Реактор размера

Тип установки Производительность по сырью, т/год Ьг а Тип реакторов Размеры реакторов, м Внутренний объем, м Конструктивные особенности реакторов, параметры процесса [c.126]

Пусть параметры Су,. . определены по описанному способу из опытов с реактором размера Ь. В отличие от чисто статистического, дифференцированное описание должно быть справедливым для широкой области изменения начальных условий (на входе в реактор). Следует иметь в виду, что как бы ни была составлена система (У-1), в любом случае возможна минимизация величины Р после определения величин с у,. . Сд можно оценить точность описания по полученной минимальной величине Р. Если для широкой области начальных условий минимальная величина Р меньше допустимой (которая может быть определена заранее), математическое описание можно считать удовлетворительным, в противном случае — нет. [c.140]

Пусть коэффициенты с ,. . ., определены, как указано выше (стр. 139), для реактора размером Ь. Требуется 1) оценить применимость этих коэффициентов для расчета по уравнениям (У-1) величин 1,. . Ир, у и Г для реактора размером (где Ь) [c.145]

Реактор размером 90 X 0,4 см заполняли катализатором. Для разделения жидких продуктов (циклогексана и бензола) применяли колонку 40 X 0,4 см, заполненную огнеупорным кирпичом, смоченным диметил-фталатом. Температура разделения 50°. [c.201]

Если предположить, что 1) уравнения (V- ) точно описывают реактор любого размера 2) величины с ,. . одинаковы для процессов, протекающих в реакторах размеров Ь и Ь Ъ) решение системы (У-1) найдено без погрешности 4) измерения величин /1 ,. . ., Пр, V, Т на выходе для обоих реакторов произведены с одинаковой погрешностью, то полученные коэффициенты с ,.. с, применимы для реакторов любого размера. При этом величина Р не изменится с изменением масштаба реактора. [c.145]

Для получения достоверных количественных результатов расчета и окончательного выбора модели необходимо опираться на экспериментальные данные, полученные в опытном реакторе, размер которого существенно превышает размер неоднородностей в слое [1]. Только такой подход позволяет считать, что выбранная модель применима для широкого круга задач — от расчета показателей процесса в большом интервале изменения исходных параметров до выбора оптимальных режимов работы и масштабирования реакторов. [c.279]

Таким образом, при заданных реакторе, размерах и форме зерна максимум критерия (У.б) будет функцией начальной концентрации реагентов, времени контакта, последовательности температур вдоль реактора, размера (радиуса) зерна Л параметра 5, характеризую- [c.190]

На рис. 11.2 показано локальное распределение потока вблизи черного регулирующего стержня, расположенного в центре реактора. Размер Ъ является истинным размером радиуса стержня, а величина е равна длине экстраполяции внутри стержня (ср. с рис. 5.10). Размер Ъщ. определяется соотношением [c.535]

Для получения кинетических. данных наиболее простой путь — осуществление изотермической р аботы интегральных конверторов, так как это ограничивает число переменных и облегчает интегрирование. Однако на практике изотермическая работа редко осуществляется, особенно для реакций с высокими тепловыми эффектами,вследствие ограничений в отводе тепла. Эти ограничения имеют большое значение, потому что плохой контроль за потоком тепла, приводящий к небольшим температурным градиентам в слое, может вызвать очень сильный эффект, поскольку скорость реакции экспоненциально зависит от температуры. При исследовании экзотермических реакций обычно применяют адиабатические трубные реакторы. Система температурного режима осуществляется таким образом, чтобы предотвратить утечку тепла через стенки реактора. Следовательно, профиль температур развивается вдоль длины реактора, размеры последнего зависят от теплоты реакции, теплоемкости реакционной среды и кинетики реакции. Полномасштабные заводские конверторы вследствие низкого соотношения поверхности и объема обычно работают адиабатически, и поэтому адиабатические- конверторы небольшого размера могут быть полезны для испытания на длительность пробега или для моделирования промышленной производительности. Эти конверторы могут работать либо на уровне полупромышленного масштаба, либо как пилотные установки. Адиабатические реакторы в настоящее время применяются для моделирования полномасштабных промышленных условий таких реакций, как высокотемпературная и низкотемпературная конверсия окиси углерода, реакция метанирования и синтез аммиака. [c.56]

