Реактор с продольным перемешиванием потоков

Другие проблемы возникают при исследовании реакторов с неподвижным слоем мелких частиц катализатора. Профиль скоростей становится при этом более однородным, однако вследствие нерегулярности упаковки слоя возможно образование каналов со сравнительно высокой скоростью потока. В то же время обтекание потоком твердых частиц приводит к довольно интенсивному поперечному и некоторому продольному перемешиванию потока. Дополнительно к проблемам теплопередачи через стенку трубы в этом случае возникают проблемы, связанные с переносом тепла от потока к поверхности твердых частиц и внутри зерен катализатора (см. главу VI). Здесь мы будем предполагать, что имеется квазигомогенное кинетическое выражение для скорости реакции, отнесенной к единице объема реактора, которым можно пользоваться при расчетах. [c.255]

Гидродинамические режимы. С формой функции распределения времени пребывания в реакторе связано понятие о гидродинамическом режиме аппарата. Принято выделять два предельных гидродинамических режима идеального вытеснения и идеального смешения. В режиме идеального вытеснения время пребывания в реакторе одинаково для всех элементов потока соответственно, функция распределения времени пребывания имеет вид б-функции б (т— ). В этом режиме продольное перемешивание потока отсутствует и [c.212]

В режиме идеального смешения концентрации реагентов постоянны по всему объему аппарата. Непрерывный переход от резина идеального вытеснения к режиму идеального смешения можво проследить в рамках диффузионной модели, решая уравнение (VI.14) или (VI.15) с граничными условиями (VI.27) и оценивая изменение степени превраш ения и статистических характеристик распределения при уменьшении числа Пекле. Режиму идеального вытеснения соответствует предельный случай Ре оо, а режиму идеального смешения — Ре 0. Все промежуточные режимы иногда определяют как режимы неполного смешения. Согласно сказанному выше, диффузионная модель далеко не всегда пригодна для описания работы реакторов в режиме неполного смешения. При расчет трубчатых реакторов х)на оказывается справедливой только ври больших числах Пекле, когда гидродинамический режим реактора приближается к режиму идеального вытеснения при этом расчет реактора в приближении идеального вытеснения обеспечивает обычно достаточную для технологических целей точность результатов, и влияние продольного перемешивания потока может быть учтено как малая поправка. При расчете реакторов малой протяженности, где продольное перемешивание особенно заметно и могут наблюдаться сильно размазанные функции распределения, необходимо уже учитывать реальную физическую картину процессов переноса вещества, так как диффузионная модель в этих условиях не применима. [c.213]

Реактор с неполным продольным перемешиванием потока. Режим, занимающий промежуточное положение между идеальным перемешиванием и идеальным вытеснением, часто называют режимом неполного продольного перемешивания. [c.299]

VI 1.4.3. Реактор с продольным перемешиванием потоков [c.309]

Основные достоинства трубчатых реакторов для проведения газофазных реакций (в частности, пиролиза и крекинга) 1) интенсивный теплообмен через стенку, регулируемый наружной температурой и подбором диаметра трубки 2) обеспечение оптимального температурного режима процесса (что легко осуществимо при большой длине трубок и позонном подводе теплоты) 3) отсутствие Продольного перемешивания потока, что способствует глубокому превращению сырья с высокой селективностью (характерно для процессов пиролиза и крекинга). [c.122]

Система уравнений ( 1.229), ( 1.230) для расчета чувствительности реакторов идеального вытеснения была впервые выведена (более сложным, чем здесь, путем) в работе [30]. Численные расчеты этой системы выполнены в работах [31, 32]. В ряде проведенных там расчетов учтено влияние внешнедиффузионного торможения процесса и продольного перемешивания потока. [c.297]

Одним из видов отклонения реального гидродинамического режима от режима идеального вытеснения может быть наличие в реакторе продольного перемешивания (диффузии). Для потока реагентов в этом случае (см. гл. II, 2) может быть записано следующее уравнение материального баланса, согласно (II.2.8) [c.76]

Сказанное остается справедливым и в случае, когда имеются поперечные градиенты концентрации и температуры. И в этом случае задача Коши для системы параболических уравнений (VII.44) и (VII.45) всегда имеет единственное устойчивое решение. Явления неустойчивости могут в принципе возникнуть под влиянием продольного перемешивания потока, однако в достаточно протяженных реакторах этот эффект незначителен. Прй сследовании процессов в зернистом слое учет продольного перемешивания сводится к учету [c.336]

При рассмотрении гидродинамических режимов в проточных реакторах полного вытеснения и смешения полагают, что в них отсутствует продольное перемешивание, в результате чего концентрация в сечениях, перпендикулярных направлению потока реакционной массы, постоянна. Однако создание условий в реакторах, при которых бы продольное перемешивание было сведено на нет, практически недостижимо. Например, для аппарата полного вытеснения отсутствие перемешивания может наблюдаться лишь в случае определенного соотношения между длиной и сечением реакционной зоны, при котором скорость диффузии частиц в направлении потока и навстречу ему исчезающе мала по сравнению со скоростью перемещения реакционной массы и, кроме того, турбулентные токи не дают заметного перемешивания частиц и перемещения их в направлении, обратном потоку реакционной массы. Действительно, если выделить в реакторе полного вытеснения [c.37]

Продольное перемешивание приводит к тому, что движение одних элементов потока убыстряется, а других замедляется, и времена их пребывания в реакторе становятся различными. [c.323]

Таким образом, для удлиненных трубчатых реакторов влияние продольного перемешивания на конечную степень превращения при сегрегированных потоках и потоках без сегрегации сравнительно невелико. Следует ожидать сильного влияния перемешивания в случае реакторов с 1/й I и при степенях превращения, очень близких к единице. Практически большинство трубчатых реакторов можно рассчитывать, как и в случае полного вытеснения. [c.332]

Если концентрация заметно растет в направлении, встречном потоку, то можно говорить о продольном перемешивании и осевой диффузии. По мнению Венера и Вильгельма при наличии такой диффузии особое внимание следует обращать на граничные условия реактора. [c.185]

Таким образом, в процессе изменения скорости потока — и в реакторе последовательно наблюдаются явления гистерезиса (двойные устойчивые стационарные состояния), нерегулярные колебания, одно устойчивое стационарное состояние. При этом с увеличением скорости v число Пекле — Ре возрастает с 0,99 до 1,1. В [1, 2] — отмечено исчезновение множественности стационарных состояний в реакторе по мере увеличения высоты слоя катализатора L, а следовательно, и величины Pe , где Рв(. = = Lv/Di, где Dl — коэффициент продольного перемешивания. [c.284]

В то же время, если скорость процесса в целом лимитируется химической реакцией, то представляется возможным рассматривать систему как реактор непрерывного действия с перемешивающим устройством. В промежуточном случае для расчета скорости протекания химических реакций требуется знание механизма контакта между газом и твердыми частицами. Необходимо располагать точной информацией о режиме газового потока через непрерывную фазу (т. е. идеальное вытеснение или полное перемешивание степень продольного перемешивания), скорости межфазного обмена газом, распределении пузырей по размерам, а также о соотношении диаметров облака циркуляции и пузыря. [c.336]

Гидродинамическое перемешивание. Разброс значений истинных локальных скоростей потока приводит к тому, что время пребывания в реакторе с зернистым слоем является случайной величиной. Если на вход аппарата подать импульс трассирующего вещества, то на выходе получим более или менее размытую кривую изменения концентрации во времени, совпадающую с дифференциальной функцией распределения времени пребывания в слое. Аналогично, струя трассирующего вещества, введенная в какую-либо точку зернистого слоя, постепенно размывается по всему его сечению. Оба эти явления определяются гидродинамическим перемешиванием потока, или переносом вещества в продольном и поперечном направлениях. [c.218]

Исследование кинетики изотермических нроцессов, не осложненных внешней диффузией, в простейших интегральных реакторах, видимо, не связано со значительными ошибками, если диаметр зерен катализатора не превышает 74о диаметра трубки, а длина слоя и скорость потока таковы, что исключено заметное влияние продольного перемешивания. Практически приходится, однако, брать диаметр зерна равным примерно 7в диаметра трубки. Независимость хода процесса от внешнедиффузионных и гидродинамических факторов может быть проконтролирована сравнением результатов, полученных нри одинаковых временах контакта, но с различными линейными скоростями потока газа. Более надежные данные могут быть получены в интегральных реакторах, специально предназначенных для кинетических исследований. [c.406]

