Влияние температуры и ее распределение по реакторам

Из уравнения (III.68) следует, что распределение продуктов реакции не зависит от используемой модели реактора. Влияние температуры на селективность, так же как и влияние концентрации, связано с типом модели реактора, потому что реакторы полного смешения всегда работают при изотермическом режиме, а реакторы вытеснения имеют адиабатический или политермический температурный режим. В кинетической области влияние температуры выражается уравнением Аррениуса [см. уравнение (11.92)]. Поэтому [c.99]

Предстоит проанализировать несколько факторов. Во-первых, необходимо знать влияние температуры и давления на равновесный выход, скорость реакции и состав полученных продуктов. Это даст возможность определить оптимальный температурный режим процесса, т. е. программу изменения температуры во времени для периодического процесса, оптимальное распределение температур по длине реактора идеального вытеснения или по аппаратам каскада проточных реакторов идеального смешения. Указанные данные позволяют также успешно выполнить расчет реакторов. [c.205]

Из этого сопоставления видно, что вывод о влиянии распределения температуры по реакторам на селективность процесса больше зависит от качества используемой модели, чём от объективных закономерностей процесса. [c.32]

Влияние температуры и ее распределение по реакторам [c.21]

Влияние характера распределения температурь в реакторах и хлора на катализаторе на селективность процесса. [c.40]

Работа химического реактора, в особенности многофазного, определяется взаимосвязью физических и химических процессов, протекающих в системе. Эта взаимосвязь определяет распределение полей концентраций и температуры в реакторе. Изменение этих полей и воздействие подобного изменения на работу реактора составляет сущность влияния физических процессов на процессы химические. [c.21]

Выполнено сравнение результатов измерения скорости и температуры на основе экспериментальных данных по исследованию распределения параметров потока на выходе из неподвижного зернистого слоя катализатора. Профили скорости и температуры, замеренные в одном и том же сечении реактора имеют величину коэффициента корреляции в диапазоне Р0и = = 0,61и -=- 0,615. Предложено использовать функцию распределения температуры по сечению реактора для оценки влияния реального распределения потока в слое на каталитический процесс, поскольку с точки зрения информации о внутренней локальной структуре слоя наиболее представительными являются измерения полей температуры. Пл. 3. Библиогр. 14. [c.173]

Падение полидисперсности с увеличением отношения L d соответствует уменьшению ширины распределения по временам пребывания частиц реакционной смеси в длинном и узком реакторе по сравнению с коротким и широким. Таким образом, влияние геометрии автоклавного реактора на формирование ММР полимера накладывается на влияние основных параметров синтеза — температуры и давления. На рис. 7.20 [15] приведены дифференциальные кривые ММР ПЭВД, синтезированного в автоклавных реакторах с разным отношением длины к внутреннему диаметру. [c.141]

Реактор полного вытеснения (идеальный трубчатый реактор). В длинных трубчатых реакторах локальное перемешивание жидкости имеет большее значение для распределения концентраций и температур в направлении, перпендикулярном оси, ч м в осевом направлении, ввиду того, что поперечный размер аппарата, как правило, в несколько раз (или даже в несколько десятков раз) меньше длины. В результате появляется довольно значительная однородность состава и температуры смеси реагентов в поперечном сечении аппарата при относительно малом влиянии перемешивания на осевое распределение этих величин. Таким образом, для упрощения математического описания трубчатого реактора можно принять модель движения потока, называемую поршневым течением (полным вытеснением). Такое течение характеризуется плоским профилем скорости, отсутствием перемешивания, массо- и теплообмена в направлении оси реактора, а также полным перемешиванием в направлении, перпендикулярном оси. При этих предположениях в реакторе с поршневым течением мы имеем дело также [c.295]

Рис. 2.2. Влияние температуры на распределение продуктов и угле водородный состав бензина крекинга тяжелого вакуумного газойля на промышленном цеолитсодержащем катализаторе в лифт-реакторе опытной установки (конверсия 18% мае.)

