Турбулентный поток степень превращения

Физическая модель. В основе ее лежит допущение, заключающееся в том, что реакционный объем считается квазигомогенным, а вещество и тепло переносится за счет диффузии и теплопроводности с некоторыми эффективными коэффициентами диффузии и температуропроводности а ,. По своей сущности эти эффективные коэффициенты и соответствующие истинные (молекулярные) коэффициенты неодинаковы, так как физическая природа молекулярной диффузии существенно отличается от природы турбулентного и смесительного переносов, обусловленных перемещением макроскопических объемов жидкости или газа, которые смешиваются с основным материальным потоком, имея иную от него степень превращения. [c.39]

Если поля турбулентности и температур в смесителях реакторов различных размеров идентичны, то длины зон смешения на молекулярном уровне прямо пропорциональны диаметрам смесителей. Среднее время смешения найдем как и т 2)см = (2 см/ 2, где VI И V2 — средние скорости потока плазмы при радиальном вводе струй в смесителях различных размеров. Одинаковая степень превращения будет, если т см = т( см. Отсюда Dl/ I = D2/г 2. [c.304]

При недостаточной турбулентности потока в реакторах вытеснения возникает разница во времени пребывания реакционной смеси по поперечному сечению аппарата. При ламинарном потоке профиль скоростей по сечению реактора является параболическим с максимумом скорости в вершине параболы, превышающей вдвое среднюю скорость скорость постепенно уменьшается по направлению к стенке, у которой она равна нулю. Несмотря на то что среднее время пребывания смеси в аппарате при параболическом профиле скоростей такое же, как и при равномерном профиле" , степени превращения в обоих случаях неодинаковы. Более продолжительное время пребывания некоторых молекул в реакторе не всегда компенсируется менее продолжительным временем пребывания других молекул. Кроме того, положение усложняется наличием диффузии. Вследствие более длительного времени пребывания у стенок образовавшиеся там продукты реакции обладают сравнительно высокой концентрацией и диффундируют к центру реактора, в то время как исходные веш,ества [c.150]

Процесс необходимо проводить прн постоянной температуре (—15° С). Поэтому используется реактор с перемешиванием, позволяющим поддерживать одинаковую тем-пературу во всей реакционной массе (рис. 111-8). Эффективное перемешивание приводит к высокому коэффициенту теплопередачи через стенки реактора. Если прп малых степенях превращения для этого достаточно обычного перемешивания, то при больших степенях превращения вследствие увеличения вязкости среды требуются особые условия. Действительно, простое перемешивание уже не может создать турбулентные потоки, и поэтому становится необходимым разделить реакционную массу на небольшие объемы, которые перемещались бы к стенкам реактора, охлаждались и затем перемешивались. [c.129]

СТЕПЕНЬ ПРЕВРАЩЕНИЯ В ТУРБУЛЕНТНОМ ПОТОКЕ [c.99]

В целях улучшения распределения температуры и степени превращения по слою катализатора наиболее целесообразно отводить тепло при помощи газа. Применение больших скоростей газа позволяет путем создания турбулентных поперечных потоков отводить газом тепло реакции к охлаждающим поверхностям. [c.467]

Таким образом, при моделировании процесса гомогенного пиролиза могут быть использованы принципы, применяемые при моделировании процессов горения в горелках турбулентного типа, в которых совершается закручивание потоков. По мнению Сполдинга, массообмен в таких процессах может быть выражен как функция критериев переноса, Шмидта и Рейнольдса. При этом автор отмечает, что срыв горения, т. е. переход стабилизованного пламени к неустойчивому, означает несоответствие скоростей горения и перемешивания. Аналогичная закономерность наблюдалась нами при гомогенном пиролизе, когда степень превращения была в прямой и очевидной зависимости от скоростей и полноты перемешивания теплоносителя и сырья. [c.46]

Минимальная степень превращения достигается при наименьшем времени контакта и, следовательно, при максимальной скорости потока. Как следует из величин числа Рейнольдса, такой поток обычно является турбулентным следовательно, для этих опытов можно проводить вычисления в предположении плунжерного потока. При меньших скоростях такое предположение оправданно, если оно приводит к тем же константам скорости, которые получены в наиболее быстром потоке, а согласованность результатов подтверждает их достоверность. При таком подходе подразумевается, что кинетическое поведение системы известно, и, к счастью, для некоторых систем кинетика процесса известна вполне однозначно. [c.200]

В реакторах со слоем твердой фазы необходимо также считаться с возникновением некоторой разности концентраций в поперечном (радиальном) направлении, что обусловливает неодинаковую скорость превращения в точках, расположенных на различном расстоянии от оси аппарата. В случае турбулентного движения потока через слой разность концентраций в значительной степени сглаживается интенсивным массообменом в радиальном направлении. [c.467]

Катализатор поступает в верхнюю часть аппарата (первая ступень), в котором производится частичное выжигание. Это позволяет обеспечить нужную температуру катализатора, а часть энергии отводится в виде потока СО. На этой стадии выгорает большая часть кокса. Затем катализатор попадает в нижнюю зону (вторая ступень), где заканчивается выжиг кокса. Катализатор, покидающий эту ступень, практически свободен от отложений углерода [менее 0,05% (мае.)]. Температура на второй ступени регулируется одним или несколькими холодильниками. В обеих зонах имеется турбулентный слой. Поскольку газы сгорания из нижней зоны попадают в верхнюю, достаточно одной двухступенчатой циклонной установки для отделения уносимого катализатора. Применение этого регенератора позволяет обойтись без дорогой и разветвленной сети трубопроводов и аппаратов для отводимых газов и использовать вместо этого гидравлическую простую систему с циркуляцией. Отходящие газы поступают затем в бойлер, где завершается превращение СО в Oj. Горение в каждой зоне контролируется потоком воздуха. Водород сгорает преимущественно на первой ступени. Последовательно с ней располагается блок осушки, который уменьшает гидротермальное разрушение катализатора образовавшимися парами. Температура на первой ступени поддерживается регулированием соотношения СО/СО 2. Холодильник катализатора, предназначенный для точного и гибкого поддержания температуры, позволяет системе быстро реагировать на изменение качества сырья и условий проведения процесса. Температура на обеих степенях поддерживается в пределах 1300-1375 F. [c.183]

Движение жидкости в трубопроводах, как было показано выше, характеризуется неравномерным профилем скоростей в живом сечении потока. Так как частицы вдоль оси потока движутся быстрее, чем вблизи стенок, то время пребывания их в трубопроводе соответственно меньше. Характер распределения частиц потока по времени их пребывания усложняется в случае турбулентного течения из- за хаотического движения частиц, сложной формы их траекторий и пульсации скоростей. Структура потока особенно усложняется при движении жидкости в аппаратах. где она встречает на своем пути различные препятствия в виде слоев зернистых материалов (например, катализаторов), насадок, распределительных устройств и т. п. Очевидно, слишком короткое время пребывания одних и чрезмерно продолжительное пребывание других частиц жидкости в рабочем объеме аппарата приводит к понижению степени химического превращения, протеканию нежелательных побочных реакций, к незавершенности осуществления физических процессов и уменьшению производительности аппаратов. Заметим, что при прочих равных условиях на структуру потока в аппаратах оказывают большое влияние геометрические размеры последних без учета этого обстоятельства невозможен переход от лабораторных моделей к производственным агрегатам. [c.97]

Возможность полного превращения органических и окисляющихся неорганических примесей прн высоких температурах в безвредные продукты полного горения обусловливает высокую санитарно-гигиеническую эффективность огневого метода обезвреживания. Указанная возможность реализуется при обеспечении определенных режимных параметров процесса — температуры в огневом реакторе, удельной нагрузки рабочего объема реактора, дисперсности распыливания, аэродинамической структуры и степени турбулентности газового потока в реакторе и др. [c.24]

Для любого данного значения максимальное превращение А в С зависит от сопротивления переносу массы из газовой фазы к твердому катализатору. Исходя лишь из соображений химической кинетики, рассмотренных в разделе 7.2.1, следует ожидать, что высокие степени превращения можно получить только в том случае, если сопротивление переносу массы ничтожно мало. Из уравнений (130) и (131) вытекают подходящие критерии незначительного сонротив.пения массопереносу в газовой фазе. Такими критериями являются Д 1 и /у 1. Медленный перенос массы через газовую фазу может играть ван ную роль только в случае непористых катализаторов в реакторе с неподвижным слоем катализатора или реакторе периодического действия, когда пограничный слой между газом и твердым веществом не разрушается турбулентным потоком. [c.306]

При недостаточной турбулентности потока в реакторах вытеснения возникает разница во времени пребывания реакционной смеси по поперечному сечению аппарата. При ламинарном потоке профиль скоростей по сечению реактора является параболическим с максимумом скорости в верпшне параболы, превышающей вдвое среднюю скорость скорость постепенно уменьшается по направлению к стенке, у которой она равна нулю. Несмотря на то что среднее время пребывания смеси в аппарате при параболическом профиле скоростей такое же, как и при равномерном профиле , степени превращения в обоих случаях неодинаковы. Более продолжительное время пребывания некоторых молекул [c.146]

Однако физическая природа молекулярной диффузии существенно отличается от природы турбулентного и смесите/[ьного переносов, обусловленных перемещением макроскопических объемов жидкости или газа, которые смешиваются с основным материальным потоком, имея отличизто от него степень превращения. Весьма существенно также, что предварительный расчет течения реакции по зависимости (2) возможен только в том случае, если величина известна заранее, в то время как значения его достоверно установлены лишь для режимов, достаточно близких к идеальному вытеснению, и сильно колеблются с изменением геометрической характеристики аппаратов, гидродинамики потока,, распределения тел цературы и других условий " ]. [c.410]

Современные плазмохимические процессы (и, в частности, ряд многотоннажных промышленных процессов) организуются, как правило, таким образом, что потоки плазмы и сырья вводятся в плазмохимический реактор раздельно [1—3]. Для того чтобы достигнуть желаемого результата — провести в реакторе химическую реакцию, необходимо прежде всего перемешать сырье с плазмой. При этом по самой суш,ности химршеской реакции требуется, чтобы молекулы реагентов находились в непосредственном контакте. Это означает, что сырье должно быть перемешано с плазмой до молекулярных масштабов независимо от того, является ли плазма реагентом или только энергоносителем, поскольку перенос энергии от частиц плазмы к молекулам реагента происходит также на молекулярном уровне. Одной из характерных особенностей плазмохимической технологии является использование весьма высоких температур — от2-10 до (10—15)-10 °К. При таких температурах скорости химических реакций возрастают настолько, что характерные времена этих реакций становятся сравнимыми с характерными временами процессов переноса. Поэтому в процессе перемешивания реагента с плазмой, характерное время которого становится сравнимым по величине с характерным временем химических реакций, реагент может испытывать значительное превраш,ение. Для сокращения времени перемешивания последнее производят в условиях интенсивной турбулентности. Однако и в этих условиях время перемешивания остается еще достаточно большим для того, чтобы реагент в процессе перемешивания испытывал заметное превращение. При расчетах, моделировании и оптимизации плазмохимического реактора необходимо учитывать степень этого превращения, которая определяется геометрическими и гидродинамическими особенностями реактора-смесрхтеля. Следовательно, возникает необходимость рассчитывать степень превращения данного реагента в процессе его турбулентного перемешивания с плазмой в условиях, когда характерные времена химического превращения и физического процесса турбулентного перемешивания сравнимы по величине между собой. Эта задача неновая и возникает всякий раз, когда приходигся иметь дело с быстрыми и очень быстрыми химическими реакциями, нанример при расчете процессов горения в турбулентных потоках, определении параметров баллистических следов, остающихся за телами, перемещающимися с большими скоростями в газах и жидкостях, и определении констант скоростей биохимических реакций в растворах [4, 5]. [c.198]

Промышленные реакторы отвечают данному разделению лишь с некоторой степенью приближения. Например, в трубчатых реакционных печах для соблюдения режима идеального вытеснения должен существовать так называемый поршневой режим, т. е. должны быть равны линейные скорости всех элементов потока. При существующем обычно турбулентном режиме эпюра распределения скоростей по диаметру трубы отличается от идеальной скорости по периферии трубы несколько меньше. При прямоточном движении сырья и крупногранулированного материала в реакторе колонного типа скорость твердых частиц в осевой части аппарата с приближением к его низу возрастает в результате равномерное движение реакционной смеси и соответственно глубина ее превращения также несколько нарушаются. [c.32]

Квазиравновесные плазмохнмнческве процессы проводят, как правило, в ограниченных потоках плазмы (реже в своб. струях плазмы). Потоки плазмы и сырья вводят в реактор, как правило, раздельно и производят их смешение обычно в условиях интенсивной турбулентности. Прн т-рах 3000-5000 К скорости плазмохим. р-ций возрастают в такой степени, что их характерные времена т, становятся меньше характерных времен т тепло- и массопереноса. Вследствие этого кинетика плазмохим. процесса на стадии турбулентного смешения практически полностью определяется кинетикой турбулентного смешения сырья с плазмой. Доля превратившегося во время смешения сырья зависит от энергии активации проводимой р-ции, возрастает с повышением т-ры плазмы и при достаточно высоких т-рах может достигать единицы. Т. обр., стадия турбулентного смешения может оказать определяющее влияние на осн. показатели плазмохим. процесса-степень и селективность превращения. Совр. теория турбулентного смешения не позволяет пока предсказать характер и степень этого влияния, поэтому возрастает роль эмпирич. и полуэмпирич. подходов. Так, для нахождения времени смещения реагента с плазмой на мол. уровне используют методы быстрой хим. р-ции и быстрого физ. процесса , характерные времена к-рых мно- [c.554]