В промышленности находят применение также периодические реакторы, являющиеся видоизменением режима работы реактора перемешивания. Наряду с указанными моделями потоков различают диффузионную, характеризующуюся наличием продольного перемешивания (однопараметрическая модель) и радиального перемешивания (двухпараметрическая модель), ячеечную, представляемую в виде последовательности элементарных моделей, и более сложные модели типа комбинированных, циркуляционных. Соответствие выбранной модели реальному объекту устанавливается на этапе проверки адекватности. [c.21]

При использовании уравнений (12—75) и (12—76) для описания реактора вытеснения предполагаются справедливыми следующие допущения реагирующая смесь идеально перемешивается в поперечном сечении потока продольное перемешивание в потоке отсутствует теплоемкость реагирующей смеси не изменяется в процессе химического превращения теплопроводностью смеси и стенок реактора в направлении движения потока можно пренебречь поверхность теплообмена равномерно распределена по длине зоны реакции количество реагирующей смеси при принятом способе выражения величины потока v не изменяется в процессе реакции. [c.372]

Четыре рассматриваемых типа реакторов связаны между собой как в физическом, так и в математическом отношении. Реактор с принудительным перемешиванием, или реактор идеального смешения, отличается от трубчатого реактора как по конструкции, так и по описывающим его уравнениям однако трубчатый реактор с достаточно интенсивным продольным перемешиванием потока приближается к режиму идеального смешения. Периодический реактор представляет собой реактор идеального смешения, в котором существует проток реагентов, но описывается он теми же уравнениями, что и простейшая модель трубчатого реактора. Термин адиабатический относится скорее к режиму реактора, чем к его конструкции, так как и реактор идеального смешения, и трубчатый, и периодический реактор могут быть адиабатическими. При исследовании различных типов реакторов нельзя в равной мере дать характеристику каждого реактора — частично из-за того, что различные вопросы изучены неодинаково полно, а частично из-за того, что некоторые проблемы трудно изложить на том доступном уровне, которого мы собираемся придерживаться в этой книге. Например, нестационарные уравнения для реактора идеального смешения являются обыкновенными дифференциальными уравнениями, и мы можем провести их анализ достаточно полно. Стационарный режим трубчатого реактора уже описывается обыкновенными дифференциальными уравнениями, а для описания его поведения в нестационарном режиме требуются дифференциальные уравнения в частных производных, анализ которых представляет весьма трудную задачу. Там, где это возможно, мы стараемся представить результаты более глубокого лнализа сложных задач в виде качественных описани11 и графиков, [c.10]

В, С, О, I. Видно, что слабое увеличение Т за линию L приводит к резкому скачку температуры от О V. Н. Аналогично, при постепенном уменьшении Т, процесс проходит последовательность стационарных режимов, соответствующих точкам I, Н, С, Р, с дальнейшим резким падением до точкп В и далее к точке А. Это приводит к гисте-резпсным кривым, изображенным на рис. IX.20. Неопубликованные вычисления для противоточного реактора с независимым теплоносителем показывают еще более резкие эффекты. Можно сказать, что в реакторах с противоточным теплообменником тепло реакции, выделившееся в некоторой точке, вместо того, чтобы вымываться потоком, как это было бы в отсутствие обмена теплом с теплоносителем, может возвращаться вверх но течению реагирующей смеси, способствуя образованию высоких температурных пик. К аналогичным эффектам может приводить продольное перемешивание потока, как это было показано в работе Ван Хирдена и в более поздней статье Амундсона (см. библиографию на стр. 303). [c.285]

