Переход масштабный

Применение двухфазной модели для исследования и расчета химических реакторов с псевдоожиженным слоем катализатора возможно лишь при знании коэффициентов Д и р. Как показано в работах [31, 45], эти коэффициенты зависят от масштаба реактора и, следовательно, те значения, которые можно получить на лабораторных и опытных установках, не могут быть использованы при масштабном переходе. Поэтому было предпринято ряд попыток получить обобщенные зависимости (графические или в виде уравнений) для и Р от размеров и конструктивных особенностей реакторов в присутствии химических реакций [124] и без них [31]. [c.127]

Мы считаем необходимым показать, что теория подобия органически входит в круг научных знаний и при правильном критическом к ней отношении может успешно использоваться при масштабных переходах. [c.76]

При анализе масштабного перехода на примере экстракционных пульсационных колонн [185] было установлено, что с ростом диаметра колонн возрастает поперечная неравномерность, для устранения которой требуется повышенный расход энергии. [c.191]

Указанные критерии можно применять при определении мощности перемешивания и воспроизведении результатов проведения технологических процессов при масштабных переходах. Однако модифицированный критерий Рейнольдса не является универсальным, так как входящие в него параметры п и — это характеристики вращающейся мешалки, а пе перемешиваемой жидкости. [c.267]

Сопротивление химической реакции является основным фактором медленной реакции. Для быстрой реакции сопротивление диффузии может резко сократить скорость процесса, которая зачастую бывает ограничена количеством переносимого тепла. При близких значениях сопротивлений, упомянутых выше, масштабный переход затруднен. [c.230]

Сопротивление химической реакции обратно пропорционально ее скорости. При масштабном переходе желательно сохранять значения температур. В кинематической области процесса ско- [c.230]

Бик считает, что при масштабном переходе необходимо прежде всего проанализировать коэффициенты дифференциальных уравнений, входящих в математическое описание реактора, и граничные условия системы этих уравнений. [c.239]

Бик считает, что невозмол<но построить такого рода точную модель, служащую основой для масштабного перехода. По его мнению, следует вносить изменения в приведенные выше величины. Так, 2 можно заменить произведением т. е. величиной Й2 = ат(а/ ). Если отношение ат/а не зависит от критерия Рейнольдса, то к 2 можно заменить величиной кЪ. [c.241]

Если при масштабном переходе учитывать теплопроводность твердой фазы, то величины О и ч несколько изменятся, однако иа величине ч это почти не сказывается. Но вообще говоря, при масштабном переходе необходимо немного увеличивать диаметр зерна. [c.242]

Как видно из таблицы, при масштабном переходе для случая постоянной активности диаметр зерен катализатора быстро возрастает. При этом параметры реактора трудно рассчитать приближен- [c.243]

Преодоление осложнений, связанных с возникновением непредсказуемых нарушений структуры потоков при переходе от лабораторного к промышленному аппарату, представляет одну из центральных проблем химической технологии — проблемы масштабного перехода. Успех ее решения в значительной мере зависит от типа контактного аппарата. Наиболее просто она преодолима для аппаратов с неподвижным слоем катализатора, где иерархическая структура математической модели реактора тривиальна (рис. 1.1) [И]. Проблема усложняется для аппаратов с псевдо-ожиженным и фонтанирующим слоями катализатора в двухфазных потоках [12]. Наибольшие трудности связаны с решением проблемы масштабного перехода для аппаратов трехфазного слоя, где иерархическая структура взаимодействия эффектов и соответствующих математических моделей отличается наибольшей сложностью [13]. [c.15]

Приведенные выше результаты расчета полезны также при рассмотрении одного из эффектов масштабного перехода. В случае крупного пузыря скорость обмена газом становится определяющей стадией, независимо от того, рассчитана ли она указанным выше методом или на основе поршневой модели, использованной в гл. V для интерпретации экспериментальных данных. На рис. УП-34 приведены опытные данные интерпретированные (правда, [c.321]

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]

Эта теорема фактически уже доказана при рассмотрении теории размерностей, где обоснован для одной системы переход от зависимости между размерными переменными (IV. ) к зависимости между безразмерными комплексами (IV.3). Поскольку подобие модели и оригинала предполагает их описание одинаковыми уравнениями тина (IV. ), то естественно, и зависимости вида (IV.2) не будут меняться с изменением масштаба оборудования. Более наглядное доказательство основано на изменении значения основных единиц измерения. Так как структура уравнений (IV. ) не должна зависеть от выбора единиц измерения, рассматривая зависимости (IV. ) для разных масштабных единиц, придем к возможности их замены зависимостями между безразмерными критериями подобия. [c.136]

Исследование хи шко-технологического процесса завершается поиском оптимальных условий его осуществления. В лабораторных исследованиях и при управлении — это подбор состава смеси, добавок к ней, катализаторов, режимных параметров при проектировании — это выбор допустимого масштабного перехода и оптимальной конструкции технологического оборудования. При решении этих общих задач приходится иногда использовать поиск оптимума и на вспомогательных этапах, главным из которых является наилучшее определение кинетических и термодинамических параметров процесса. [c.175]

Так, статистические описания неудобны при решении задач оптимального проектирования и масштабных переходов из-за сложности экспериментального изучения влияния типов и размеров аппаратов на результаты процесса. [c.134]

При статистическом подборе трудно установить, насколько коэффициенты, найденные но данным работы одной установки, можно использовать при расчете другой (большей или меньшей) установки. Это суш ественно затрудняет решение вопросов, связанных с масштабными переходами и проектированием. [c.135]

В зарубежной литературе [1, 2] предлагается для химикотехнологических процессов осуществлять масштабные переходы на основе постоянства геометрических, гидродинамических, тепловых и химических критериев подобия. При этом предполагается, что если эти критерии постоянны, то возможен любой масштабный переход, например одностадийный переход от лабораторного к заводскому реактору. [c.135]

Г. К. Боресковым и М. Г. Слинько [3] описан метод осуществления масштабного перехода химических процессов с использованием дифференциального математического описания. Этот метод заключается в изучении скорости химического процесса в проточно-циркуляционном дифференциальном реакторе, составлении математического описания собственно химического процесса, усложнении этого описания для учета воздействия на химический процесс физических процессов транспорта вещества и тепла [c.135]

Такая оценка необходима, если изменение режима вызывает сомнения в экономическим эффекте по каким-либо технологическим соображениям (например, чрезмерное увеличение температуры может ускорить старение катализатора). Для определения расхождения эксперимента и расчета можно воспользоваться методом, описываемым ниже (стр. 145) при нахождении допустимой величины масштабного перехода. Здесь мы лишь укажем, что поскольку неточность расчета вызывается неточностью используемых коэффициентов Су,. . ., Сд, а последняя характеризуется некоторыми ошибками Дс ,. . ., Асд, то для любого из щ в уравнении (У-1) ожидаемое расхождение Ап[ нри изменении, например, температуры Т можно представить в виде [c.141]

ИСПОЛЬЗОВАНИЕ МАТЕМАТИЧЕСКОГО ОПИСАНИЯ ДЛЯ ОПТИМАЛЬНОГО ПРОЕКТИРОВАНИЯ И МАСШТАБНЫХ ПЕРЕХОДОВ [c.145]

Определение экстремальных условий по составленному математическому описанию проводится известными методами и не вызывает затруднений. При решении проектных задач основной трудностью является точный расчет большого реактора по данным, полученным в опытах с малым реактором, или, как отмечалось выше, определение допустимой величины масштабного перехода. При решении этой задачи будем считать, что структура описания выбрана достаточно хорошо и возможные расхождения эксперимента и расчета при увеличении размеров реактора объясняются изменением коэффициентов [311. [c.145]

В литературе опубликовано довольно много работ, посвященных (исследованию продольного перемешиваяня в вибрационных и пульсационных колоннах. К сожалению, большинство исследований выполнено с аппаратами небольших диаметров ( 50 мм), что затрудняет оценку результатов и выявление коэффициентов масштабного перехода. Различие условий и методики исследований привело в ряде случаев к противоречивости полученных данных. Это иллюстрируется табл. 7 и 8, где собраны результаты ряда опубликованных работ. [c.169]

Оптимизация циркуляционных емееителей. При выборе оптимальных конструктивных размеров смесителя и его режима работы используют в основном метод физического моделирования. Число вариантов исполнения лабораторной модели объемом 5—6 л обычно небольшое от 2 до 5. Режимные и конструктивные параметры лабораторных смесителей из-за трудоемкости и высокой стоимости их изготовления и проведения экспериментов, как правило, изменяют в узких диапазонах. В моделях смесителей малого объема влияние пристеночных эффектов на гидродинамику потока частиц внутри смесителя велико. В промышленных смесителях эти эффекты в значительной мере ослаблены. Это усложняет поиск масштабных переходов от лабораторной модели к промышленному образцу смесителя. По этим причинам метод физического моделирования смесителей сыпучих материалов при разработке методики их оптимизации неэффективен. [c.238]