Выбор реактора зависит от многих технологических, экономических и конструктивных факторов. Только анализ взаимного их влияния позволяет принять окончательное решение. Здесь мы ограничиваемся изучением влияния кинетики процесса на тип используемого реактора. Будет показано, что для некоторых видов превращения такие влияющие на способ проведения процесса факторы, как распределение времени пребывания, величины и распределения концентраций и температур, могут существенно влиять на выход и качество продукта. Рассмотрим только три основных типа реакторов — реактор периодического действия, трубчатый реактор полного вытеснения и проточный реактор полного перемешивания, [c.337]

Макрокинетика изучает взаимодействия в химическом процессе на уровне агрегатов молекул, в масштабах вихрей, капель или газовых пузырей, т. е. в масштабах макрочастиц. Основной задачей макрокинетики является установление законов переноса вещества и энергии на макроскопическом уровне в реальных условиях проведения химических процессов. Эта задача сводится к установлению распределения концентраций и температур в реакторе в зависимости от организации потоков реагентов, подвода (отвода) тепла, влияния диффузии. [c.57]

Исследовано влияние температуры гелия, выходящего из атомного реактора, на распределение мощности реактора (расходуемой на производство электроэнергии и на выработку газа при газификации каменного угля-водяным паром) и одновременно на общий энергетический КПД установки. При получении синтетического природного газа (СНГ) тепло атомного реактора расходуется в малой степени на получение водорода и водяного-газа. Эти расходы зависят от температуры гелия примерно 8 % тепла при 1200 К и 18% при 1300 К и более 30% при 1400 К. С ростом температуры гелия растет доля мощности атомного реактора, используемой в реакциях газификации и в производстве водяного пара, в то время как вклад суммарной мощности в производство электроэнергии понижается. Так, пр 1200, 1300 и 1400 К это соотношение соответственно равно 20 80, 50 50 я 80 20. Чем выше температура гелия, выходящего из атомного реактора, тем больше тепла реактора может быть использовано для процессов газификации угля. При получении водяного газа с ростом температуры исполь- [c.437]

В противоположность этому, когда рассматривается параллельное отравление, при эндотермической основной реакции ситуация намного усложняется, как показано на рис. 7.15(6). При низких значениях Ф (между 2,5 и 10) активность реактора наименьшая при = 0 и постепенно увеличивается по длине реактора. Следует отметить, что активность очень низкая на входе (она составляла около 0,4) и менее чем 0,6 на выходе. Это поведение согласуется с обычно принимаемым распределением активности в случае параллельного отравления, поскольку при этом причиной дезактивации является исходный реагент и его концентрация — наибольшая на входе реактора. Однако при значениях модуля Тиле больших, чем 10, профиль актив ности резко изменяется при этом активность становится наибольшей на входе в реактор и затем постепенно уменьшается по длине реактора. Объяснение этого эффекта можно дать с помощью распределения выделенного кокса при низких и высоких значениях модуля Тиле. При низких значениях Ф реагент распределяется равномерно по зерну, и поэтому выделение кокса будет также происходить по всему зерну. При высоких значениях модуля Тиле реакция ограничена относительно узкой зоной вблизи поверхности зерна, что вызвано диффузионными ограничениями. При таких условиях было показано, что средняя активность зерна может быть больше, чем для равномерной дезактивации, полученной при низких значениях модуля Тиле [7.26]. Другой фактор, соответствующий неожиданному распределению активности при = 0, — это неизотермическая природа реакции. При низких значениях Ф скорость реакции относительно низкая, и поэтому влияние температуры не существенно. Однако, когда модуль Тиле большой, скорость основной реакции высокая, и это ведет к большому уменьшению температуры, вызванному эндотермичностью реакции это благоприятствует основной реакции, для которой у равно 20, в то же время это вызывает относительное уменьшение скорости реакции дезактивации при большем значении уь равном 40. [c.172]

Влияние температуры. Фихтер и Беккер [3] нашли, что при плотности заполнения реактора 0,11 г см выход карбамида с ростом температуры вначале возрастает, достигает максимальной величины при 135° С, а затем уменьшается. Позднее многими авторами [8—12] было установлено, что оптимальная температура процесса возрастает с увеличением плотности заполнения реактора (рис. 40). Вопрос о наличии максимума на кривых будет подробно рассмотрен при анализе межфазного распределения компонентов. [c.55]

