Типы лабораторных экспериментальных реакторов

III. Типы лабораторных экспериментальных реакторов [c.12]

Экспериментальные данные для вывода кинетической модели процесса конденсации спиртов и формальдегида с аммиаком получены на лабораторном интегральном реакторе проточного типа со стационарным слоем алюмосиликатного катализатора в границах кинетической области, где было установлено отсутствие искажающего влияния на скорость исследуемых реакций (система газ—твердое тело) внутри- и в н е пI и е д н ф ф у 3 и о н н ы X ф а кт о р о в. [c.82]

Долгое время среди технологов существовало убеждение, что процесс протекает в режиме идеального смешения. Однако с помощью кинетических расчетов, проделанных недавно, было установлено, что характерные времена химической реакции равны 10 —10 с. Это означает, что реакция полимеризации заканчивается на расстоянии 1—10 см от места ввода катализатора в реактор. Макрокинетический анализ работы реактора, в котором учитывалась химическая реакция, процессы тепло- и массопереноса, показал [76], что сверхбыстрые процессы бессмысленно проводить в емкостных реакторах, так как большая часть их объема является балластной. Хотя точные расчеты гидродинамики процесса смешения оказались невозможными из-за усложнений, вызванных изменением плотности среды вследствие контракции мономера и его кипения в зоне реакции, все же приблизительно были оценены значения коэффициентов турбулентной диффузии. Авторы предложили реактор трубчатого типа со ступенчатым вводом катализатора. Вполне очевидно, что такой реактор может эксплуатироваться только в непрерывном режиме. Даже при самых маленьких его размерах производительность оказалась слишком велика для лабораторной установки. Поэтому экспериментальный реактор смонтировали сразу в промышленном цехе параллельно существовавшему емкостному реактору. Длина экспериментального реактора составила около 2 м при диаметре около 0,5 м. Удельная производительность такого реактора оказалась примерно в 200 раз выше, чем реактора с мешалкой. [c.167]

Кинетическая модель — помимо переменных состояния — содержит в себе параметры (константы скорости, константы равновесия элементарных реакций, энергии активации), смысл которых вытекает из детального механизма реакции. Численные значения этих параметров на сегодняшний день не могут быть получены чисто теоретическими расчетами. Для их определения необходимы лабораторные экспериментальные данные по исследованию кинетики на данном катализаторе. На базе этих экспериментов уточняется форма кинетической модели, определяются неизвестные значения параметров — путем приведения в соответствие экспериментальных данных с предполагаемой формой кинетической модели. Содержание, адекватность, предсказательная сила конечного продукта — содержательной кинетической модели — зависит от того дизайна , который применялся при его построении. В настояш,ее время кинетический дизайн или построение адекватной кинетической модели представляет собой самостоятельное научное направление. Оно базируется на искусстве целенаправленного планирования кинетических экспериментов с целью получения информативного массива данных, на правильной оценке погрешности в данных и их коррекции строгими статистическими методами. Определение численных значений параметров — или другими словами параметрическая идентификация — использует необходимый для этой цели арсенал математических, статистических и вычислительных методов. Вычислительные методы решения задач параметрической идентификации существенно зависят от характера экспериментальных данных, полученных либо в проточном реакторе идеального перемешивания, либо в проточном реакторе идеального вытеснения, либо в реакторе закрытого типа и др. Это очевидно, поскольку уравнения математического описания перечисленных типов реакторов относятся к разным классам уравнений математической физики. В одних случаях работа ведется с системой дифференциальных уравнений с нелинейными правыми частями, в других — с системой нелинейных алгебраических уравнений, неявных относительно измеряемых в эксперименте переменных состояния. [c.68]

Для экспериментального исследования макрокинетики используют различные типы лабораторных реакторов [7]. Выбор реактора зависит от конкретной цели исследователя, а также от специфики исследуемой реакционной системы. [c.75]

Основная проблема расчета реакторов с псевдоожиженным слоем состоит в переходе от лабораторных моделей к аппаратам больших размеров дело в том, что результаты, полученные при экспериментальных исследованиях, часто не воспроизводятся на установках промышленного масштаба. Особый интерес в аспекте масштабного перехода представляют высота и диаметр слоя, расход газа, тип используемого газораспределительного устройства — факторы, наиболее существенные для работы каталитических реакторов с газовым псевдоожижением. [c.366]

В табл. 8-2 представлена простейшая система классификации реакторов, обычно используемых для моделирования в лабораторных каталитических испытаниях. Основные классы реакторов— интегральный, дифференциальный и импульсный микрореактор. Классификация реакторов основана на степени конверсии реагирующего вещества для аппаратов различного типа. Подклассы характеризуют экспериментальные условия их работы. Реактор каждого типа будет обсуждаться и с точки зрения его применимости для получения экспериментальных данных различного назначения выбор катализаторов, получение информации о кинетике процессов, данных для проектирования реакторов и оптимизации процессов. [c.99]

Экспериментальная часть. Опыты проводили на лабораторной установке проточного типа при атмосферном давлении. Катализатор представлял собой пористый спеченный диск (диаметр 30 мм, толщина 7— 8 мм), запресованный в реактор, через который пропускали реагирующую смесь. [c.30]

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]

Обычный этап, следующий за первоначальным исследованием катализаторов, — определение оптимальных условий их работы. Эксперименты этого рода до настоящего времени часто ставятся методологически неверно. Всегда следует помнить, что оптимальные условия, найденные опытным путем, относятся лишь к той установке, на которой проводился эксперимент. Между тем, в ряде случаев при выборе типа установки для поиска оптимальных условий работы катализатора исходят главным образом из удобства экспериментальной работы. Но оптимум, найденный на удобной лабораторной установке, может иметь мало общего с наилучшими условиями работы промышленного реактора. [c.340]

Уравнение (1) описывает ход расщепления сырья и проме-жуточных веществ, но недостаточно для определения выходов целевых продуктов. Обычная схема вычисления их, предложенная для простейших последовательных реакций [8, 9, 10, 11] при параллельно-последовательном механизме и коэфициенте /9 0 не применима, так как приводит к уравнениям, не поддающимся прямым решениям. Однако эта задача сильно упрощается, если пользоваться не чисто аналитическим, а графоаналитическим методом и графически представлять выявляемые кинетические закономерности. На фиг. 1 показаны кинетические кривые (1, 2, 3, 4 и 5) жидкофазной деструктивной гидрогенизации каменного угля и расхода водорода (кривая 6) на опытной установке под давлением 700 ати. На этих кривых, типичных для первой ступени процесса, отчетливо видны максимумы образования тяжелого масла 2 в начальных стадиях реагирования (и соответствующих им больших объемных скоростях), характерные для чисто консекутивных и параллельно-последовательных сложных процессов. При больших степенях превращения органической массы угля (у >96—98%) тяжелое масло уже почти не образуется вновь и только расщепляется на более легкие соединения. В этой области нетрудно найти кинетические константы распада тяжелого масла, являющегося лимитирующей стадией процесса, и по ним судить об интенсивности деструктивной гидрогенизации в целом . В табл. 8 приводятся результаты таких вычислений для каменного и бурого углей,, а также жидкофазной гидрогенизации двух типов смол полукоксования. Пол ченные данные подтверждают ранее сделанные общие выводы о влиянии на процесс давления, температуры и природы сырья. Сравнение констант, вычисленных по данным экспериментальной и заводской установок, перерабатывающих сырье близких качеств, показывает значительное снижение скоростей в промышленных условиях по сравнению с лабораторными и полузаводскими. Отмеченное является следствием изменения гидродинамических режимов и неизбежной неравномерности распределения температур в промышленных реакторах [12, 13, 14]. [c.82]

Производительность аппарата зависит от происходящих в нем физико-химических превращений и его конструкции, т. е. типа реакторов. Однако анализ законов формальной кинетики химического превращения дает лишь общие представления о скорости и не указывает пути реализации процесса в промышленных условиях, т. е. не характеризует тип реактора. Для выбора типа реактора и определения его производительности часто приходится прибегать к экспериментальным исследованиям и переносу результатов эксперимента на промышленные условия. Такой переход от лабораторных или опытно-промышленных условий реализации процесса к заводским осуществляется при помощи моделирования. [c.94]

Как отмечалось выше, другим распространенным инструментом для экспериментального исследования кинетики каталитических реакций является лабораторный реактор проточного или проточно-циркуляционного типа, работающий в стационарных условиях. [c.86]

Для экспериментальной проверки предложенной расчетной зависимости нами были выполнены исследования процесса обжига с одновременным истиранием частиц известняка в лабораторном аппарате типа реактор-измельчитель. [c.125]

Для расчета реактора инженеру-химику необходимо располагать Т0ЧН1.1МИ данными о скоростях протекающих химических реакций. Эти данные должны быть найдены в лабораторных условиях — проведением процесса в экспериментальном реакторе. Экспериментальный реактор по типу может не соответствовать промышленному, существенно лишь, чтобы режим в нем приближался к режиму в одном из модельных реакторов и чтобы он работал изотермически. [c.235]

Экспериментальная часть. Катализаторы готовились на формованной окиси алюминия, полученной из раствора алюмината натрия осаждением кислотой (pH около 7). Для катализаторов 98— 100 и 121 применяли алюмосиликатный носитель, полученный осаждением кислотой из смеси алюмината и силиката натрия. Активные вещества были нанесены различными способами. Активность катализаторов проверялась в лабораторной установке проточного типа с четырьмя реакторами объемом 160 см каждый. В качестве сырья применяли масла из ромашкинской нефти, счищенные фурфуролом и депарафинированные смесью ацетон-бензол-толуол, со следующими свойствами [c.301]

Теория одноступенчатой кристаллизации была предложена Брэнсомом, Даннингом и Миллардом [13]. Ими было достигнуто удовлетворительное совпадение теоретически найденного распределения с экспериментальными данными, полученными при использовании небольшого лабораторного кристаллизатора непрерывного действия. Диапазон изменения размеров кристаллов оказался шире, чем при соответствующей кристаллизации в реакторе периодического действия. Этого, по-видимому, и следовало ожидать вследствие явления проскока. В годы войны автор настоящей работы и его сотрудники получили аналогичные результаты при проведении исследования роста кристаллов цик-лонита (Н. О. X.) в кристаллизаторе промышленного типа. Эти результаты опубликованы не были. [c.118]

На оснозанин теоретических и экспериментальных исследований и расчетов был разработан, построен и испытан ряд установок каждая производительностью от 0,5 до 5 т/сутки, на которых отрабатывалась технология прокаливания и обессеривания кокса, а затем получали лабораторные и опытно-промышленные партии кокса, проходившие испытания у потребителя. Аппараты (реакторы), являющиеся основным узлом установки, можно разделить на следующие типы [171]. [c.251]

Экспериментальные данные показывают, что интенсивности процесса полиамидирования -каирояактама в лабораторных и промышленных условиях различны. Практически отличие выражается в различном наклоне кинетических кривых В связи о этим тип математической мо — дели процесса полиамидирования был определен на основе анализа кривых распределения вешества- трассера в реак-т< )е полиамидирования по известной методике [1, 2] Обработка 1фивых распределения, полученных на аппаратах непрерывного действия конструкции Всесоюзного научно— иоследовательокого> института синтетических волокон показала, что для реакторов с производительностью аоо кг-сутки y26 =Diy V-V = 0,159 и для реакторов той же [c.182]

В химической технологии при проектировании промышленных реакторов все еще исходят в основном из физического моделирования (лабораторный реактор — пилотный — полупромышленный — промышленный реактор) с целью получения фактических данных для проектирования. Физико-химические системы с различными химическими реакциями не являются подобными, поэтому при моделировании реальных химических реакторов следует учитывать особенности, обусловленные их типом и характером кинетики. Традиционные натурные испытания на каждом этапе должны быть неразрывно связаны с тщательными и детальными экспериментальными исследованиями микро- и макропроцессов, их взаимного влияния и связи. В связи с этим первоочередной задачей аэрогидромеханики промышленных реакторов следует признать отыскание на основе теоретического осмысливания экспериментальных данных связи между микро- и макропроцессами [c.173]

Было выполнено экспериментальное исследование эффективности ак -мпачного метода очистки газов от окислов азота и установлен характер гомогенного взаимодействия окислов азота и аммиака в зависимости от влажности воздуха и температуры. Исследование проводилось на лабораторной установке с кварцевым реактором проточного типа при следующих условиях концентрация окислов азота при степени окисления около 100% составляла 10+1.5 мг/л, мольное отношение аммиака к окислам азота 2+0.3, продолжительность контакта около 0.12 минуты. [c.8]

Анаэробный контактный процесс подобен процессу обработки с активным илом. Он осушествляется в реакторе с мехгшическим перемешиванием, после которого сточные воды направляются в отстойник, а часть ила рециркулирует в реактор. В реакторе иА5В сточная вода проходит снизу вверх через плотный слой хлопьевидных анаэробных микроорганизмов. Наиболее эффективным является анаэробный реактор с пвсевдоожиженным слоем, в котором используется песок в качестве поверхности аля роста микроорганизмов. Однако до 1983 года они не применялись в промышленном масштабе, а только на лабораторных и экспериментальных установках, в отличие от других типов реакторов, находящих широкое промышленное применение. В таблице 15 сравниваются технические характеристики трех основных типов биореакторов обработки [c.96]