Существенность влияния поперечной неравномерности на э4х )ективность абсорбции в колоннах промышленных размеров, служащих для моноэтаноламиновой очистки синтез-газа от СО2 и для других целей, убедительно показана Л. И. Титель-маном и др.80. 81. Вопросы масштабного перехода от моделей к аппаратам промышленного размера и влияния поперечной неравномерности подробно рассматриваются [c.223]

Критерии подобия являются основой для масштабного перехода. Критерии часто вступают в противоречие друг с другом. При рассмотрении процессов, протекающих в химических реакторах, важную роль играет понятие сопротивления, определяемое как отношение некоторой движущей силы к переносимым за едииицу времени количеству движения, массе, теплу или к количеству превратившегося химического вещества. При увеличении масштаба относительные величины соответствующих сопротивлений меняются. [c.230]

По известным значениям ип можно легко рассчитать длину / , соответствующую полупревращению . Разбив реактор на несколько отрезков и приняв за основу расчета каждого последующего отрезка состав газа, выходящего из предыдущего, будем продолжать расчет для дальнейших отрезков и получать все большие диаметры и меньшие длины. Важность учета активности катализатора при масштабном переходе подчеркивают Джонсон и Tpинг . [c.239]

Величины .р, О меняются по сечению различным образом, поэтому значения приведенных отношений не могут оставаться постоянными при изменении О. В крайнем случае можно считать постоянными лищь средние значения этих величин. При масштабном переходе должен меняться и коэффициент теплообмена. Для данной концентрации и температуры его можно записать в виде [c.240]

По Бику, при масштабном переходе должны оставаться неизменными следующие величины [c.241]

Из приведенных уравнений следует, что массовая скорость меняется пропорционально квадрату радиуса трубы R, а диаметр зерна катализатора должен меняться слабо. С другой стороны, ни кв, ИИ 7 не остаются постоянными ке меняется, ио меньшей мере, ироиорциопально кубу радиуса, а к-,—пропорционально / . В этом случае падение давления и теплоперенос не влияют на скорость реакции ири масштабном переходе и поэтому можно создать хорошую модель, пригодную при произвольном масштабе. Если принять, что активность катализатора обратно пропорциональна диаметру его зерна, то получим следующие зависимости [c.242]

Bretsznajder St., Некоторые теоретические вопросы масштабного перехода для каталитических процессов, в сб. Новейшие направления катализа , PWT, Warszawa, 1957, стр. 9. [c.367]

Однако на локальных временных интервалах t е е [ 1, аК 1 > О, 2 < оо может выполняться более слабый вариант (3.52) — частный предельный переход, в котором стапионарпое (для открытых систем) или почти стационарное (для изолированных систем) состояние осуществляется лишь для некоторых откликов, т. е. для N < N. Это явление, как уже указывалось, чрезвычайно типично для сложных процессов и обусловлено разно-масштабностью скоростей элементарных стадий. Таким образом, как полный (см. рис. 14, блок 2), так и частный предельные переходы (блок 7) имеют одинаковую физическую природу. [c.150]

Ключ к решению проблемы масштабного перехода находится в создании адекватной и достаточно гибкой по структуре математической модели контактного аппарата, позволяющей учиты- [c.15]

Гидродинамическая проблематика такого рода процессов многие годы не только недооценивалась, но и в существенной мере оставалась неотчетливой. С одной стороны, казалось почти очевидным, что вследствие значительного подпора, который создает слой зерен набегающим на них потокам, и значительного удельного сопротивления самого слоя процессы в неподвижной зернистой среде почти всегда соответствуют идеальному вытеснению, следовательно, гидравлическая проблематика в данном случае ограничивается оценкой гидравлического сопротивления однородному потоку жидкости в однородной неподвижной среде и оценкой эффективных режимных и переносных характеристик процесса на уровне макрокинетических задач. Профиль скорости внутри слоя считался однородным, за исключанием пристенной области толщиной 2—3 диаметра зерна катализатора. В связи со сказанным неоднородности течения реагентов внутри слоя при расчетах аппаратов не учитывались. Это было вызвано по-видимому тем, что при исследовании реакторов отношение диаметра аппарата к диаметру зерна обычно было больше или равным 10, поэтому все неоднородности течения объясняли хорошо известными изменениями в укладке 2—3 рядов зерен [188]. С другой стороны, конкретная практика эксплуатации процессов в промышленности обнаруживала значительные несоответствия этому. Так, например, в ряде случаев происходили необъяснимые с точки зрения теории идеального вытеснения вспышки катализатора, а то и взрывы. Поскольку такого рода явления ни в лабораторных, ни в пилотных установках места обычно не имели, то эти явления относили к эффектам масштабного перехода . [c.324]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология