опытном реакторе, представляющем собой трубу диаметром 0,0254 м и длиной 1,8 м, при температуре 350 С, давлении 5 ати скорости подачи исходного вещества 31 10" мУсек. Реакция протекала в газовой фазе в соответствии с кинетическим уравнением второго порядка. В этих условиях достигнута степень превращения 60%. [c.127]

В реакторе со стационарным кипящим слоем (СКС) газ проходит снизу вверх с линейными скоростями 10—60 см/с, вычисленными для пустого реактора в условиях реакции синтеза. Слой катализатора расширен, но из реактора не уносится, а остается в нижней половине реактора, как показано на рис. 4. На установках Сасол в течение многих лет работали пилотные реакторы СКС с внутренним диаметром 5 см. Несмотря на более высокие отношения количества газа к количеству катализатора, конверсия в этих реакторах выше, чем в промышленных реакторах Синтол . Крупный опытный реактор СКС, работавший в США (Браунсвилл, шт. Техас) в начале 50-х гг., был сначала признан непригодным для использования из-за низкой конверсии, что связывали с неудовлетворительным распределением катализатора в кипящем слое [10]. Однако, считая такие реакторы перспективными, специалисты фирмы Сасол исследовали в больших плексигласовых моделях характеристики кипящего слоя своего тяжелого железного катализатора. Совместно с компанией Баджер были разработаны эффективные насадки для распределения газа. Также было найдено [11], что распределение катализатора в потоке газа существенно улучшается при добавлении порошка древесного угля. Впоследствии был разработан опытный образец реактора высокого давления, пуск которого намечался на 1983 г. [c.169]

Процесс осуществлялся в системе реактор — генератор, причем в реакторе находилось 25% катализатора от общего его количества, а кратность циркуляции равнялась 6 ч . В опытном реакторе с регенерацией при температуре 385°С выход фталевого ангидрида составил 87% при 0 0,35, в то время как в системе без регенерации эти величины были соответственно равны 82% и 0,29. При температуре 400°С степень окисления стала равной [c.40]

Рис. 10.6. Экспериментальные профили температур Т в опытном реакторе синтеза метанола в нестационарном режиме. Стрелка указывает направление подачи реакционной смеси.

Определить по данным работы опытного реактора объем катализатора для полузаводской установки, который должен обеспечить степень превращения л = 0,85. В полузаводскую установку подается 230 м /ч исходного газа, содержащего 60%. Температура 300°С, давление 4 МПа. [c.125]

Определяем т (фиктивное время пребывания реагентов в аппарате) по объему катализатора в опытном реакторе [c.125]

Каталитическую реакцию A- R изучают в опытном реакторе идеального вытеснения, применяя различные количества катализатора. Расход реагента А 20 л/ч, температура /= 117°С, давление Р = 310 Па. Концентрация реагента А на выходе из реактора Сд для различных опытов следующая [c.152]

Для определения прочности и долговечности гранул в процессе катализа был разработан опытный реактор, в котором после загрузки катализатора, прогрева и задания нужной величины механического поджима гранул, на определенное время включали подачу реагента [105]. По окончании реакции определяли число разрушенных гранул. Однако пока этот метод довольно труден и не может быть универсальным. [c.312]

Рис. 4.17. Крышка опытного реактора из стали ЗОХМА после эксплуатации в течение 10 ООО ч при 180—200 С и 30 МПа в смеси СО -Ь Н, (1 1). X 87.

Дериватографический анализ на дериватографе ОД-102 проб покрытия, взятых из промышленных и опытных реакторов, длительное время [c.149]

Рис. П-14. Время распределения индикатора в псевдо-ожиженном слое опытного реактора.

Рис. П-15. Время расиределения Рис. П-16. Время распределения ин-индикатора для стационарного слоя дикатора в стационарном слое опытного опытного реактора., /, с,- реактора в координатах 1п 1--—6,

Влияние различных факторов на масштабирование. Очень часто в промышленности две аналогичные реакторные системы работают совершенно различно, например опытный реактор и промышленный реактор, или, более того, два идентичных промышленных реактора не дают одинаковых показателей работы. Эта разница является результатом различия в характере потоков в реакторе, кинетике процесса, эффективности катализатора и т.д. Отделение чистой кинетики от физических эффектов затруднительно. Поэтому прежде всего необходимо использовать ранее описанный (см. стр. 296) метод определения эффективности данного реактора или системы реакторов (последовательных, параллельных и т. д.). [c.420]

По рис. 111-2 определяем отношение объемов опытного реактора и реактора идеального вытеснения =1,35. [c.431]

Время пребывания для опытного реактора [c.432]

Пример 1.27. В опытном реакторе диаметром 0,2 м проводится процесс хлорирования углеводорода в КС песка. Реакция происходит с высокой скоростью и почти все теплота выделяется вблизи газораспределительной решетки. Теплоту отводят, орошая свободную поверхность слоя сконденсированным продуктом, поддерживая на поверхности температуру Г = 400°С. Потери теплоты через стенки реактора малы. Адиабатическая температура нроцесса Гад = 2000 °С. Профиль температур по высоте слоя описывается уравнением [c.60]

Пример 1.28. В опытном реакторе диаметром 0,1 м проводится процесс сжигания частиц твердого топлива в КС песка. Высота слоя инерта Н = 10 м, W = 0,3 м/с. Процесс необходимо вести таким образом, чтобы частицы твердого реагента не достигали газораспределительной решетки и реакция начина- [c.60]

В опытном реакторе высота слоя, приходящаяся на частицы твердого реагента, составляет Ятр = 2Н = 0,144-10 = 1,4 м. Приближенно величину Z можно контролировать по уровню слоя. В промышленном реакторе Ятр = 0,11 м. Контроль величины Z по уровню практически невозможен. Поэтому масштабный переход ставит перед необходимостью разработки иного метода контроля. [c.61]

Для получения достоверных количественных результатов расчета и окончательного выбора модели необходимо опираться на экспериментальные данные, полученные в опытном реакторе, размер которого существенно превышает размер неоднородностей в слое [1]. Только такой подход позволяет считать, что выбранная модель применима для широкого круга задач — от расчета показателей процесса в большом интервале изменения исходных параметров до выбора оптимальных режимов работы и масштабирования реакторов. [c.279]

Так как в опытном реакторе можно регулировать структуру кипящего слоя, то можно определить и унос катализатора при равномерном и неравномерном кипящем слое. Опыты проводили [c.405]

Значение функции М можно рассчитать, задаваясь изменениями температуры, а затем приближенно учитывая влияние других параметров. Хьюбер приводит метод расчета объема катализатора, основанный на данных о работе опытного реактора азотного [c.316]

V-7. Реакцию Л 2/ + S проводили в опытном реакторе при постоянных давлении и температуре. Начальный объем смеси, состоявшей из 75% вещества А и 25% инертных веществ, в течение 480 сек увеличился вдвое. Найти а) какая за это время достигнута степень превращения б) каков должен быть объем реактора идеального вытеснения, чтобы при степени превращения, достигнутой в опытном реакторе, переработать исходную смесь, поступающую со скоростью 4-10 м 1сек> [c.126]

Каталитическая реакция A- R происходит в опытном реакторе идеального вытеснения, в котором на.кодится 10 см катализатора. Расход реагента А 20 л/ч. Давление Р = 2,5-105 Цц Температура t= 125 °С. Через реактор пропускают смесь, которая включает продукт, образующийся из вещества А. [c.152]

Аммиачный метод. Теоретические основы аммиачного метода фиксации азота были разработаны В. Рамзаем и С. Юнгом (1884—1886), установившими обратимость реакции синтеза и А. Ле-Шателье (1901), изучившим влияние давления на эту систему и взявшему патент на получение аммиака путем взрыва сжатой смеси азота и водорода. В период 1903—1910 гг. состояние системы азот-водород при различных давлениях и температурах было обстоятельно изученоФ. Габером, В. Нернстом, Г. Постом и Р. Ле-Россиньолем. На основе этих исследований в 1910 году был пущен первый опытный реактор производительностью 1 тонна аммиака в сутки, а в 1913 году первый завод производительностью 25 т/сутки. [c.190]

Для применения переходных коэффициентов устойчивости с целью масштабирования химических реакторов необходимо иметь отработанный релшм процесса в опытном реакторе с удовлетворительной устойчивостью, соответствующей определенному интервалу температур при сохранении стабильных значений концентраций в аппарате, а также других параметров, по которым можно управлять процессом. Если устойчивость прототипа и модели одинаковы, общий переходный коэффициент равен единице. [c.424]

Разработан непрерывный процесс окисления твердого нефтяного парафина в реакторе новой конструкции. Испытания непрерывного окисления в опытном реакторе в промышленных условиях показали, что в этом случае производительность реактора повышается в 2,5—3 papa. Это даст возможность уменьшить количество реакторов окисления для завода средней мощности примерно в 3 раза. [c.63]

В настоящей работе проведено математическое моделирование процесса на основании кинетических данных, полученных в проточно-циркуляционной установке. По результатам моделирования проведены экспериментальные работы в опытных реакторах диаметром 150 x200 мм. [c.54]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология