Температура изменение вдоль реактора

Дезактивация катализатора приводит к изменению во времени концентрации и температуры в каждой пространственной точке реактора. При быстрой основной реакции реактор работает в нестационарном режиме, причем образуется реакционная зона, перемещающаяся вдоль слоя катализатора. В зависимости от скорости движения дезактивированной части можно изменять во времени переменные соотношения реагентов и их концентраций, температуры входящих потоков и теплоносителя, времени контакта. В реальных условиях обратимое изменение состояния катализатора сопровождается необратимым [203]. [c.149]

Наряду с изменением температуры вдоль реактора имеют место радиальные градиенты температуры, и они тем сильнее, чем больше термическое сопротивление реагирующей среды и катализатора. При экзотермических процессах самые высокие температуры достигаются в тех зонах реактора, которые наиболее удалены от поверхности теплоотвода [187]. [c.324]

То же самое можно сказать относительно некоторых ядерных реакторов с газовым охлаждением (см., например, рис. 4.1, з), в которых изменение температуры поверхности вдоль последних критических двух третей обогреваемой длины достигает только примерно 15% средней разности температур. Такого рода приближения очень нужны, поскольку они существенно упрощают задачу оценки характеристик, делая возможным быстрое построение графиков достижимых характеристик данной теплообменной матрицы. [c.82]

На рис. 2.28 показано типичное распределение температур в оболочке реактора УЗК за один цикл коксования (точки 6 и 5-замер температур на входе и выходе продуктов в реакторе соответственно). Можно выделить следующее несмотря на общий характер изменения температур, обусловленный периодичностью процесса, наблюдается значительное отличие в изменении температуры на локальных участках скорости изменения температур на некоторых участках поверхности могут на порядок превышать нормативные разница между максимальными и минимальными температурами в пределах одного сечения и вдоль образующего цилиндра может достигать 200°С и выше. Также можно отметить, что распределение и динамика изменения температур в оболочке реактора имеют статистический характер и в различных циклах коксования могут существенно отличаться. [c.124]

Для обратимой реакции типа А В, протекающей в реакторе идеального вытеснения, изменение концентрации ключевого компонента А вдоль реактора также определяется уравнением (Х.1). Функция г (с, Т) в правой части уравнения является разностью скоростей прямой и обратной реакций. Оптимальные значения относительной пористости узких пор и размера зерна катализатора будут определяться условиями (Х.7) и (Х.7а). Если обратимая реакция эндотермическая, то повышение температуры будет увеличивать скорость реакции и сдвигать равновесие в сторону образования целевого продукта. Поэтому оптимальной температурой будет предельно допустимая температура Г. [c.193]

Технологические температура сырья на входе в реактор давление на входе в реактор Р степень приближения к равновесию Фр время контакта, температура и скорость реакции характер кривой изменения температуры вдоль реактора Г = ф ( рз) тепловые нагрузки в отдельных элементах реактора скорости в трубе и падение давления. [c.56]

Первое условие означает, что все элементы среды (которые можно представить себе заключенными в небольшие проницаемые оболочки) проходят через реактор за одинаковое время и претерпевают ту же последовательность изменений давления, температуры и концентрации. Второе условие означает, что молекулы реагентов и продуктов не диффундируют из одного такого элемента среды в другой при прохождении их через реактор. Отсюда следует, что в каждом элементе степень превращения является одной и той же, и поэтому эти элементы можно рассматривать как миниатюрные реакторы периодического действия, перемещающиеся вдоль системы. Таким образом, реактор вытеснения в целом можно характеризовать теми же параметрами, что и систему периодического действия с длительностью реакции, равной времени прохождения элемента через реактор вытеснения, и аналогичными последовательностями изменения [c.47]