Существуют и более узкие классификации. Для примера приведем классификацию реакторов непрерывного действия для анилинокрасочной промышленности, предложенную Б. Е. Беркманом [38]. В основу ее положен характер лимитирующей стадии процесса, определяющей размер"реактора. В соответствии с этим реакторы делятся на три типа реакторы, размеры которых определяются продолжительностью процессов смешения и массообмена (это реакторы для очень быстрых химических реакций — нейтрализации и др.) реакторы, размеры которых определяются продолжительностью процессов теплообмена [c.61]

Экспериментальная установка в принципе не отличалась от только что описанной, только вместо двух формирующих систем был установлен каталитический реактор размером 80 X 0,4 см, заполненный 4,87 г алюмосиликатного катализатора реактор помещали в печь, температура в которой поддерживалась с точностью +2°. [c.250]

Система уравнений (4.3)-(4.3б) решена в двух приближениях. В первом приближении исследована эволюция капель растворов урана и других элементов по длине плазменного реактора в различных режимах при допущении монодисперсного распыления раствора. Во втором приближении рассмотрен более часто встречающийся случай полидисперсного распыления раствора. В последнем случае описываемая распределением Розина-Раммлера совокупность капель различного размера, образующих поток распыленного раствора, аппроксимировали набором двенадцати монодисперсных групп. Первая и двенадцатая из этих групп относились к максимальным и минимальным размерам капель соответственно. Проведено детальное исследование, включающее анализ зависимости состава получаемого оксидного материала от условий проведения процесса, а именно от мощности и температуры плазменного теплоносителя, соотношения начальных скоростей потока плазмы и капель раствора, требуемого времени пребывания капель (частиц) в канале реактора, размера капель и т. п. Кратко рассмотрим основные результаты, полученные для обоих приближений. [c.174]

На изготовленных моделях и установке с реактором кипящего слоя были проведены исследования по выбору горизонтальной формы реактора, размера зон, газораспределительных решеток и переливных труб, по определению технологических показателей процесса и других данных. [c.353]

В отличие от процесса в реакторе с неподвижным катализатором, процесс дегидрирования во взвешенном слое зависит не только от температуры и объемной скорости бутана, но и от отношения высоты -слоя катализатора к диаметру реактора, размера частиц катализатора и линейной скорости газа в аппарате. [c.51]

Система пропан-бутан — сера. Изучение возможности получения сероуглерода из пропан-бутана и серы проводилось на лабораторной установке, схема которой изображена на рис. 18. Исследовалось влияние на выход сероз лерода температуры, скорости подачи компонентов в реактор, размеров частиц графитовой насадки и концентрации компонентов газовой смеси. [c.63]

На больших опытных установках с полыми аппаратами при объемной скорости подачи бутана 250- 300 ч (время контакта 5—5,6 сек), температуре в реакторе 560—580° С и скорости циркуляции катализатора 16,5—17 кг на 1 кг подаваемого бутана выходы бутилена за проход достигали 34—36%, а избирательность 72—82% [231]. При дальнейших исследованиях процесса дегидрирования в реакторе со взвешенным слоем катализатора [93] было установлено, что в реакторах этого типа существенную роль на выходы оказывают такие факторы, как отношение высоты слоя к диаметру реактора, размер частиц катализатора и линейная скорость газа. [c.161]

Исследование скорости выгорания углистых отложений, образующихся при дегидрировании н-бутана на катализаторе К-5 (концентрация и состав угля приведены в табл. 23, глава IV), проводилось в изотермическом лабораторном реакторе размер частиц катализатора около 1,5 мм. [c.138]

Обычно регенератор — самый крупный аппарат на установке каталитического крекинга, его объем значительно превыщает объем реактора. Размеры регенератора зависят от его производительности по сжигаемому коксу (количество кокса, выжигаемого с поверхности закоксованного катализатора за единицу времени) и выбранного технологического режима процесса регенерации (температура, давление). Производительность регенератора характеризуется количеством выжженного кокса в единицу времени и определяется как произведение количества циркулирующего катализатора на разность содержаний кокса на нем до и после выжига. [c.716]

Реакторы, размеры которых определяются продолжительностью процессов массообмена (продолжительность химических реакций в этих аппаратах обычно не превыщает нескольких секунд). К таким процессам относятся все ионные реакции (нейтрализация, солеобразование и т. д.). Тепловой режим работы реакторов этой группы приближается к адиабатическому. При экзотермических процессах тепло реакции расходуется на подогрев реакционной массы и на испарение компонентов, взятых в избытке (так, при хлорировании бензола испаряется бензол, при нейтрализации бензолсульфокислоты испаряется вода и т. д.). [c.127]

Реакторы, размеры которых определяются продолжительностью процессов теплообмена. В этих аппаратах проводят быстро протекающие химические реакции с подводом тепла (или с отводом выделяющегося тепла) при помощи теплоносителя, отделенного теплопроводной стенкой от реакционной массы. К таким процессам можно отнести гидрирование нитробензола, сульфирование ал-килбензолов олеумом и др. [c.127]

Реакторы, размеры которых определяются продолжительностью протекающих в них химических реакций. [c.127]

Средняя величина поверхности конденсации реактора, размеры и количество труб конденсатора в зависимости от емкости реактора и типа получаемых смол [c.134]

Регулирование гранулометрического состава катализатора и сохранение его формы в ходе процесса значительно упрощается при применении нанесенных катализаторов. При этом при использовании носителя заданной формы к размера открывается возможность регулирования формы и размера получаемого полимера. На рис. 2 представлена фотография частиц полипропилена, полученных на Т1С1д, нанесенном на полимерный носитель. Полимерные частицы такой формы обладают малым гидродинамическим сопротивлением и дают возможность за счет увеличения подвижности полимерной суспензии увеличить предельно допустимую концентрацию полимера в реакторе. Размер частил полипропилена составлял, в зависимости от размера частиц носителя и выхода полимера, от 0,2 до 6 мм. Плотность отдельной частицы и насышая масса полимера равнялись 0,87 -0,90 г/см и 0,45 - [c.218]

Процесс каталитического дегидрирования н-бутана в кипящем слое пылевидного катализатора зависит от температуры, объемной скорости бутана, отношения высоты слоя катализатора к диаметру реактора, размера частиц, линейной скорости газа в реакторе и других факторов. [c.118]

Ориентировочно определяют оптимальные условия проведения процесса температурный диапазон работы, давление, тип схемы и реактора, размер частиц катализатора, число полок, распределение катализатора по полкам и др. [c.88]

В реакторе реализуется турбулентный режим псевдоожижения. Как отмечалось выше, для этого режима характерно отсутствие крупных газовых пузырей, т.е. с ростом размера реактора размеры газовых пузырей не увеличиваются. [c.43]

Форма реактора, размеры, характер насадки, температура реакции и степень разбавления фтора азотом варьировалась в широких пределах. Однако, несмотря на относительную простоту этого метода фторирования, он обладает рядом недостатков. Прежде всего, процесс фторирования плохо воспроизводим, особенно в промышленном масштабе. В связи с этим поиск новых технологических решений продолжается. Так, описано фторирование органических соединений элементным фтором в пористом реакторе. Фтор вводят во внутреннее пространство, окруженное пористой трубкой, через поры которой он мигрирует в кольцевое пространство. В это пространство подается подлежащее фторированию органическое вещество. В качестве пористого элемента используют плавленый оксид алюминия. Этот реактор оказался весьма эффективным. Например, при фторировании пропана выход октафторпропана в оптимальных условиях достиг 85%. При фторировании гексафторпропилена выход октафторпропана составил 70% (температура 184 °С, время контакта 28 с). [c.218]

Многие промышленно важные химические реакции, такие как нитрование, сульфирование, омыление эфиров водными растворами щелочей и др, проводятся в проточных реакторах с мешалкой в двухфазной системе жидкость-жидкость. При этом в обшем случае реагенты, растворенные в несмешиваюшихся растворителях, переходят из одной фазы в другую и реагируют на поверхности раздела или в объем той или иной фаз. Выход в таких реакторах зависит как от кинетики реакции, так и от скорости подвода реагентов в зону реакции, т. е. от гидродинамики реактора. Основнымн параметрами, определяющими гидродинамику двухфазного реактора, являются структура потоков в реакторе, размер капель дисперсной фазы, поверхность раздела фаз и удерживающая способность по дисперсной фазе, распределение времени пребывания по обеим фазам и степень взаимодействия между каплями дисперс -ной фазы. [c.141]

Обычно применяется следующая принципиальная схема процесса. Очищаемые газы проходят отбойники и ловушки для отделения взвешеиных частиц и конденсата, за.хваченного газовым потоком.. Затем газы нагревают (сначала в теплообменниках, а потом в подогревателе) до температуры реакции и направляют в реактор, размер я конструкция которого выбрана оптимальными для данного производства. Очищенные газы охлаждают и выбрасывают в атмосферу. [c.302]

В 1978 г. на УЗК Ново-Уфимского НПЗ была осуществлена замена реакторов из стали 15К+08Х13, проработавших 21 год. При этом были отобраны темплеты металла по высоте реактора. Размеры темплетов позволили изготовить стандартные образцы для определения физико-механических свойств и химического состава металла. Б этот же период при ремонте реакторов УЗК на Красновод-ском НПЗ также были вырезаны темплеты металла (сталь 20К+08ЖЗ) в пределах одного пояса цилиндрической обечайки. [c.24]

Реактор (рис. 2) включает в себя камеры пиролиза А и нагрева В расплава 1. Перегородка 6 препятствует перемешиванию дымовых газов и пирогаза, но не мешает циркуляции расплава между обеими камерами (направление циркуляции расплава показано стрелками). Перегородка 4 служит для осуществления циркуляции расплава между камерами А я В за счет эффекта эргазлифта горячих продуктов горения, подаваемых через устройство 8, представляющее собой три выносных газогорелочных устройства. Через четыре сопла 5 в камеру А подается пиролизуемое сырье. По схеме рис. 2 была сооружена прозрачная гидравлическая модель реактора (размеры 1800х1500х Х400 мм) для моделирования циркуляции расплава. В устройства в и 5 подавали воздух (до 40 и 8 м ч соответственно). Циркуляцию жидкости в модели определяли статистическим методом по регистрации движения специального шара-метки, имеющего удельный вес, равный удельному весу жидкости. Опыты показали, что циркуляция жидкости, вызванная барботажем воздуха в камере В, достигает весьма больших значений (примерно 200 — 300 циклов1ч). При этом было найдено, что (где и Явг — [c.30]

Реактор - основной и наиболее дорогостоящий аппарат установок гидрокрекинга. Технологичность и экономика процесса определяются работой реакторных устройств. С экономической точки зрения число реакторов должно быть сведено к минимуму. Для установок большой производительности число однотипных реакторов определяется требуемым объемо катализатора и допустимыми размерами реактора. Размеры реакторов гидрокрекинга определяются не столько техноло-гическиии требованиями, сколько возможностью транспорти-ровавия аппарата и выполнением такелажных и монтажных работ. Обычный диаметр реакторов 1,2 - 4,0 ж, масса реакторов 150-600 т (в некоторых случаях она достигает 650 т). [c.99]

Первый вариант - раздельная система, когда катализатор селективного гидрокрекинга помещен в отдельный реактор. Размеры капита-, ловложений и энергетические затраты при его осуществлении примерно такие же, как для обычной секции гидроочистки прямогонного бензина. [c.37]

Описана двухподовая (трехзонная) опытная установка для обжига лисаковских руд в кипящем слое. Приведены результаты исследования по выбору форм реактора, размера зон, типов, газораспределительных реше- [c.481]

Однако в данной главе обсуждаются лишь те хроматографические методы, которые применяются для изучения химических реакций или катализаторов как таковых. Они относятся к предложенным Коксом, Тобином и Эмметом микрореакционным методам , в которых газовый хроматограф применяют для анализа газового потока из реактора. Размер реактора при этом определяется размером пробы, необходимой для эффективного разделения и детектирования компонентов в хроматографической системе колонка — детектор, независимо от того, используется реактор периодического, импульсного или непрерывного действия, а также от того, является изучаемая реакция каталитической, термической или другого типа. [c.22]