Взаимодействие неоднородного профиля скоростей по сечению реактора и поперечной диффузии также приводит к эффективной продольной дисперсии потока. Это было впервые показано Тейлором, который предложил простой п изящный экспериментальный метод измерения продольного эффективного коэффициента диффузии. Рассмотрим, например, светочувствительную жидкость, текущую в ламинарном режиме через цилиндрическую трубу. Вспышка света, проходящего через узкую щель, может окрасить в синий цвет диск Ж1ЩК0СТИ, перпендикулярный к направлению потока. Если бы диффузии пе было, то этот диск превратился бы в параболоид, причем его край, соприкасающийся со стенкой трубы, не двигался бы вообще, а центр перемещался бы со скоростью, вдвое большей средней скорости потока. Однако при этом области с низкой концентрацией трассирующего вещества окажутся в непосредственной близости к поверхности, где эта концентрация высока, и благодаря диффузии эта поверхность начнет размываться. Трассирующее вещество в центре трубы будет двигаться к периферии — в область, где течение медленнее, а трассирующее вещество у стенок — внутрь трубы, где течение быстрее. В результате концентрация по сечению трубы станет более однородной и получится колоколообразное распределение средней по сечению концентрации трассирующего вещества, центр которого будет перемещаться со средней скоростью потока. Дисперсия относительно центра распределения, служащая мерой продольного перемешивания потока, будет нри этом обратно пронорциональна коэффициенту поперечной диффузии, так как чем быстрее протекает поперечная диффузия, тем меньше влияние неоднородности профиля скоростей по сечению трубы на продольную дисперсию потока. Тейлор пашел, что эффективный коэффипиеит продольной диффузии для ламинарного потока в трубе радиусом а равен 149,0. Более детальное исследование показывает, что эффективный коэффициент продольной диффузии имеет вид [c.291]

Казалось бы, что первая задача легко выполнима. Среднее время пребывания в реакционной зоне (время контакта) равно частному от деления свободного объема реакционной зоны на объемную скорость потока. Однако не все молекулы реагирующего потока пребывают в зоне реакции одинаково долго. Различные части турбулентного потока, движущегося сквозь зерненый слой катализатора, обладают разными скоростями. Продольное перемешивание потока турбулентными вихрями и образование застойных зон в промежутках между твердыми частицзхми приводят к тому, что молекулы реагентов, вошедшие в реактор с потоком, достигают выхода через различные промежутки времени, более или менее отличающиеся от среднего значения. Время пребывания в реакционной зоне (время контакта) является, таким образом, случайной величиной, характеризуемой некоторой дифференциальной функцией распределения ф(т). Вид функции ф(т) определяет гидродинамический режим реактора. Чем большую роль в движении потока играют беспорядочные турбулентные пульсации, тем более размазана функция ф(т). Предельному случаю, когда турбулентное перемешивание отсутствует и время пребывания одинаково для всех молекул, отвечает режим идеального вытеснения. Другой предельный режим — идеального смешения — возникает, когда интенсивное перемешивание потока (чаще всего принудительное) приводит к выравниванию состава потока по всему реактору в этом случае для каждой молекулы вероятность того, что она покинет реактор, не зависит от времени, уже проведенного ею в реакционной зоне. Режим, промежуточный между [c.153]

Выбор оптимальных условий процесса (скорости потока, размеров частиц в кипящем слое, диаметра аппарата) должен осу-пдествляться с учетом влияния этих переменных на скорость всех видов диффузионных процессов (межфазной, внешней и внутренней диффузии и перемешивания потока), а также процессов теплопередачи. Решение этой задачи в настоящее время затруднено главным образом из-за недостатка надежных экспериментальных данных, что довольно парадоксальпо, так как число работ, посвященных свойствам кипящего слоя, весьма внушительно. Можно, однако, с уверенностью сказать, что взаимосвязь всех элементарных процессов ведет к тому, что в подавляющем большинстве случаев невозможно полностью избавиться от недостатков кипящего слоя, связанных с межфазно-диффузионным торможением процесса и перемешиванием потока по длине реактора. Так, увеличение скорости потока, хотя и ведет к росту коэффициента т], влечет за собой увеличение доли газа, проходящего в пассивной фазе, что делает систему более неоднородной. Одновременно с ростом скорости интенсифицируется движение частиц, а значит, и продольное перемешивание потока в активной фазе. Снижение же величины Ор, хотя и приближает гидродинамический режим потока в активной фазе к режиму идеального вытеснения, ведет к ухудшению теплопроводности слоя, т. е. потере едва ли не главного технологического преимущества кипящего слоя — удобства теплоотвода. [c.227]

Проточные интегральные реакторы — это обычные заполненные катализатором трубки, аналогичные применяемым в промышленности. Вывести обычными методами кинетические уравнения по данным, полученным на интегральном реакторе, можно только при исследовании простых изотермических реакций. В остальных случаях при обычной обработке результатов надежность выводов невелика, так как процесс в интегральном (в частности трубчатом) реакторе осложняется явлениями температурной неоднордности слоя и продольным перемешиванием потока. Кроме того, в трубчатом реакторе далеко не всегда удается избавиться от внешне- и внутридиффузионного торможения процесса. Поэтому дифференциальные аппараты в первую очередь следует рекомендовать для детального изучения химической кинетики гетерогенно-каталитических процессов. [c.345]

В аппарате идеального вытеснения регулярный режим может быть нарушен в результате образования зоны циркуляции поперечного и особенно продольного перемешивания потока. Это приводит к частичному выравниванию концентраций и температур по сечению и длине реактора. Объясняется это тем, что продольное (обратное) перемешивание ускоряет перемещение одних элементов объема, а других — замедляет, вследствие чего время пребывания их в реакторе становится резличным (рис. 17.7), Одним из технических приемов уменьшения этого эффекта является секционирование реакционного объема, в результате чего перемешивание приобретает локальный характер и по всей [c.479]

Число Пекле, характеризующее поперечное перемешивание потока, находится, как отмечалось выше, в пределах от 8 до 15. В то же время продольное число Пекле примерно равно 2, откуда следует, что эффективный коэффициент продольной диффузии в 4—7 раз превышает эффективный коэффициент поперечной диффузии Е . Простые рассуждения показывают, почему это так. Свободный объем неподвижного слоя состоит из относительно больших пустот, соединенных узкнмп каналами. Например, при правильной ромбоэдрической упаковке сферических частиц доля свободного объема в плоскости, проходящей через центры сфер, составляет 9%. Если разделить слой между двумя такими плоскостями на три части, то доля свободного объема в средне трети будет равна 41 %, а в верхней и нижней третях — 18% при средней доле свободного объема 26%. Поэтому можно представить, что реагенты быстро перетекают из одного свободного объема в следующий, и ноток проходит как бы через цепь последовательно соединенных реакторов идеального смешения. В разделе VII.8 мы видели, что мгновенный импульс трассирующего вещества, введенного в первый реактор последовательности реакторов идеального смешения с общим временем контакта 0, размывается в колоколообразное распределение со средним временем [c.290]

Когда в реактор непрерывно поступает поток реагентов и в то же время непрерывно отводится поток продуктов реакции, на чистый поток может накладываться явление перемешивания вещества в направлении движения последнего. Общая конверсия, которая может быть получена в данном реакторе при закрепленных условиях питания, сильно зависит от вклада продольного перемешивания в пределах собственно реактора. В самом широком смысле явление продольного перемешивания — это процесс массопереноса. Таким образом, исследование продольного перемешивания в химическом реакторе относится к области массопередачн с химической реакцией. [c.120]

Каскад реакторов полного перемешивания, равнозначный по выходу определенному реальному реактору, будем называть заменяющим каскадом (рис. УПЬЗЗ). Расчет реактора можно свести к расчету заменяющего его каскада, если удастся определить число ступеней. Для этого нужно количественно описать отклонения от полного вытеснения в реальном реакторе. Такие отклонения обусловлены 1) неравномерным распределением скорости потока в осевом (продольном) направлении 2) флуктуациями скорости и завихрениями 3) молекулярной диффузией. Это приводит к тому, что продукты реакции перемещаются из конечной части аппарата в направлении к входу, исходные же вещества переносятся в обратном направлении. На конечном участке аппарата они разбавляют смесь пpoдyкtoв и снижают выход реакции. Следовательно, в общем случае указанные эффекты оказывают неблагоприятное влияние на работу реактора. [c.322]

Химические реакторы. Как показано в главе П1, периодически и непрерывнодействующие реакторы с мешалками, а также трубчатые реакторы, работающие в высокотурбулентном режиме, могут быть описаны математически вполне точно. Трубчатые реакторы с продольным перемешиванием и реакторы с мешалками, не обесп.ечивающие идеального перемешивания, также можно достаточно точно описать, если известен характер потока в реакторе. [c.182]

Впервые коэффициенты продольного перемешивания в непроточном аппарате (барботажном реакторе) были определены Си-месом и Вайсом [108]. Позже применительно к двухсекционному непроточному аппарату с мешалкой в каждой секции был предложен [109] метод определения межсекционных рециркуляционных потоков. Этот метод основывался на импульсном вводе трассера в первую секцию и снятии кривой отклика во 2-й секции. Дальнейшее развитие рассматриваемые методы получили в работах [24, 26, 42, 110—119]. [c.62]

Количественные характеристики структуры потока, определяемые интенсивностью продольного перемешивания (параметрами модели), используются для расчета тепло- и массообменных аппаратов и химических реакторов. При таких расчетах различные модели могут привести к практически одинаковым результатам, если эти модели формально адекватны друг другу и потоку в аппарате, т. е. совпадают функции распределения времени пребывания. При формальной адекватности можно, установив эквивалентные соотношения между параметрами сложной и более простой модели, вести расчет аппарата по уравнениям более простых моделей. В связи с этим рассмотрим возможность аппроксимации двухпараметрической комбинированной модели структуры потока более простой — однопараметрической диффузионной модедью. Для этой цели необходимо установить эквивалентную связь между параметрами обеих моделей. [c.95]

Для характеристики различных свойств системы, определяющих время пребывания, может быть использован коэффициент продольного перемешивания, или коэффициент диффузии Е, м 1сек, учитывающий нерегулярность течения потока, связанную с перемешиванием, изменением скорости в разных точках сечения реактора, молекулярной и турбулентной диффузией, наличием застойных зон и т. п. При идеальном вытеснении все частицы движутся равномерно, перемешивания нет, коэффициент диффузии равен нулю. В случае идеального смешения жидкость полностью перемешивается и коэффициент перемешивания или диффузии Е стремится к оо. [c.33]

Рядом авторов выполнено сравнение реакторов с восходящим п нисходящим движением газожидкостного потока на примере процессов гидрообессеривания неочищенных или тяжелых масел [48—51] и селективного гидрирования фенилацетилена в растворе стирола [52]. Были отмечены следующие преимущества аппаратов с восходящим движением потоков газа и жидкости более высокая конверсия исходных реагентов, лучшая селективность, более длительный срок службы катализатора, лучший температурный контроль. По сравнению с полыми барботажными колоннамп рассматриваемые реакторы обеспечивают значительное снижение продольного перемешивания в обеих подвижных фазах и уменьшение коалесценции пузырей газа. [c.240]

Исследование реакторов для систем газ—жидкость с целью их эасчета и проектирования ведется в следующих направлениях 10] изучение механизма и скорости процесса массопередачи, осложненного химической реакцией моделирование структуры потоков двухфазной системы оценка влияния продольного перемешивания на эффективность реакторов определение межфазной поверхности, удерживающей способности, перепада давления. Важным вопросом является выбор типа реактора. Сравнение коэффициентов массоотдачи по жидкой фазе для систем газ—жидкость в различных реакторах приведено в табл. 4.1 [10]. [c.83]

По существу, задача выбора оборудования решается с самого начала разработки технологической схемы уже при выборе способа реализации процесса. Задав конструкцию аппарата, тем самым выбирают семейство аппаратов, отличающихся лишь геометрическими размерами. Гидродинамика потоков внутри аппарата, его эффективность определяются конструкционными особенностями. Поэтому этап выбора оборудования не может рассматриваться обособленно, без оценки гидродинамической обстановки, условий тепломассопереноса, гидравлических расчетов. Всякий раз при изменении геометрических размеров аппарата возникает необходимость повторения указанных расчетов, поскольку меняются параметры, определяющие его эффективность (например, скорость движения фаз, продольное перемешивание и т. п.). Основой для выбора оборудования обычно являются ГОСТы, ОСТы или ведомственные нормали, определяющие стандартные ряды типового оборудования. В последнее Е ремя проводятся работы и по стандартизации гидродинами-ч[еской структуры потоков в отдельных аппаратах (например, в реакторах с мешалками), что существенно сокращает время вы-б>ора необходимого оборудования. Выбор оптимальной кон-с трукции аппарата и его типоразмеров является итерационной задачей и поэтому любая информация об эффективности в конкретных условиях эксплуатации лишь упростит процедуру расчета. [c.63]