Когда реакция протекает адиабатически, т. е. в условиях, когда стенки реактора изолированы настолько хорошо, что потери тепла в направлениях, перпендикулярных потоку, пренебрежимо малы. В этом случае температура будет возрастать или снижаться вдоль оси реактора в зависимости от того, является ли реакция экзотермической или эндотермической, причем характер изменения легко определить, зная теплоту реакции. Для этой цели составляется тепловой баланс, учитывающий изменение температуры от входа в реактор до заданного поперечного сечения в зависимости от величины переменной у, которая характеризует степень превращения в этом поперечном сечении. Константа скорости (зависимость которой от температуры предполагается известной) таким образом становится функцией у, после чего интегрирование указанных уравнений может быть осуществлено либо численными, либо графическими методами. Эти методы описываются в Приложении И к настоящей главе [c.51]

Чтобы проанализировать динамику процесса при понижении входной температуры, рассмотрим распространение этого возмущения. Профили концентрации вдоль характеристик и непрерывны. Вследствие скачкообразного изменения температуры в начале слоя температура вдоль характеристики уже не непрерывна, а вдоль характеристики у - непрерывна. Пунктирной линией обозначена область, где для т > О исходное вещество полностью превращается для реакции порядка п < 1, Длина реактора, где происходит полное прев- [c.161]

Возникновение или отсутствие градиента температур в быстрых процессах полимеризации, его изменение при переходе от одного макроскопического режима к другому (типа А, Б, В) оказывают заметное влияние на молекулярно-массовые характеристики образующегося полимера (см. табл. 3.4). Это связано с тем, что при малых значениях К температура в зоне реакции (при макроскопическом режиме типа А) распределена относительно равномерно, в то время как возникновение градиента температур в виде факела по координатам реакционного объема (макроскопические режимы Б и В) при радиусах выше некоторого критического значения К р (под К р понимается значение К, обусловливающее переход из режима типа А в режим типа Б) ведет к уширению ММР за счет накопления доли низкомолекулярной фракции. Следует иметь в виду, что ММР полимерного продукта уширяется по мере удаления от точки ввода катализатора вдоль оси лг, что является следствием увеличения температуры и образования макромолекул при различных температурных условиях вдоль оси х. Расчеты адекватно отражают тенденцию влияния геометрических размеров реакторов при проведении жидкофазных весьма быстрых процессов полимеризации на молекулярно-массовые характеристики образующихся полимерных продуктов и согласуются с экспериментом (табл. 3.4) [9 . [c.146]

Разложение окиси этилена, разбавленной инертными газами (N2, Аг, СО2), проводили при 900—1200 °К в специальном реакторе на проточной установке . О скорости разложения судили по изменению температуры вдоль реакционной трубки. Концентрацию окиси этилена меняли от 2,5 до 11 %, а скорость потока газа — от 0,2 до 72 м/сек. Оказалось, что скорость разложения не зависит от количества окиси этилена и скорости потока и мало зависит от природы инертного газа. Было найдено, что разложение окиси этилена в целом является реакцией первого порядка и полная энергия активации составляет 42 2 ккал/моль. Полученное значение энергии активации заметно отличается от данных но находится в хорошем соответствии с данными- . Скорость реакции подчиняется уравнению [c.62]

В реакторах для получения ацетилена (рис. 72) задача распределения нагрузок ставится несколько иным образом. Дело в том, что катализатор этого процесса очень дорог и его нельзя регенерировать. Поэтому потеря активности катализатора сильно влияет на производственные затраты. Чем выше температура и скорость реагентов, тем быстрее падает активность катализатора. Сложность решения задачи распределения заключается в том, что активность катализатора а существенно изменяется вдоль длины реактора I (рис. 73). Однако удалось показать, что кривая изменения активности вдоль длины реактора может быть представлена простым уравнением, содержащим перемен- [c.211]

Недостаток схемы с параллельными включениями нескольких труб заключается в том, что трудно обеспечить одинаковый тепловой режим во всех ветвях. Изменение температуры или выпадение кокса в одной из ветвей нарушает гидродинамический режим реактора. Через ветвь, в которой произошло выпадение кокса, уменьшается расход (ввиду увеличения гидравлического сопротивления), что в свою очередь способствует дальнейшему выпадению кокса. Только в печах градиентного типа с большим количеством горелок можно достаточно надежно регулировать температуру вдоль трубы. В этих печах допускается параллельное включение нескольких змеевиков. Диаметр труб реактора достаточно жестко связан с его производительностью. Учитывая приведенные выше значения допускаемых весовых скоростей в трубах, можно определить предельные производительности одной ветви пирозмеевика (см. табл. 10). [c.63]

Образующаяся в зоне столкновения струй область характеризуется высокой степенью турбулентности [13], что приводит к интенсивному перемешиванию холодного Аг с плазмой. Иллюстрацией этому могут служить графики, представленные на рис. 3. На этом рисунке изображены кривые изменения средней по сечению реактора температуры вдоль оси канала как для чистой плазменной [c.126]

В задачах оптимизации с помощью таких систем уравнений, как, например, (1.75), может быть исследовано влияние технологического режима процесса полимеризации в каскаде реакторов смешения или вытеснения на характеристики ММР, что в сочетании с перераспределением концентраций вдоль каскада (при создании неизотермического профиля каскада реакторов) или по длине реактора вытеснения может привести к существенным изменениям качества полимера. Профиль температур — фактор управления, эффективность которого зависит от типа модели. [c.62]

В рамках моделей с распределенными параметрами могут рассматриваться пространственные неоднородности вдоль одного из направлений, а также двух- и трехмерные неоднородности. Например, в обычных методах проектирования газового абсорбера с насадкой концентрации предполагаются непрерывно изменяющимися в осевом направлении, т. е. в направлении потока, однако игнорируется их изменение в радиальном направлении. Аналогичным образом часто рассматриваются трубчатый химический реактор и реактор с насадкой, но поскольку возможны значительные температурные градиенты в радиальном направлении, для их учета необходимо использовать модель с параметрами, распределенными в двух или трех направлениях температуры и концентрации в таких моделях могут изменяться и по оси и по радиусу аппарата. [c.81]

Классификация математических моделей реакторов основана на свойствах и состоянии концентрационных и температурных полей в реакторе. Наиболее полные модели характеризуют перенос вещества вдоль и поперек потока, а не переменные физические свойства реакционной смеси. Таким образом, при исследовании работы реакторов составляется математическое описание (математическая модель) реактора, под которой понимают систему уравнений (дифференциальных или конечных), позволяющих определять изменение концентраций, температуры и давления. Эти уравнения выводят на основании балансов вещества, теплоты и количества движения для реактора в целом или его бесконечно малого элемента. [c.227]

Перейдем к рассмотрению изменения профилей различных параметров вдоль реактора в системе с рециркуляционной петлей. Необходимое превращение на выходе из реактора может быть получено различными изменениями вдоль реактора параметров системы — температуры, давления, концентрации. Оно связано с количеством рециркулируемых в начало реактора компонентов. Естественно, что для каждой конкретной реакции роль указанных факторов проявляется по-разному. Несомненно, что широкое использование результатов одновременного поиска изменения профилей различных параметров может привести к весьма интересным результатам. Однако для решения этой задачи желательно дальнейшее совершенствование математических методов оптимизации и более детальное изучение химических аспектов процесса. Рассмотрение реакции дегидрирования этана показало, что существует определенный профиль температуры, который отвечает максимальной нроизвоцительности реактора по целевому продукту. При этом расход исходного сырья не является максимальным и соответствует строго определенной селективности и глубине превращения на выходе из реактора. Следовательно оптимальные профили изменения параметров режима эксплуатации действующих реакторов должны определяться одновременным изменением производительности аппарата. В частности, исследования по определению оптимального температурного профиля для консекутивной реакции показали, что в этом случае необ ходимо реакцию начать с самой высокой температуры оптимального профиля. Затем углубление процесса следует проводить по мере снижения температуры также в соответствии с оптимальным профилем, найденным, подчеркиваю, для рециркуляционной системы. Кстати, в этом плане применение увеличенной рециркуляции непрореагпровавшего сырья в адиабатических реакторах (таких, как реактор для каталитического дегидрирования этилбензола в стирол) люжет значительно повысить их мощность по свежему сырью. Прп такой постановке вопроса реакторы должны конструироваться таким образом, чтобы они удовлетворяли требованиям теории. Это противоречит существующему укоренившемуся положению, когда реакция осуществляется в готовой конструкции реактора в зависимости от его возможностей, [c.15]

В реакторе с псевдоожиженным слоем катализатора, как показывают расчеты и эксперименты [1—4], существует до пяти <я ционарных режимов даже для простейшего случая одной необратимой реакции первого порядка. Одновременно с сильноэк-йИтермичными существуют более пологие профили температуры вдоль реактора. Желание обеспечить оптимальные температурные условия заставляет нас выбирать тот пли иной стационарный режим. Однако он может оказаться неустойчивым, и, следовательно, работа реактора невозможна в этом случае без дополнительных управляющих устройств. Управление процессом может осуществляться, паиример, путем изменения поверхности теплоотвода (уровня жидкости в парогенераторе) и температуры хладоагента (давления кипящего хладоагента или скорости его циркуляции). [c.116]

При экспериментальном исследовании в условиях этого режима измеряют температуру среды до и после слоя, а также по высоте кипящего слоя. Принимают, что температура частиц в слое, как правило, равна температуре среды на выходе из слоя, или определяют ее одним из указанных выше способов. Для оценки тепловых потерь в окружающую среду фиксируют температуру стенки экспериментального реактора в области кипящего слоя. Вычисление среднеинтегральной по высоте слоя температуры среды в стационарном процессе производится по кривым изменения температуры среды вдоль слоя путем планиметрирования. При этом необходимо отметить обстоятельство, не учитываемое неко-тбрыми исследователями. [c.45]

Уравнения, выражаюшие кинетические закономерности пиролиз выведены на основании экспериментов, произведенных при постоянных температуре и давлении. В реальном промышленном реакторе и температура и давление меняются вдоль реактора. Если не учитывать этого, то результаты расчета будут неточными. При расчете вначале принимают в виде графика закон изменения температуры вдоль реактора. Затем реакторный змеевик делят на отдельные секции, длина каждой из которых не превышает длину одной трубы. Для каждой секции принимается среднее значение температуры нирогаза в секции и определяется состав пирогаза. По уравнению теплового баланса процесса нагрева и разложения определяется необходимый тепловой поток. Так как все кинетические уравнения включают степень увеличения объема (расширения) нирогаза и давление в секции, то в начале расчета приходится задаваться этими величинами, проверяя их значения после определения состава пирогаза за секцией. Расчет ведут последовательно (секция за сёкцией) до тех пор, пока не будет достигнута необходимая конверсия исходного сырья. В результате расчета определяют количество секций и поверхность реакторного змеевика. Если численные значения теплового потока в некоторых точках превосходят допускаемые (табл. 8), то в этом месте необходимо изменить температурную кривую. [c.55]

Рассмотренные выше положения следует сопоставить с разделом предыдущей главы, относящимся к оптимальной температурной последовательности, В такой реакции, как реакция синтеза аммиака, оптимальной температурной последовательностью является понижение температуры вдоль слоя катализатора. Очевидно, такой последовательности нельзя добиться в проти-воточной системе, описанной выше. Лучшее, на что можно рассчитывать, применяя такую систему, это приближение к оптимальной температурной последовательности в области, находящейся справа от максимума на рис, 42. Подобный случай был рассмотрен Эннейблом [17], Другое возможное решение этой проблемы состоит в коренном изменении принципа действия реактора, как это, например, описано в 5.3 (введение холодного газа). [c.166]

Динамические характеристики. Из-за внешних воздействий и (или) изменений внутренних свойств катализатора и реактора в целом температурные и концентрационные поля в слое катализатора меняются во времени. При этом, как было показано, те параметры, влияние которых в стационарном режиме можно было не учитывать, часто оказываются существенными в нестационарном процессе. К таким параметрам можно отнести, например, дисперсию вещества вдоль слоя катализатора, массоемкость и теплоемкость слоя, неравподоступность наружной поверхности зерна, внешний тепло- и массообмен. В стационарном режиме значительное число факторов воздействует на состояние системы независимо и часто аддитивно. Это позволяет использовать более узкие модели и эффективные параметры, отражающие суммарное влияние этих факторов. В нестационарном режиме степень влияния этих же факторов может быть иной и, кроме того, сильно зависеть от состояния системы. Р1х влияние необходимо учитывать порознь. Так, например, дисперсию тепла вдоль адиабатически работающего слоя катализатора в стационарном режиме вполне достаточно представить коэффициентом эффективной продольной теплопроводности. В нестационарном режиме это недопустимо — необходимо учитывать раздельно перенос тепла по скелету катализатора, теплообмен между реакционной смесью и наружной поверхностью зерна и иногда перенос тепла внутри пористого зерна. Из-за инерционных свойств в нестационарном режиме имеют место большие, чем в стационарном, градиенты температур и концентраций на зерне и в слое катализатора. Это приводит, иапример, к отсутствию пропорциональной зависимости между температурой и степенью превращения, непродолжительному, но большому перегреву у поверхности зерна с наилучшими условиями обмена, значительным перегревам слоя — динамическим забросам, на-Л1Н0Г0 превышающим стационарные перепады температур между входом и выходом из слоя могут быть в несколько раз больше адиабатического разогрева при полной степени превращения. Сдвиг по фазе между температурными и концентрационными полями иногда приводит к возникновению колебательных пере- [c.13]

Одним из возможных способов организации вынужденных воздействий может быть переключение направления нодачи реакционной смеси в слой катализатора [59]. Основная идея способа заключается в том, что катализатор выполняет не только свою основную функцию — ускорителя реакции, но и регенератора тепла. Экзотермический процесс осуществляется в одном адиабатическом слое катализатора прп очень низких входных температурах реакционной смеси. В таких условиях реакционная зона перемещается вдоль слоя, но благодаря периодическому изменению мест ввода и вывода смеси в центральной части реактора как бы запирается часть тецла, что обеспечивает высокую температуру в зоне реакции. Д.ля доказательства принципиальной возможности такого способа осуществления каталитического процесса, необходимо убедиться в том, что а) в нестационарном режиме в слое катализатора могут существовать высокие температуры при очень низких температурах исходной реакционной смеси б) длина слоя катализатора, на которой осуществляется, этот подъем, невелика в) можно подобрать условия переключения нанравлеиия фильтрации смеси, обеспечивающие запирание части тепла в слое катализатора и хорошее приближение к теоретическому оптимальному режиму. [c.18]

Результаты экспериментов на глубокое окисление изопропилового спирта (ИПС) в вихревом реакторе представлены графиками на рис. 2.26 и 2.27. Зависимость степени окисления X от температуры Т имеет характерную 8-образную форму, что подтверждает переход реакции при Т а 250°С из кинетической во внешнедиффузионную область. Как видно из рис. 2.27, на кривых изменения температуры катализаторного покрытия по длине вихревой трубы по ходу ПВС тметен резкий рост температуры на начальном участке, причем максимум температуры на кривой тем выше, чем больше скорость ввода ПВС при этом вершины кривых смешаются в сторону ввода газа. Затем температура плавно снижается. Более плавное изменение температуры вдоль трубы наблюдается в вихревом реакторе без ВЗУ, т. е. при прямоточном потоке (кривая 4). [c.130]

Так как скорость химической реакции является экспоненци альной функцией температуры, то очевидно, что конверсия исход ных веществ сильно зависит от переноса теплоты от стенки реактора или к ней, а также от количества теплоты, выделяющейся в процессе реакции. Если можно пренебречь изменениями температуры вдоль радиуса трубы, подход к проблеме теплопереноса может быть достаточно простым. Возвращаясь снова к рис. 21, мы можем написать уравнение сохранения энергии для выбранного элемента. Принимаем площадь поверхности стенок, отнесенную к единице длины реактора, равной = 2AJR. Количество теплоты, отдаваемой в окружающую среду, равно [c.110]

Стационарный изотермический профиль концентрации в зерне устанавливается сравнительно быстро, а изменяется медленно, по мере того, как зерно нагревается или охлаждается и в слое катализатора устанавливается тепловой режим. При скачкообразном изменении входной температуры газовой смеси на 10 температурный фронт перемещается вдоль слоя со скоростью ( Р7Срг)/[(1 - с)р ср , причем он размывается и его максимум возрастает вплоть до выхода из реактора (см. рис. 3.51). [c.171]

На рис. 3.1 приведены поля температур, концентраций мономера и катализатора, а на рис. 3.2 - поля скоростей полимеризации для различных значений Д и а. Видно, что, как и в [2], процесс проходит в основном на входе катализатора в реактор при его смешении с раствором мономера. Температура и скорость в зоне реакции оказываются переменными и зависяш.ими от концентрации реагентов, коэффициента В мот коэффициента теплопередачи через стенку а. Хотя максимум скорости полимеризации наблюдается вблизи зоны ввода катализатора, реакция продолжается и вдоль оси х, что приводит к изменению выхода и свойств полимера по мере удаления от зоны максимума. Образование полимера в разных точках реакционного объема (соответственно при различных температурах) приводит к уишрению ММР полимера по сравнению с наиболее вероятным ММР [РпО)" 1/Рп Р( Л/Рп)] характерным для изотермических условий. Поскольку средняя молекулярная масса и ММР полимерного продукта, как было принято выше, определяются реакцией передачи цепи на мономер, основным фактором, влияющим на эти характеристики, является разность энергий активации реакц передачи цепи и роста На рис. 3.3 показаны зависимости vJ у и vJ от Е -Е , а на рис. 3.4 - вид функции ММР и ее анаморфоза в полулогарифмических координатах lg р (/) от у (кривые 5 и 6). Как видно, для заметного отклонения ММР от наиболее вероятного (прямые на рис. 3.4) значения Е и Е должны отличаться по меньшей мере на несколько единиц, что действительно имеет место. [c.138]

Использование трубчатого турбулентного реактора позволяет в широких пределах регулировать не только ММ образующегося полимера (за счет изменения технологических параметров процесса), но и его ММР, которое изменяется как по длине реактора (в соответствии с изменением температуры в зоне реак1щи вдоль потока реакционной смеси), так и в зависимости от способа подачи катализатора (использование зонной модели реактора) при этом чем больше число зон и расстояние между точками подачи катализатора в зону реакции, тем шире ММР ПИБ (рис.7.22). [c.320]

Напряженное состояние в патрубке реактора, соответствующее распределению температур на рис. 5.2, приведено на рис. 5.9 и 5.10. На первом из них представлены графики изменения упругих напряжений и их интенсивности вдоль внешнего контура конструкций, на втором — распределения этих напряжений соответственно вдоль направлений и т 2 по толщине в опасных сечениях патрубковой зоны. [c.182]

Если можно пренебречь изменениями температуры вдоль радиуса трубки, подход к проблеме теплопереноса может быть достаточно простым. Для элементарного сечения, имеющего толщину бг, трубки с поперечным сечением Ас можно написать уравнение сохранения энергии. Величина поверхности стенок, отнесенная к единице длины реактора, в этом случае равна 2АсШ = = Ат. Поэтому количество тепла, отдаваемое в окружающую среду, равно [c.419]

Известно [165], что в реакторе с неподвижным катализатором регенерация протекает послойно выгорание углистых отложений начинается в верхней части реактора и фронт горения постепенно перемещается по ходу газа сверху вниз. На промышленном реакторе это легко наблюдать - по изменению температуры вдоль оси Вход аппарата в процессе 1що-бити- регенерации. тиленовой Такой послойный швеи характер выгорания угля приводит к резко неравномерному окислению катализатора по ходу газа верхние слои в значительной степени пере-окисляются , а это, в свою очередь, приводит к пониженной избирательности в 1-й час работы катализатора. [c.168]

Условия = onst, = onst, а = onst, которые использовались при выводе формул, далеко не всегда выполняются на практике. Например, при охлаждении цилиндрических тепловыделяющих элементов ядерных реакторов температура теплоносителя Т. возрастает с увеличением координаты z. Однако, если при этом по-прежнему выполняется условие <)Г/ Зф = О и к тому же dq ldz dq ldr (т.е. можно пренебречь изменением плотности теплового потока вдоль оси стержня), то полученные выше формулы сохраняют свою силу. В них достаточно заменить постоянные значения и а на текущие (при данном z). [c.54]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология