Массопередача перемешивания

Как следует из приведенных графиков, отсутствие перемешивания пара между тарелками по-разному влияет на эффективность массопередачи. При значительном перемешивании жидкости на тарелке, при малой величине локальной эффективности контакта и небольших величинах комплекса X отсутствие перемешивания пара мало изменяет общую эффективность массопередачи. Перемешивание пара оказывает заметное влияние на эффективность массопередачи при я = 5, = 0,7 и X = 1. При значениях влияющих параметров, превышающих указанные выше цифры, разница в расчете эффективности массопередачи с учетом и без учета перемешивания пара может составить уже значительную величину, порядка 10—20%, и, следовательно, пренебрегать влиянием перемешивания пара в этих случаях нежелательно. [c.240]

При непрерывной противоточной экстракции процесс проводят в колонных аппаратах насадочного или тарельчатого типа. Процесс массообмена в них отличается низкой эффективностью. Для интенсификации массопередачи в подобных аппаратах используют устройства принудительного перемешивания фаз. [c.102]

Точный расчет представляет значительные трудности и требует детального экспериментального изучения гидродинамики потоков. В настоящее время проведение такого рода расчетов не представляется возможным. В связи с этим в последние годы успешно развивались приближенные методы расчета массопередачи с учетом продольного перемешивания. Наибольшее развитие и применение получили методы расчета на основе диффузионной и ячеечной моделей. [c.231]

Обобщим введенные ранее безразмерные концентрации (5.23), (5.24) применительно к процессу массопередачи в колонных аппаратах при наличии продольного перемешивания [c.232]

VI-7. Толуол нитровали смесью водных растворов азотной и серной кислот в реакторе непрерывного действия при 35 °С с такой скоростью перемешивания, что влияние массопередачи можно не учитывать . Скорость реакции, выраженной в [c.199]

Злая входные и выходные концентрации обеих фаз, число ячеек полного перемешивания и значение Р, можно по формуле ( 1.95) или ( 1.96) оценить интенсивность массообмена в аппарате. Располагая значением объемного коэффициента массопередачи, можно рассчитать высоту аппарата, необходимую для достижения заданной степени разделения при известной интенсивности продольного перемешивания [c.222]

Расчет концентрационного профиля в массообменной колонне необходим для следующих целей а) для проверки экспериментальных (или теоретических) значений параметров продольного перемешивания (Ре и Ре ) и массопередачи Т или коэффициента массопередачи) путем сопоставления расчетного профиля с опытным б) для одновременного определения по экспериментальным профилям концентраций параметров продольного перемешивания и массопередачи [233—235] в) для определения точки (сечения) ввода в колонну дополнительного потока одной из фаз с концентрацией, отличающейся от исходной. [c.230]

Изложенным методом определяется коэффициент массопередачи, усредненный по колонне, что в некоторой степени может сказаться и на расчетных значениях параметров продольного перемешивания. [c.244]

Влияние массопередачи на селективность гидрогенизации жиров (при различных интенсивностях перемешивания). [c.282]

Движущая сила массопередачи имеет максимальное значение при работе аппарата в режиме идеального вытеснения число единиц переноса и высота аппарата в этом случае минимальны. В реальных аппаратах движение фаз может в значительной степени отличаться от модели идеального вытеснения. Степень отклонения реальной структуры потоков от модели идеального вытеснения (степень продольного перемешивания) для колонных аппаратов чаще всего оценивается на основе диффузионной модели коэффициентами продольного перемешивания. [c.53]

Коэффициенты массопередачи. При т = = 16 см/с коэффициент массопередачи рассчитан в примере 14 (Ку = 0,309 см/с). Найдем поправку для учета продольного перемешивания по уравнению (П1.91) [c.71]

Следовательно, коэффициент массопередачи с учетом продольного перемешивания равен [c.71]

Учет влияния на протекание процесса массопередачи таких явлений, как брызгоунос в тарельчатых колоннах, перемешивание и байпасирование потоков, показан на примере расчета процесса ректификации (см. гл. VII). [c.112]

Если предположить, что для подвижной фазы можно пользоваться моделью с продольным перемешиванием, то для этой фазы справедливы соотношения (II.8). Нужно только учесть, что в этих соотношениях w — скорость образования компонента при физико-химическом процессе, а при адсорбции компонент расходуется. Учитывая вид уравнения скорости массопередачи, дополним (II.8) выражением для w [c.88]

Поскольку характер потоков по высоте колонны меняется, запишем уравнение баланса для участка колонны — эквивалентной теоретической ступени разделения высотой Н . На этом участке линию равновесия можно считать прямой, а скорость массопередачи пропорциональной разности средних для участка реальной (С) и равновесной (С ) концентраций. Таким образом, экстракционная колонна рассматривается как каскад элементов идеального перемешивания, причем число элементов М = ЫН (где Ь — общая высота колонны, а Яс — высота ступени разделения). Для оценки величины Я предложен ряд расчетных соотношений. По Кафарову [22], для режимов, близких к захлебыванию, справедливо соотношение [c.90]

К. п. д. экстракции можно рассматривать как равнодействующий к. п. д. трех процессов перемешивания, отстаивания и массопередачи. К. п. д.—степень перемешивания двух жидкостей определяется как среднее из их концентраций, измеренных в разных точках системы предложен также метод определения эффекта перемешивания с помощью единиц Томпсона или времени и мощности полного перемешивания [41, 70, 811, наконец, предложено определение степени перемешивания как отношения прироста энтропии между начальным состоянием и состоянием после перемешивания к приросту энтропии между начальным состоянием и состоянием полного перемешивания (после бесконечно долгого времени) [28]. Несмотря [c.256]

Для экстракции, которая проводится ступенчато, в 24 приведены зависимости, связывающие к. п. д. [уравнение (2-386)], время экстракции, число ступеней и величины, определяющие кинетику процесса (коэффициент массопередачи). и зависимости выведены при упрощающем предположении, что обе фазы в аппарате идеально перемешаны и разделение эмульсии после размешивания— полное. Следовательно, к. п. д. Для процессов перемешивания и отстаивания принимается равным единице, и, таким образом, определение к. п. д. экстракции сводится к определению к. п. д. массопередачи. [c.257]

Отметим, что, поскольку движение потока внутри ячейки весьма нерегулярно, следует ожидать, что различные участки поверхности в среднем не имеют преимущества друг перед другом и гипотеза о равнодоступности оправдывается с той же степенью точности, как и гипотеза об идеальном перемешивании в ячейке. Исключение представляют застойные зоны близ точек соприкосновения зерен, где локальные коэффициенты массопередачи падают практически до нуля (см. раздел VI.2). Эти застойные зоны, однако, не могут внести существенного вклада в суммарное превращение и тепловыделение в ячейке, так что при исследовании интегральных характеристик процесса их можно не учитывать. - [c.249]

Здесь С ф — концентрация вещества в плотной фазе Сг. п — концентрация вещества в газовом пузыре и р — объемный коэффициент массопередачи между фазами — коэффициент массопередачи к поверхности катализатора а и Сн — соответственно полная и внешняя удельная поверхность твердых частиц, отнесенная к единице объема всего слоя р — скорость образования данного вещества, отнесенная к единице поверхности катализатора С ат — двухмерная концентрация вещества на катализаторе кат — коэффициент перемешивания твердых частиц. [c.312]

Эффективность процесса массопередачи связана с движением потоков на тарелке. Характер концентрационных полей на ступе- и разделения может быть отражен одной из известных гидродинамических моделей полного вытеснения, полного перемешивания или промежуточного типа. [c.75]

В случае, когда самой медленной стадией процесса является массопередача, перемешивание оказывает непосредственное влияние на общую скорость гетерогенного превращения. Без эффективного перемешивания некоторые гетерогенные реакции протекали бы с весьма малой скоростью. В этом случае перемешивание приводит к уменьшению толщины диффузионного слоя, через который за счет молекулярной диффузии должны проходить взаимодействующие молекулы, и ускоряет, таким образом, самую медленную стадию гетерогенного превращения. Вследствие турбули-зации потока, вызванной перемешиванием, продиффундировав-шие молекулы легко распределятся по всему объему аппарата. Однако общую скорость гетерогенного превращения этого типа нельзя увеличивать, неограниченно повышая интенсивность перемешивания. Как только массообмен вследствие интенсивного перемешивания настолько ускорится, что собственно химическая реакция станет более медленной стадией процесса, дальнейшее повышение интенсивности перемешивания ул<е не будет влиять па общую скорость превращения. [c.224]

В одной из моделей механизм массопередачи упрощенно представляется следующим образом (рис. 9). Предполагается, что с обеих сторон от поверхности соприкосновения фаз в каждой фазе образуются неподвижные или ламинарнс движущиеся диффузионные слои (пленки), отделяющие пов(фхность соприкосновения от ядра потока соответствующей фазы. Ядро фазы — основная масса фазы, где происходит интенсивное перемешивание. Принимается, что вследствие I-нтенсивного перемешивания в ядре фазы концентрация распзеделяемого вещества в нем практически постоянна. Перенос вещества в ядре фазы осуществляется преимущественно за сче-- конвекции, т. е. движущимися частицами гасителя (распределяющей фа- ы) и распределяемого (целевого) вещества. [c.52]

Тарелки с однонаправленным движением газа (пара) и жидкости. На тарелках этого типа газ (пар) выходит из отверстий в направлении движения жидкости по тарелке. Этим достигается снижение перемешивания жидкости, а, значит, повышение эффективности массопередачи. Тарелки этого типа изготовляются с переливами и без переливов. [c.63]

В работе [355], в которой решштась задача о массопередаче с учетом продольного перемешивания в сплошной и дисперсной фазах, дифференциальные уравнения и граничные условия также приводили к безразмерному виду. Однако авторы работы [355] получили не три, а четыре безразмерных параметра, что существенно усложняет как численные расчеты, так и качественный анапиз. [c.234]

Вначале концевые эффекты объясняли интенсивным массооб-меном, вызванным турбулизацией потоков в месте их входа в аппарат. Позднее [206] эти эффекты были объяснены продольным перемешиванием сплошной фазы. Оказалось [204], что экспериментальный профиль концентраций в распылительных колоннах располагается между расчетными профилями концентраций в. режимах идеального перемешивания и идеального вытеснений.. Расчеты показали, что модели идеального перемешивания соответствует наибольший концевой эффект, постепенно убывающий при переходе к поршневому потоку. Таким образом, концевой эффекту входа сплошной фазы в колонну не является следствием большого локального коэффициента массопередачи, а обусловлен конвективными потоками, не учитываемыми моделью идеального вытеснения. В результате из-за снижения движущей силы процесса уменьшается интенсивность межфазного массо- или теплообмена. [c.201]

Учет продольного перемешивания. Уравнение (II 1.79), лежащее в основе расчета профилей концентраций и выходных кривых, справедливо для течения разделяемой среды через слой сорбента в режиме идеального вытеснения при отсутствии продольной диффузии. Отклонения от этого режима, обусловленные неравномерным распределением скоростей, существованием обратных потоков, наличием продольной диффузии, при расчете адсорберов обычно учитываются введением поправки в коэффициент массопередачи. Поправка вводится в виде дополнительного диффузионного сопротивления 1/Рпрод-Коэффициент массопередачи с учетом продольного [c.67]

Найдем коэффициент массопередачи при этой скорости газа. Десорбция проводится при давлении, в 10 раз меньшем давления адсорбции. Поэтому плотность газа при десорбции можно считать в десять раз меньшей, а коэффициент диффузии — в десять раз большим, чем при адсорбции. Следовательно, имеем Ру = = 0,08263 кг/м , Dy = 0,735 mV . Расчет внутреннего коэффициента массоотдачи по уравнениям (III.83) и (III.85) дает Рх = Рп = 0,749 см/с. Определив из уравнений (111.82) и (III.91) внешний коэффициент массоотдачи фу = 7,73 см/с) и поправку для учета продольного перемешивания (Рдрод = 2,98 см/с), находим коэффициент массопередачи при скорости газа 0,213 м/с (/Су = 0,556 см/с). Следовательно, при 1/7 = 0,75 общее число единиц переноса для всего слоя равно [c.73]

VIII-8), что в его экспериментальном диапазоне зависимость между j i и к, по существу, не зависит от изменения высоты осевшего слоя (к аналогичным выводам пришли также Оркатт с соавт. и Ланкастер ). Это означает, что эффективности катализатора в верхней и нижней частях реактора сопоставимы. Данное заключение примечательно, так как, согласно измерениям, дискретная фаза диспергирована более тонко в основании, чем в верхней части псевдоожиженного слоя со свободно барбо-тирующими пузырями Эти наблюдения качественно объяснимы, если предположить, что уменьшение поверхности пузыря и скорости переноса по высоте слоя сопровождается одновременным понижением скорости реакции за счет падения концентрации реагента (т. е. перемешивание в непрерывной фазе неполное). Следовательно, если, например, скорость реакции была бы лимитирующим фактором в основании слоя, то это положеняе должно было бы еще сохраниться на выходе из него, где скорости реакции и массопередачи были бы меньше и в результате не наблюдалось бы никакого влияния высоты слоя на его характеристику. Иная ситуация может возникнуть при больших расходах газа, когда возможно уменьшение скорости межфазного обмена газом из-за образования очень больших пузырей или при высоких скоростях реакции. [c.367]

Сначала рассмотрим более общий случай исключения влияния межфазного массопереноса. Характер температурной зависимости (энергия активации) не может служить в жидкофазных реакциях надежным критерием оценки по ряду причин. Вследствие возможного клеточного диффузионно-контролируемого механизма или ионного характера реакции истинная энергия активации реакции может быть малой. Далее, как указывалось в предыдущем разделе, наблюдаемая температурная зависимость может быть следствием изменения коэффициентов распределения реагентов между фазами. Вблизи критической области такое влияние может быть особенно сильным и сказывается такнлб на соотношении объемов фаз. Наконец, в жидкостях, в отличие от газов, сам коэффициент диффузии зависит от температуры экспоненциально, причем эффективная энергия активации диффузии в вязких жидкостях составляет заметную величину. Поэтому обычно о переходе в кинетическую область судят ио прекращению зависимости скорости реакции от интенсивности перемешивания или барботажа. Здесь, однако, есть опасность, что при больших скоростях перемешивания может наступить автомодельная область, а ири очень интенсивном барботаже измениться гидродинамический режим. В результате объемный коэффициент массопередачи может стать инвариантным к эффекту перемешивания и ввести, таким образом, в заблуждение исследователя. В трехфазных каталитических реакторах этот прием более надежен ири условии неизменности соотношения фаз в потоке. [c.74]

С критикой циркуляционной теории Кронига — Бринка в свое время выступали некоторые авторы, которые постулировали наличие на внутренней поверхности капли диффузионного пограничного слоя. Решение задачи о массопередаче в капле в рамках теории пограничного слоя принципиально отличается от решения Кронига и Бринка. Согласно, например, [45], сопротивление массопередаче сосредоточено в диффузионном слое вблизи от поверхности капли. В ядре канли при этом практически имеет место полное перемешивание. В этих условиях процесс переноса стационарен и Nu 1/Ре. [c.204]

Роуз и Кинтер [54] разработали теорию массопередачи в осциллирующую каплю, исходя из предположения, что за время одной пульсации происходит полное перемешивание объема капли, а все сопротивление переносу сосредоточено в тонкой пленке постоянного об ьема, толщина которой является функцией амплитуды й частоты пульсации капли. [c.207]

Для систем жидкость—жидкость в последнее время установлено, что массопередача может происходить нетолько путем диффузии, но также и путем спонтанно проходящих перемещений, называемых спонтанной межфазной турбулентностью или спонтанной поверхностной активностью. В случае появления спонтанной турбулентности массопередача между фазами проходит значительно интенсивнее, чем это следует из законов молекулярной диффузии, но в отличие от конвективной диффузии межфазная турбулентность возникает спонтанно без малейшего перемешивания жидкости извне. [c.56]

Для определения коэффициентов массоотдачи применяются ди-фузионные ячейки [112, 113] с неподвижными жидкостями. Лучшее приближение к рабочим условиям в экстракционных аппаратах даютячейки с перемешиванием жидкости, так как в них можно определить влияние турбулентности на массопередачу [22, 48, 54]. В таких ячейках Дэви [22] исследовал скорость диффузии различных солей (хлорида калия, бромида калия, иодида калия, натрия, лития [c.79]

Массопередача. При периодической экстракции концентрация экстрагируемого вещества в обеих жидкостях изменяется постепенно (рис. 3-2), стремясь к состоянию равновесия. Вначале концентрация экстракта в растворителе равна , а в исходном растворе сд или С /т, где с е=гпс%. Спустя промежуток времени т, эти концентрации принимают значения и Сц (или сУт) при про-долж гнии перемешивания они будут стремиться к предельным значениям, соответствующим состоянию равновесия (С равн Лоо)-Эти концентрации распределяются равномерно по всей массе жидкости. Зная распределение концентраций во времени, увеличение содержания экстрагируемого вещества В в фазе растворителя определим с помощью дифференциального уравнения [c.269]

При записи уравнений математического описания процесса абсорбции использованы следующие условные обозначения информационных переменных а —удельная поверхность насадки — диаметр насадки О —расход газа Л — удерживающая способность насадки Н — высота ячейки полного перемеши-. вания К — общий коэффициент массопередачи Kv — объемный коэффициент массопередачи L — расход жидкости т. — коэффициент фазового равновесия N — общее число ячеек полного перемещивания Шг — скорость газа, рассчитанная на полное сечение колонны а)инв — скорость газа в точке ицверсии х — концентрация компонента в жидкой фазе у — концёнтрация компонента в газовой фазе 2 —общая высота насадочного слоя 2 —текущее значение высоты наса-дочного слоя. Индексы вх — вход вых —выход г —газ ж —жидкость инв — инверсия 1, 2,. .., п — номер ячейки полного перемешивания О — начальное значение р — равновесная величина ст — статическая величина. [c.89]