Анализ полученных результатов показывает, что газодинамические явления для рассматриваемых условий практически не меняют характера кинетических зависимостей химических реакций во времени, а только в большей или меньшей мере оказывают влияние на распределение продуктов в пространстве. Однако химические процессы влияют на газодинамику потока, изменяя его температуру, плотность и скорость, и должны учитываться при расчете плазмохимических реакторов. [c.36]

Во-вторых, это физическая модель процесса, т. е. система уравнений, описывающих влияние межфазного обмена веществом и энергией на концентрацию реагирующих веществ и распределение температур. Физическая модель процесса должна также учитывать влияние конструктивных особенностей реактора на механизм и скорость физических процессов в аппарате. Механизм физических процессов в технологических аппаратах весьма сложен, поэтому пока полная физическая модель химического реактора, как правило, недостижима. В связи с этим используются приближенные физические модели, хотя степень приближения оказывается в большинстве случаев менее обоснованной, чем для химических моделей. [c.99]

Сначала рассмотрим более общий случай исключения влияния межфазного массопереноса. Характер температурной зависимости (энергия активации) не может служить в жидкофазных реакциях надежным критерием оценки по ряду причин. Вследствие возможного клеточного диффузионно-контролируемого механизма или ионного характера реакции истинная энергия активации реакции может быть малой. Далее, как указывалось в предыдущем разделе, наблюдаемая температурная зависимость может быть следствием изменения коэффициентов распределения реагентов между фазами. Вблизи критической области такое влияние может быть особенно сильным и сказывается такнлб на соотношении объемов фаз. Наконец, в жидкостях, в отличие от газов, сам коэффициент диффузии зависит от температуры экспоненциально, причем эффективная энергия активации диффузии в вязких жидкостях составляет заметную величину. Поэтому обычно о переходе в кинетическую область судят ио прекращению зависимости скорости реакции от интенсивности перемешивания или барботажа. Здесь, однако, есть опасность, что при больших скоростях перемешивания может наступить автомодельная область, а ири очень интенсивном барботаже измениться гидродинамический режим. В результате объемный коэффициент массопередачи может стать инвариантным к эффекту перемешивания и ввести, таким образом, в заблуждение исследователя. В трехфазных каталитических реакторах этот прием более надежен ири условии неизменности соотношения фаз в потоке. [c.74]

Следует отметить, что рассмотренные выше случаи относятся к процессам с простыми единичными реакциями. Для более сложных процессов, В частности, неизотермических и процессов с реакциями выше первого порядка, а также с параллельными и последовательными реакциями, интегрирование уравнений диффузионной модели с целью выявления влияния продольного переноса на время пребывания является сложной в математическом отношении задачей, зачастую теряющей свою однозначность. Это обусловлено тем, что при указанных условиях распределение компонентов по длине реактора зависит не только от продольного переноса, но и от температуры, от порядка реакции и т. д. Поэтому решение относительно числа Пекле становится неопределенным. [c.75]

При расчете геометрических параметров реактора на промышленную производительность чаще мы имеем информацию о лабораторных работах, позволяющих подобрать наиболее оптимальные параметры протекания реакции температуру, давление, катализатор, соотношение концентраций при определенной степени преврашения и времени протекания процесса. Лабораторные опыты в основном ведутся в периодическом режиме. Результатом этих работ является также и экспериментальная кривая распределения продуктов реакции в зависимости от времени, позволяющая сделать некоторые выводы об области, где протекает рассматриваемый процесс. Лишь после того, как будет выбрано уравнение скорости реакции, проинтегрировано и это уравнение будет хорошо аппроксимировать кривые распределения продуктов реакции, мы можем окончательно определить область протекания данной реакции. Выбранное уравнение скорости реакции и полученная на базе его интегрирования кривая распределения продуктов реакции используются затем при расчете реактора. Почти всегда область протекания реакции для рассматриваемого типа реакций не меняется при масштабном переходе. Влияние диффузионных процессов может стать более значительным при изменении гидродинамической обстановки с изменением масштабов аппарата. Но определяющей, как и прежде, остается сама химическая реакция, которая протекает медленнее диффузионных процессов. Таким образом,после того как мы определили область протекания химической реакции, рассчитали характеристический размер аппарата, его реакционный объем или длину в зависимости от гидродинамического режима, который необходимо создать в реакторе, можно перейти к составлению материального и теплового баланса. Поскольку процесс протекает в установившемся изотермическом режиме, уравнения материального и теплового баланса рассчитываются для аппаратов, для которых известны входные и выходные параметры и количество тепла, выделяющееся в нем- в единицу времени. Таким образом, имеющаяся информация для статических условий протекания процесса достаточна для того, чтобы с помощью физического метода моделирования на базе теории подобия рассчи- [c.89]

Неравномерное протекание реакции вследствие влияния распределения скоростей в поперечном сечении потока может вызывать нежелательные эффекты. При полимеризации вязких смесей в ламинарном потоке будет наблюдаться более неравномерное распределение полимеров по молекулярной массе, чем в реакторах с хорошим перемешиванием. Это будет отражаться на некоторых физических свойствах продуктов, например изменяется интервал температур размягчения. В случае протекания побочных или последовательных реакций деполимеризации неточность определения времени реакции может вызывать такие серьезные трудности, что окажется необходимым перейти от реакторов выт не-ния к какой-нибудь конструкции реакторов с мешалками. [c.152]

Рис. 1У-9. Влияние двукратного увеличения скорости охлаждения на распределение температур и концентрации в трубчатом реакторе при проведении экзотермической реакции первого порядка (по Амундсону б,87)

Приведем несколько примеров. Так, при окислении метанола в формальдегид в комбинированном реакторе значительное влияние на технологический режим в трубчатой части аппарата оказывают неоднородности температуры хладоагента и активности катализатора . Это справедливо для всех трубчатых реакторов при осуществлении в них сильно экзотермических процессов. В адиабатической части аппарата температура на выходе из слоя катализатора и избирательность процесса зависят главным образом от неоднородностей начальной степени превращения метанола перед слоем и активности катализатора (особенно от соотношения констант полезной и побочной реакций). Очень чувствительны к неравномерному распределению температуры и концентраций контактные аппараты с адиабатическими слоями неподвижного катализатора и промежуточным отводом тепла, предназначенные для окисления двуокиси серы в производстве серной кислоты. Значительное влияние на достижение высоких конечных степеней превращения оказывают неоднородности в последних слоях этих реакторов. Сказанное выше справедливо и для других процессов, когда необходимо приблизиться к равновесию или достигнуть высокой степени превращения. [c.504]

Поскольку стенд диаметром 0,6 м, несмотря на тщательно выполненную теплоизоляцию, имеет теплопотери в окружающее пространство, нельзя непосредственно определить влияние его стенок на распределение полей температуры. Поэтому была применена внутренняя стенка, разделяющая слой на два параллельных с тем, чтобы определить влияние этой внутренней поверхности на структуру получившегося слоя. В пустой реактор на опорную решетку устанавливали вертикальную металлическую пластину, высота которой равна высоте предполагаемого слоя катализатора. Были исследованы две формы разделяющей слой поверхности, имеющие существенно разную кривизну кольцевая (го = 0,192 м), устанавливаемая соосно со стенками реактора, и плоская (го -> оо), устанавливаемая ио диаметру реактора. Затем загружали слой катализатора максимально однородным сно- [c.11]

В качестве информативных переменных, которые оказывают влияние на показатель текучести расплава г/( > полиэтилена, приняты площади под кривыми распределения температур по длине реактора 1У1 в первой и 5 во второй зонах. Сумма указанных пло- [c.180]

При изменении размеров реактора могут значительно измениться как общая скорость превращения реагирующего вещества, так и соотношение скоростей образования различных продуктов, т. е. избирательность процесса. В реакционных аппаратах устанавливается специфическое для данного масштаба распределение концентраций и температур, вследствие чего наблюдаемые результаты по скорости и избирательности химических процессов в значительной мере зависят от размеров реактора [5]. Поскольку использование метода физического моделирования обычно приводит к изменению размеров моделируемого объекта, то при построении физической модели реактора у модели могут появиться либо свойства, которые не присущи оригиналу (реактору), либо некоторые свойства объекта в его физической модели могут оказаться настолько ослабленными, что их проявление в модели практически нельзя зарегистрировать. Следовательно, создать физическую модель, подобную реактору, весьма затруднительно. Отсутствие подобия здесь объясняется тем, что сохранить одинаковое влияние физических факторов на скорость химического превращения в реакторах разного масштаба невозможно. [c.14]

Фиг. 31. Влияние температурных коэфициентов на распределение температур в оперативных условиях первого реактора опыта А (фиг. 30).

В работе излагаются результаты расчетно-теоретического исследования аэротермохимического процесса в радиальном реакторе на основе построенной математической модели. Изучено влияние неравномерности распределения реагирующей смеси на перенос тепла и вещества в каталитическом слое при протекании экзотермической реакции. Показано, что из-за неравномерности распределения потока могут существовать одновременно различные температурные режимы. Приведены профили скорости гетерогенно-каталитической реакции и температуры при разных степенях неравномерности фильтрационной скорости. Ил. 6. Библиогр. 16. [c.174]

Для определения точности получаемых результатов следует многократно повторять измерения. Например, в случае установки для алкилирования возникли трудности при моделировании реактора. Необходимо было предсказать влияние температуры, давления, времени пребывания, скорости и состава питающего потока и концентрации кислоты на степень превращения, количество расходуемой кислоты и октановое число готового продукта. Сначала -была сделана попытка найти аналитическую модель. При условии полного или обратного перемешивания в реакторе был написан ряд возможных уравнений реакций, в результате которых могли образоваться продукты реакции, присутствующие, как предполагалось, в потоке неочищенног0 алкилата. Затем с помощью линейного программирования было выделено наименьшее число реакций и на основании одного набора данных, соответствующих основному варианту, получены степени превращения для этих реакций, которые обусловливали заданное распределение продукта. [c.314]

Критери (8.26) по способу своего образования характеризует влияние термических свойств реагируюш его вещества на распределение теплового потока (температуры) поперек реактора. Он определяет форму кривой распределения температур по поперечному сечению реактора. [c.145]

Важным условием получения формальдегида с высоким выходом яв.тяется постоянство температуры по высоте реактора. При этом следует учитывать, что некоторое влияние на распределение это1 1 температуры окажут расход тепла в нижней части реактора на нагрев холодной газовой смеси до средней температуры реакционного пространства и теило, выделяющееся при реа1щип. [c.132]

Ньюитт показал, что как и в случае метана, в результате окисления этана при высоком давлении вместо альдегидов образуются спирты. В табл. 5 показаны результаты Нюьитта и Блоха [42] по влиянию начального давления на распределение продуктов в статической системе. Так же как и при исследовании окисления метана (см. табл. 2) температура опыта регулировалась таким образом, чтобы получить сравнимое время пребывания реагентов в реакторе для данных глубин превращения. Как показано в таблице, с повышением давления отношение продуктов к увеличивается. [c.328]

Теория расчета реакторов с неподвижным слоем катализатора была далее усовершенствована Динсом и Лапидусом [10], а также Биком [11], В настоящее время эта теория уже довольно основательно разработана, однако имеются сомнения в надежности экспериментального. материала, лежащего в ее основе, и отсюда сомнения в возможности ее использования для расчета реакторов с неподвижным слое.м катализатора . Это за.мечание, в частности, относится к расчету распределения температур, учитывая очень сильную зависимость скорости реакции от температуры, Несомненно, большое влияние может оказать и неполнота наших представлений о механизме теплопроводности слоя и неточный выбор температурного коэффициента. Достаточно разработанная теория должна учитывать разность темпе- [c.58]

Рассмотрим теперь, в какой мере следует учитывать эти эффекты ири расчете реактора. Возыйем вначале реактор вытеснения цилиндрической формы, заполненный только реакционной смесью. В таком реакторе иоток может быть либо ламинарным, либо турбулентным. В нервом случае действуют обычная молекулярная диффузия и конвекция, вызванная неравномерностью распределения температур. Если длина реактора значительно больше его диаметра, как это обычно имеет место в действительности, молекулярная диффузия в продольном направлении, как правило, почти не сказывается на работе реактора. Тем не менее, поперечная молекулярная диффузия может оказаться существенной, по крайней мере, в газах. Как уже указывалось, она будет снижать влияние распределения скоростей, приводящего к отклонению от режима идеального вытеснения. К этому вопросу, рассмотренному в работе Босворта 18], мы вернемся в 2. 7. Конвективный перенос в радиальном направлении может иметь аналогичный эффект, т. е. способствовать приближению к модели идеального вытеснения. Продольный конвективный перенос, который может наблюдаться в вертикальных цилиндрических аппаратах при сильном нагревании жидкости или газа, оказывает противоположное воздействие и может значительно снизить производительность реактора по сравнению с рассчитанной на основе модели идеального вытеснения. Этого можно избежать, правильно выбрав конструкцию реактора, например, использовав перегородки, либо горизонтальный реактор вместо вертикального. [c.60]

Расчеты показывают, что неравномерные распределения скорости потока приводят к отклонению от режима идеального вытеснения. Так, например, при параболическом распределении скорости потока для необратимой реакции первого порядка максимальное снижение степени превращения за счет неоднородности поперечного потока скорости может составлять 11% [195]. В работе [196] предложена методика оценки влияния пространственных неоднородностей на процесс и показано, что некоторые неравнв-мерности на входе в слой катализатора можно компенсировать соответствующим запасом катализатора в слое. Так, при неравномерностях температур перед последним слоем реактора окисление ЗОз в 80з/32 от +7 до —5° требуется 20%-ное увеличение количества катализатора. Но при неравномерностях более +10° ни при каком запасе катализатора нельзя достичь заданной степени превращения. В таких случаях необходима установка перед слоем хорошего смесителя и распределителя потока. Кроме того, неоднородности влияют на устойчивость процесса [192, 196]. Опыт работы и обслуживания промышленных реакторов подтверждает, что результаты моделирования процессов могут быть не-реализованы на практике при возможных отклонениях от принятого технологического режима работы реактора. Эти отклонения обусловлены пространственными неоднородностями. Так, например, при обследовании работы пятислойных контактных аппаратов, окисления ЗОа в 80 з производительностью 360 т/сут установлено что максимальная неоднородность поля температур на входе в последние два слоя достигает 25—30°, в результате чего конверсия на 0,3—0,6% оказалась ниже расчетной [197]. [c.325]

Так как уравнение (V,45) не распространяется на указанную область, а должно рассчитываться по экспериментальным данным, полученным при этих условиях (см. работы Клипга и Лева Ч обы получить общий коэффициент теплопередачи U, величину объединяют с коэффициентом теплопередачи между стенкой и охлаждающей (или нагревающей) средой. Затем расчет трубчатого реактора осуществляется аналогично приведенному в главе IV (стр. 138). Если влиянием и, следовательно, Df нельзя пренебречь, то необходимо провести более детальный анализ распределения температуры и концентрации. [c.191]

Бартоломе и Крабец рассчитали многослойный адиабатический реактор для равновесной реакции НаО+С0 — На+СООни рассмотрели зависимость между превращением и входной температурой, влияние старения катализатора на степень нревращения, а также возможность увеличения нревращения путем наилучшего распределения катализатора по нескольким слоям с промежуточным охлаждением реакционной смеси. Они пришли к выводу, что если температура на входе выбрана правильно, отклонение от оптимального распределения катализатора в двухслойном реакторе оказывает лишь незначительное влияние на конечную степень превращения. Расчет оптимального распределения катализатора довольно прост, если имеется необходимая и надежная информация. Строго говоря, такой оптимум действителен только для заданных состава сырья и нагрузки реактора. Так как на работающей установке эти условия могут меняться, очень важно выяснить возможность оптимизации при измененных условиях. [c.215]

Можно выделить два основных фактора, влияющих на распределение потока в зоне реакции. Во-первых, это внешние условия, т. е. условия на границе слоя катализатора степень неоднородности смеси по концентрации реагпруюш,их компопентов, по температуре и скорости. Распределение этпх параметров в значительной степени завпспт от конструктивных особенностей реактора. К настоящему времени по данному вопросу накоплен обширный материал [1, 2]. Для устранения влияния этого фактора разработаны конструкции смесительных и распределительных устройств, в большинстве случаев обеспечивающих однородные условия на входе в слой катализатора [3, 4], [c.4]

Участок трубчатого реактора, проходимый потоком за время т, имеет строго определенную поверхность, через которую при данной разности температур и заданном режимё движения потока передается определенное количество тепла. Теплообмен между потоком и поверхностью трубки влияет на распределение температур, а следовательно, п на ход химического превращения. Для того чтобы учесть взаимное влияние этпх процессов, необходимо составить дифференциальные уравнения, которые выразили бы зависимость изменения температуры газа Т и парциального давления пропана от дл1шы реактора I. [c.64]

Степень местного перегрева также зависит от распределения основного потока теплоносителя по сечению активной зоны реактора. В тех каналах, в которых расход теплоносителя на несколько процентов ниже среднего значения, прирост температуры газа по мере приближения к горячей зоне повышается на несколько процентов по сравнению со средним значением. Кроме того, понижение расхода теплоносителя приводит к уменьшению коэффициентов теплоотдачи в этом канале, в результате чего разность между средней температурой газового потока и температурой поверхности топливного элемента становится больше среднего значения. Совместное влияние увеличения прироста энтальпии и падегшя температуры в пленке вызывает существенное увеличение температуры поверхности топливного элемента в горячей зоне каналов с низкими скоростями теплоносителя. [c.136]

Анализ модели показывает, что вследствие барботажа может иметь место наиболее существенное снижение эффективности реактора. В то же время барботаж обычно может быть устранен выбором гидродинамического режима или, в менее благоприятных случаях, повышением. эффективности контакта, например, за счет секционирования. С этой точки зрения представляет интерес устранениеГдискретной фазы вследствие лучшего распределения поступающего в реактор газа, а такнге выяв-.ление влияния гидродинамического режима на структуру взвешенного слоя при различных условиях (температура, давление). С другой стороны, перемешивание во взвешенном слое неоднородных частиц определяет одно из его решающих преимуществ (исключительно высокую скорость теплообмена) и обычно не оказывает большого влияния на результаты процесса. [c.314]

Течение химических реакций в промышленных условиях всегда ослож-пяется неравномерностью распределения температур в зоне реакции, цир-кз ляцией продуктов в пустотелых реакторах большого диаметра, диффузионными явлениями при многофазных и каталитических процессах и другими физическими факторами. Влияние гидравлических и температурных режи-5юв на эффективность работы реакционных устройств детально изучалось А. Н. Плановским М. Ф. Нагиевым Г. К. Боресковым С. Н. Обряд-чпковым , А. П. Зиновьевой п Д. И. Орочко . В настояшее время влияние режимов работы начали оценивать коэфициентами полезного действия реакторов представляющими собой отношение объемов эталон ного аппарата работающего в теоретически оптимальных условиях, [c.126]

Политропические реакторы с непрерывным теплообменом вследствие часто наблюдаемого равенства температур входа п выхода из зоны реакции нередко ошибочно принимают за технически изотермические, хотя эффективность работы их, как правило, даже ниже, чем у ступенчатых схем. Условия работы этих систем зависят от основных химико-технологических характеристик процессов и многих конструктивных и чисто теплотехнических факторов. Наряду с общетехнологическими моментами весьма значительное (и часто даже решающее) влияние на ход процесса оказывает интенсивность теплоотвода из единицы объема зоны реакции. Определяющая ее величина тепловой напряженности удельной поверхности теплообмена переменна и, ак известно, равна произведению коэфициента теплопередачи и средней разности температур ( /ср) между реагирующей смесью и хладоагентом. В свою очередь разность температур зависит от распределения тепловыделений по длине аппарата, которое при процессах с криволинейными графиками кинетики резко неравномерно, что отмечалось уже ранее и было показано на фиг. 69 и 70. [c.336]

Ввиду неопределенностя рекомевдаций по вопросу о влиянии температурного режима на селективность риформ1фования бензиновых фракций ниже рассмотрены результаты всфЫфования распределения температуры на входе в реакторы полупромышленной и прсжышленных установок. [c.33]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология