Реактор максимальная

Упражнение VI 1.13. Покажите, что, когда производительность реактора максимальна, его стационарный режим устойчив (см. упражнение [c.179]

При 300 С на выходе из реактора удаляется большая часть адсорбированного сероводорода, а при 340 С за счет кислорода, содержащегося в циркуляционном газе, 0,2—0,5% (об.), начинается медленное окисление присутствующего пирофорного материала в верхней части реактора. Более высокая концентрация кислорода при окислении пирофорных соединений вызовет чрезмерно большое повышение температуры. Для обеспечения плавного подъема температуры на выходе из реактора максимальная температура на выходе из печи не должна превышать 360 °С. Если горение кокса не начинается при указанных условиях, то осторожно повышают концентра -цию кислорода путем подачи воздуха в циркулирующий инертный газ, а температуру на выходе из печи не изменяют. [c.128]

Наименьшее значение Па в уравнении (9) соответствует максимуму знаменателя. Хотя с увеличением диаметра реактора максимальное значение знаменателя достигается при меньшем числе оборотов мешалки (п), однако экономически нецелесообразно использовать реакторы большого диаметра из-за резкого возрастания потребляемой мощности, что следует из уравнения (11). [c.310]

Поясним предлагаемый способ на примере первого сектора. При повышении температуры нижней части катализаторной полки в первом секторе она воспринимается датчиком температуры (рис. 7.21), затем это повышение будет скомпенсировано регулятором Рх за счет увеличения расхода охлаждающего газа в рассматриваемом секторе. Поэтому в соседних секторах произойдет понижение температуры. Для компенсации этого влияния введены корректирующие звенья и Кц, которые уменьшают подачу охлаждающего газа во второй и четвертый секторы при увеличении подачи в первый. Температура второго, третьего и четвертого секторов регулируется аналогично. Повышение выхода метанола происходит за счет приближения температуры секторов к оптимальной, при которой производительность реактора максимальна. [c.331]

Как видно пз рисунка, оптимальная температура процесса в изотермическом трубчатом реакторе лежит между равновесной температурой при и температурой, при которой скорость превращения на выходе пз реактора максимальна. Это значит, что только для одного поперечного сечения уравнение (VI, ) обосновано поэтому при прочих равных условиях объем изотермического трубчатого реактора больше, чем объем трубчатого реактора с оптимальным температурным профилем. Хорн 1 рассчитал отношение этих двух объемов для экзотермических обратимых реакций первого и второго порядков. [c.211]

Разберем значения степени превращения, полученные при каждой из крайних форм характеристик. Если область идеального смешения находится в конце процесса, то концентрация реагентов на протяжении всего периода протекания жидкости через реактор максимальна. Эти условия сохраняются и при прохождении жидкости в макросостоянии, поскольку внутри глобул она не смешивается, и глубина превращения исходного реагента определяется только временем присутствия жидкости в аппарате. Следовательно, общее уравнение для расчета степени превращения вещества, содержащегося в жидкости, которая находится в макросостоянии в любом из реакторов, показанных на рис. Х-6, с учетом уравнений (Х,2) и (Х,3) можно записать в следующем виде [c.310]

Как ВИДНО из табл. 40, выходы этилена по сырью при температуре 750° С достигают 24,3—24,9%, пропилена 11,7— 13,4%, бутиленов 4,7—5,1%, дивинила 2,9—3,4% по массе суммарный выход непредельных углеводородов Са—С4 достигает 40,1—42,2% по массе. В трубчатых реакторах максимальный выход пирогаза из аналогичного сырья [31] составляет 40—45%, а суммарный выход непредельных углеводородов по сырью не превышает 27—28% по массе, [c.120]

Следующим этапом математического моделирования является определение оптимальных условий проведения процесса. При теоретической оптимизации находят оптимальные параметры — температуру, давление и состав реакционной смеси, не принимая во внимание возможность их реализации. Например, для обратимой эндотермической реакции дегидрирования находят профиль оптимальных давлений по длине реактора, при котором скорость реакции в каждой точке реактора максимальна [c.116]

Для жесткого риформинга характерно интенсивное протекание реакций изомеризации и гидрокрекинга алканов в первом реакторе, степень их ароматизации здесь незначительна. При дифференцировании температуры по реакторам максимальный выход изопарафинов наблюдается во второй реакционной зоне, а роль реакций гидрокрекинга в головных реакторах вследствие понижен- [c.21]

ЭТОМ случае катализатор дезактивируется при критической скорости движения фронта, повышая в нем температуру. При этом все воздействия, которые могут перемещать реакщюнную зону к началу слоя, уменьшающие скорость реакции, могут привести к кратковременному повышению максимальной температуры в зоне реактора и на выходе из него. Изменения в обратном направлении приводят к противоположному явлению. Так, в [216] показано, что при синтезе винилацетата катализатор разлагается при температуре выше 500 °С. В этом случае возникает и формируется горячая зона с положительной обратной связью повышение температуры -> дезактивация-> движущаяся реакционная зона- повышение температуры (рис. 3.42). Этот механизм может объяснить появление высоких пиков температуры в таком реакторе. В работе [217] описан случай, в котором реакционная зона, возникшая на выходе из реактора, где максимальная температура, перемещалась ко входу реактора вследствие обратного переноса теплопроводности слоя. Однако здесь реакция не завершилась, и максимум температуры опять перемещался в направлении течения газового потока к выходу из реактора. Максимальная температура достигла 900 °С, винилацетат при этом уже не образовывался. После появления двух максимумов температуры неустойчивость исчезла, потому что катализатор был полностью дезактивирован. Установлено, что термические неустойчивости уже возникли при адсорбции ацетилена на катализаторе. Подобные эффекты математическому описанию пока не поддаются. [c.159]

В результате понижения рабочего давления с 2Э0 до 90— 130 ат удалось снизить глубину гидрирования фракции С5 и осуществить контроль температурного режима в установке, на выходе из второго реактора максимальная температура была 220°С. [c.213]

В работе [Д.8.4] для реактора идеального перемешивания непрерывного действия исследовался оптимальный режим процесса, протекающего на дезактивирующемся катализаторе. Было показано, что увеличение размера частиц катализатора уменьшает целевую функцию — прибыль реактора. Максимальное уменьшение размера частиц катализатора вплоть до полного устранения диффузионных ограничений (насколько это позволяют сделать другие факторы перепад давления, перемешивание и фильтрация частиц катализатора) приводит к максимальной эффективности работы реактора. Этот прирост линейно уменьшается с размером зерна. Авторы [Д.8.4] полагают, что аналогичный вывод относительно влияния размера частиц катализатора может быть сделан для периодических реакторов и реакторов с неподвижным слоем. [c.258]

Все необходимое для реакции дегидрирования тепло подводится в реактор циркулирующим катализатором, поэтому температура катализатора в реакторе максимальна на входе и минимальна на выходе. [c.158]

По-другому обстоит дело в случае обратимых экзотермических реакций, когда с изменением температуры константы скорости и равновесия меняются в противоположных направлениях. В результате появляется возможность вполне строгого, основанного на физико-химических характеристиках системы, выбора оптимальных температур, при которых производительность реактора максимальна. [c.319]

Отсюда находим величину р, при которой удельная производительность такого реактора максимальна Рмакс = 1 + 2Ха. В случае реактора идеального вытеснения значение р меньше, и более сложное решение получится для гетерогеннокаталитической реакции, в которой вещества А и входят в знаменатель уравнения, имея разные адсорбционные коэффициенты. В последнем случае для повышения производительности выгодно применять избыток того реагента, для которого адсорбционный коэффициент р меньше. В любом случае использование избытка одного из реагентов, естественно, увеличивает его расход на реакцию и затраты на регенерацию. Поэтому вопрос о выборе оптимального соотношения исходных веществ может быть решен только с привлечением экономических критериев оптимизации. Это же относится, например, к определению оптимального количества гомогенного катализатора. [c.327]

Найдите в общем виде оптимальную степень рециркуляции, при которой производительность реактора максимальна. [c.369]

На рис. 6.65, в представлен характер изменения по высоте реактора концентрации Сд и степени превращения Ха исходного вещества А, а на рис. 6.65, г — текущей Со и равновесной СЬ концентрации продукта О. При этом следует понимать, что изменения значения СЬ определяются лишь изменениями температуры по высоте реактора. Максимальные значения Со соответствуют областям реактора, имеющим минимальную температуру (т. е. начальным участкам каждого слоя). В соответствии с принципом Ле Шателье минимальная равновесная концентрация продукта будет отвечать участкам с максимальной температурой. Это соответствует участку выхода газовой смеси из 1-го слоя. [c.146]

Во всех опытах в продукте происходит накопление бикарбоната натрия в зависимости от количества подаваемой воды в реактор (максимальное содержание его колеблется в пределах от 12 до 38%). Эта величина примерно через 5 минут от начала опыта, кроме опыта № 1, начинает снижаться и через 20 минут достигает значений 1.0—0.5%. При этом содержание пиросульфита натрия в продукте составляет 35—40%. [c.313]

Мет тепловой мощности на 3-10 деление сек, что связано (в случае деления урана-235) с испусканием около 7 10 нейтрон сек. Величина нейтронного потока, достигаемого при заданном уровне мощности, зависит,, естественно, от размеров активной зоны реактора на практике, однако, ограничение величины максимальных потоков обусловливается конструкцией системы охлаждения, которая должна обеспечивать отвод огромных удельных мощностей. Кроме того, выгорание топлива может происходить столь быстро, что становится необходимой слишком частая смена тепловыделяющих элементов. Даже в лучших проектах реакторов максимальное выгорание топлива не превышает 30—40% при большей степени выгорания наступает чрезмерное отравление реактора продуктами деления. [c.376]

К. Г. Марин, В. К. Любимов и Д. Л. Федорова [34], исследовав окисление хлоридов циркония и кремния в кислородной плазме, выявили, что скорость тепло- ж массообмена в зоне горения максимальна при наличии интенсивной мелкомасштабной турбулентности, которая зависит от соотношения скоростных напоров плазменного потока и боковой струи. Оптимальная величина соотношения скоростных напоров колеблется от 0,123 до 0,149, причем боковая струя попадает в центральную зону реактора. Максимальную степень прогрева боковых струй наблюдали в области их изгиба, что связано с более высокой температурой потока плазмы в этой области и развитием турбулентности. В свою очередь более сильное искривление боковой струи наблюдается при соотношении скоростных напоров 0,135—0,149. Для оптимального газодинамического режима рекомендуется верхний предел интервала скоростных напоров. Авторы [34] считают оптимальным газодинамический режим с числом Рейнольдса 9,5 10 и временем перемешивания [c.215]

По методу SheU Oil o. очищенный бензол и смесь пропан — пропилен смешиваются друг с другом и через испаритель подаются в реактор. Максимальная температура реактора 300 °С, он работает под давлением 18—28 кгс/см . Тепло реакции отводится с помощью наружного охлаждения. Выходящие пары после охлаждения подаются для удаления пропана в колонну, которая работает при 200 °С и 12 кгс/см 2. Продукт из нижней части колонны попадает в колонну для отгонки бензола, а оставшаяся часть продукта подается в колонну для перегонки и получения чистого кумола. [c.269]

СОСТОИТ в том, чтобы получить наибольший выход промежуточного вещества А , то в случае, когда энергия активации второй реакции больше, чем первой, оптимальным является падающий температурный профиль по длине реактора. Здесь снова при исходной смеси, состоящей из чистого вещества А , оптимальная температура на входе бесконечна, так что необходимо ограничить температуру верхним пределом Т. Нижний температурный предел в этой задаче также существен. Действительно, увеличение температуры способствует протеканию реакции с большей энергией активации А А ) за счет другой реакции (Л1 -> 2). и потому мы могли бы добиться практически полного превращения А ь А 2, проводя процесс в бесконечно длинном реакторе при бесконечно малой температуре, что, разумеется, бессмысленно. Нри > О существует оптимальная длина реактора, с превышением которой выход вещества А, уменьшается. Некоторые оптимальные профили показаны на рис. IX.6, из которого следует, что по мере увеличения длпны реактора максимальная температура Т поддерживается на все более коротком отрезке и падение температуры от Т до Т . становится все круче. Для большей ясности деталей кривые на рис. IX.6 проведены с общей абсциссой 2 = при этом точки А, В,. . Е обозначают вход в слой соответствующей длины. Точка Е отмечает вход в слой наибольшей длины, который выгодно использовать при данной минимальной температуре [c.269]

В последнее время при помощи метода динамического программирования получены интересные результаты. Грюттер н Мессикоммер показали, что для реакций первого порядка (включая обратимые, параллельные и консекутивные), проводимых изотермически в каскаде кубовых реакторов, максимальная производительность достигается при равном распределении объема между реакторами. Если порядок реакции не равен единице, это положение неверно однако, например, для изотермических реакций второго порядка разница в производительности при оптимальном и равном распределении объема незначительна Поэтому из техничес Ких и экономических соображений следует, что в изотермическом каскаде все реакторы могут иметь один и тот же объем. Арис применил теорию динамического программирования к трубчатым и к многосек- [c.220]

Сравнение данных табл. 8.4 и 8.5 показывает, что реализация схемы с отводом части тепла химической реакции увеличивает степень превращения на 5—6%. При отводе 30% тепла от общего количества, выделивгиегося в реакторе, максимальная температура [c.192]

При прямом гидрогенолизе глюкозы в стационарных условиях [32, 33] максимальный вы.ход глицерина (34—35%) получается в 20 раз быстрее, чем при гидрогенолизе сорбита. В проточном реакторе идеального смешения для достижения максимального выхода промежуточного продукта требуется гораздо большее время, чем в стационарных условиях [34, с. 177]. Однако и в таком реакторе максимальный выхол глицерина (до 42%) достигается за 20—30 мин [35] (см. также ниже —об оптимизации процесса гид-рогенолиза глюкозы). Естественно, что такой быстрый жидкофаз- [c.113]

Проводимые в настоящее время работы по совершенствованию автотермических процессов направлены в основном на повышение давления газификации, увеличение единичной мощности и термического к. п. д. реакторов, максимальное сокращение образования побочных продуктов. В автотермических процессах газификации до 30% угля расходуется не на образование газа, а на получение необходимого тепла. Это отрицательно сказывается на экономике процессов, особенно при высокой стоимости добычи угля. Поэтому значительное внимание уделяется в последнее время разработке схем аллотер-мической газификации твердого топлива с использованием тепла, получаемого от расплавов металлов или от высокотемпературных ядерных реакторов. [c.97]

Реакция проводится в двух последовательно соединенных реакторах смешения с раздельной подачей этилена в каждый реактор. Максимально допустимое превышение рабочих температур (50 0) в каждом реакторе 2°С (реакция сильно экзо-термична). Охлажденные углеводороды, выделяемые из второго реактора, возвращаются в цикл для регулирования температуры. В первый реактор из второго поступает и жидкий катализатор, Свежие порции А1С13 подаются в первый реактор вместе с изобутаном, который пропускают через слой безводного хлористого алюминия, в результате чего в нем растворяется необходимое количество А1С1 . Как и при получении других олефиновых углеводородов, реакцию проводят при высоком (от 5 1 до 15 1, а иногда и выше) соотношении иэобутана и олефина в исходном сырье. [c.146]

Размеры реактора. Максимальная выработка водорода и окиси углерода в данном реакторе изменяется (хотя и непропорционально) в зависимости от размеров камеры сгорания и рабочего давления. Имеются промышленные реакторы, производительность которых в пересчете на чистый водород достигает 0,85 млн. м 1сутки. Для работы с меньшей производительностью имеются малые реакторы, производительность которых может составлять всего 28—57 тыс. м 1сутки водорода. [c.195]

Производство карбида кальция. В середине 60-х годов производство карбида кальция на основе угля (кокса) и известняка достигало 10 млн. т/год. Это объясняется тем, что ацетилен, получаемый при взаимодействии карбида кальция с водой, широко применялся в сварочной технике и в химической промышленности для производства этанола, уксусной кислоты и уксусного ангидрида, ацетальдегида, ацетона, цианамида кальция, винилхлорида и других продуктов органического синтеза. В 1974 г. производство карбида кальция снизилось до 3 млн. т/год в связи с расширением использования для указанных производств этилена, получаемого из дешевого нефтяного сырья. В настоящее время вновь рассматривается вопрос о производстве ацетилена, который может быть получен путем взаимодействия угля с известняком при 2000—2200 °С [16, с. 76], газификации угля и пиролиза образующегося при этом метана, гидрирования угля с последующей конверсией гидро-генизата в ацетилен в плазменном или дуговом реакторах, а также путем вдувания потоком водорода угольной пыли в электродуговой реактор с быстрой закалкой выделяющихся газов [50], На основании теоретических разработок и усовершенствования аргонового и аргоноводородного плазменных реакторов максимальный выход ацетилена составляет 59 г/(кВт- ч), степень превращения углерода в С2Н2 достигает 14% [51]. [c.22]

Наиболее сложной, металле- и энергоемкой частью установок является реакторный блок. Выбор реактора максимальных размеров предпочтителен, однако а ряде случаев транспортные ограничения по весу и габаритам вынуждают использовать реакторы массой до 500 т и диаметром до 3,6 м. Выбор размероз реактора в соответствии с конкретным объемом катажзатора должен обеспечить необходимые условия проведения процесса с учетом гидродинамических требований, начальных и эксплуатационных затрат, механических пара1летров и условий транспортирования. [c.76]

Для экзотермических реакций Кс падает с температурой, и поэтому двучлен в квадратных скобках уменьшается с повышением как степени конверсии, так и температуры, дричем пр№ приближении к равновесию он стремится к нулю. Когда движущая сила обратимой реакции (Хд—Хк) еще велика, повышение температуры сказьсвается главным образом на увеличении константы скорости, и г= Сд, о(- д—Хх) растет. Однако при малом значении (Хд—Хд) для повышения скорости становится выгодным увеличить эту разность, т. е. понизить температуру реакции. Следовательно, при каждой степени конверсии,, кроме Хд=0, для обратимой экзотермической реакции имеется некоторая температура, при которой скорость процесса и производительность реактора максимальные (рис. 86). Эта температура тем ниже, чем выше степень конверсии, и для данного случая выгоден постепенно понижающийся профиль температур (рис. 87), Последнее относится к реакторам периодического действия и идеального вытеснения. При безградиентных условиях, когда реактор работает при постоянной температуре, оптимум последней определяется ординатой кривой при заданной степени конверсии, а при использовании каскада реакторов полного смешения температуру нужно менять ступенчато в соответствии с принятой для каждого реактора степенью конверсии. [c.329]

В опытах по термоокнслительному пиролизу метана в кварцевом реакторе максимальное значение степени превращения неокисленной части исходного углеводорода в ацетилен составляло 0,83 при / ,,= 1800°К (см. табл.), а при Т= 1700°К максимальное значение Др н,гн — Оба значения . [c.19]

Влияние некоторых технологических параметров на синтез и свойства титанатов исследовалось при получении титаната висмута, являюш,егося перспективным высокотемпературным пьезоэлектриком. Исследования, проведенные в плазмохимическом реакторе проточного типа, показали, что полнота синтеза титаната висмута незначительно зависит от среднемассовой температуры осуш,ествления процесса и времени пребывания в реакционном канале плазмохимического реактора. Максимальная степень синтеза BI4TI3O12 составляет 90 % при среднемассовой температуре реакционной смеси 1150 К. Увеличение времени пребывания в реакционном канале не приво- [c.242]

Приглашение представить на этот симпозиум доклад, посвященный переносу вещества и тепла, может быть истолковано как предложение обрисовать пути развития и прогресса, достигнутого в этой области науки с тех пор, как Дамкелер [1], Тиле [2] и Зельдович [3] в конце 30-х годов основали теорию, а Брётц 4] сделал десятью годами позднее первые измерения. С тех пор эта область науки приобрела большое значение. В настоящее вре.мя кажется само собой разумеющимся, что при кинетических измерениях на пористых катализаторах надо либо принимать во внимание градиенты концентрации и температуры впутри зерна, либо осторожно избегать их. Производство промышленных катализаторов сейчас имеет целью достичь максимальной активной новерхности на единицу объема реактора, максимальной доступности этой поверхности и низкого сопротивления неподвижного слоя потоку газа. Не менее важны также достижения в применении тео- [c.16]

Если теперь сопоставить между собой влияние различных примесей на уменьшение нейтронного потока реактора, то окажется, например, что часть кадмия будет в такой же степени поглощать нейтроны, как 1000 частей железа (сг = 2,43 барн) или 10 000 частей алюминия (а == = 0,215 барн). Отсюда следует, что при содержании кадмия в уране 5-10 равный эффект нейтронного поглощения получится для железа нри его содержании порядка 5-10 % 1000 = 5-10 % дальнейшее понижение содержания железа ун е в существенной степени не будет сказываться на уменьшении нейтронного потока реактора. Максимальное уменьшение нейтронного поглощения в результате переочистки урана при минимальных значениях коэффициентов очистки получается, если эти последние находятся в обратном отношении к эффективным поперечным сечепиям захвата. [c.205]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология