Перемешивание поперечное и продольное

Сложные процессы переноса в колонных аппаратах (циркуляционные токи, турбулентная диффузия и др.), приводящие к интенсификации массо- и теплообмена вдоль колонны, обусловливают продольное перемешивание. Продольное перемещивание уменьшает среднюю движущую силу процесса и может в некоторых случаях существенно понизить эффективность колонны. Поперечная неравномерность также приводит к уменьшению средней движущей силы процесса и снижению эффективности. [c.147]

В колонных массообменных аппаратах с интенсивным механическим перемешиванием эффект продольного перемешивания преимущественно обусловливается турбулентной диффузией. Это связано с быстрым уменьшением роли поперечной неравномерности при увеличении коэффициента поперечного перемешивания поп [c.61]

При турбулентном режиме существует интенсивное перемешивание в поперечном сечении трубы, улучшающее теплоотдачу и обусловливающее незначительное перемешивание в продольном направлении. Такой режим близок к идеальному вытеснению и оказывается наиболее благоприятным для работы трубчатых аппаратов. [c.43]

В результате исследования продольного перемешивания в насадочной колонне при встречном движении двух фаз установлено [181], что коэффициент продольного перемешивания в сплошной фазе уменьшается с увеличением скорости оплошной фазы и уменьшением скорости дисперсной фазы. Такой характер изменения Еп.с связан с уменьшением поперечной неравномерности в потоке сплошной фазы при его турбулизации, вызванной увеличением скорости. При дальнейшем увеличении скорости сплошной фазы рост турбулентных пульсаций приводит к возрастанию Еп.с-К этому же приводит увеличение скорости дисперсной фазы. [c.185]

Предполагая, что длина перемешивания в продольном и поперечном направлениях ядра одинакова, то [c.112]

В последних четырех параграфах рассматривалось гидродинамическое перемешивание в продольном направлении и вычислялись коэффициенты продольной дисперсии. Аналогичными методами может быть рассмотрено гидродинамическое перемешивание в направлении, перпендикулярном к потоку, и вычислены коэффициенты поперечной дисперсии [31—34]. [c.205]

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]

В смесителях диффузионного смешивания компоненты движутся вдоль корпуса смесителя в режиме, весьма близком к поршневому, но при наличии определенного продольного перемешивания частиц. Радиальное перемешивание в смесителях этого типа происходит со значительно большей скоростью, чем продольное перемешивание. Частицы компонентов перемещаются (диффундируют в слое) относительно некоторого поперечного сечения потока, двигающегося с одинаковой с потоком скоростью, как вперед, так и назад по потоку. В смесителях диффузионного смешивания сглаживаются флуктуации расхода компонентов, поступающих в смеситель, поэтому их можно комплектовать питателями средней точности. [c.249]

В границах применимости диффузионной модели предполагается, что коэффициент продольного перемешивания постоянен по всему объему аппарата и концентрация постоянна по сечению вплоть до места ввода трассера. Эти допущения не совсем корректны, поскольку в месте ввода трассера поперечная неравномерность может быть значительной и гидродинамические условия на входе и выходе из колонны иные, чем в ее объеме. Однако при высоте колонны, значительно большей ее диаметра, концевыми эффектами можно пренебречь. При соизмеримых значениях высоты и диаметра колонны диффузионная модель неприменима. 148 [c.148]

Колонные аппараты, как известно, довольно сильно отличаются друг от друга траекториями движения взаимодействующих потоков. Учет продольного перемешивания в них не всегда прост и доступен. Это относится, в частности, к аппаратам с резко выраженным поперечным движением потоков в зоне распределяющих [c.22]

Заметим, что с увеличением интенсивности поперечного перемешивания коэффициент осевой диффузии резко падает. Так, в аппаратах с интенсивным механическим перемешиванием потоков вклад поперечной неравномерности в явление продольного перемешивания незначителен. [c.34]

При любом расположении основного отстойника модель структуры потока для сплошной фазы может быть представлена в виде ограниченного канала с двумя участками, отличающимися площадями поперечного сечения и интенсивностью продольного перемешивания (рис. 1У-18). Эта же модель применима и к дисперсной фазе при наличии обратного перемешивания на границе раздела фаз при этом можно допустить отсутствие дисперсной фазы в отстойнике для сплошной фазы. [c.132]

Из уравнения (У.7) следует, что для секционированной колонны эффект продольного перемешивания обусловлен наличием конечного числа ячеек полного перемешивания и турбулентным перемешиванием между соседними ячейками. Величина Епл представляет собой не истинный коэффициент продольной турбулентной диффузии, а фиктивный, отнесенный ко всему поперечному сечению колонны. Этот коэффициент связан с коэффициентом продольной турбулентной диффузии п.т в сечении отверстия секционирующего кольца диаметром Дз соотношением [c.152]

Авторы работы [199] отмечают сложный циркуляционный характер движения жидкости в барботажных колоннах. Скорость ее в сечении колонны меняется, причем центр восходящего потока может менять положение, блуждая в поперечном сечении. На крупномасштабную циркуляцию (размер высоты слоя) накладываются вихри меньшего масштаба (порядка диаметра аппарата), что приводит к радиальному обмену между областями с различными скоростями. Сочетание поперечных неравномерностей и обмена определяет влияние размера аппарата на интенсивность продольного перемешивания. [c.200]

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]

В прямоточных смесителях компоненты смешиваются за счет хаотических перемещений частиц в поперечных сечениях потока, проходящего вдоль смесителя. В продольном направлении потока частицы движутся практически с одинаковой скоростью, т. е. без продольного их перемешивания. Подобный режим движения называют поршневым. Прямоточные смесители практически не обладают сглаживающей способностью, т. е. не способны изменить нарушения в соотношении компонентов, возникшие по тем или иным причинам во входном потоке. По этой причине их необходимо комплектовать высокоточными питателями. Такие смесители отличаются малыми энергетическими затратами, так как в большинстве из них частицы компонентов движутся через смеситель в разреженных потоках. [c.249]

Теперь рассмотрим особенности механизма диффузии в реакторах с твердой насадкой. В принципе этот процесс характеризуется неупорядоченным поперечным отклонением и перемешиванием жидкости или газа, обусловленным присутствием твердых частиц. Основное внимание сосредоточим не на продольной, а на поперечной (радиальной) компоненте диффузии этого вида. [c.61]

Массообмен в напорном и дренажном каналах определяется конвекцией и диффузией. Структура потоков в этих каналах может приближаться к предельным моделям идеального вытеснения или смешения чаще же она представляет более сложную модель, учитывающую влияние продольного и поперечного перемешивания. Массоперенос в мембране определяется типом мембраны (см. гл. 1) и может быть только диффузионным или же диффузионным и фазовым одновременно, как в пористых мембранах и пористой основе асимметричных мембран. [c.157]

Если пренебречь поперечной неравномерностью, то концентрации внутри аппарата будут зависеть от двух переменных времени т и продольной координаты 2, отсчитываемой обычно от входа разделяемой смеси в слой сорбента. Дифференциальное уравнение материального баланса, описывающее эту зависимость в отсутствие продольного перемешивания, имеет следующий вид [c.65]

А — площадь поперечного сечения аппарата Д, — диаметр отверстия й — диаметр частицы Е — коэффициент продольного перемешивания в газовой фазе [c.678]

С одним параметром D (см /с) и решений этого дифференциального уравнения при данных начальных и граничных условиях. Обычно рассматривали лишь одномерные задачи перемешивания в продольном или поперечном псевдоожижающему потоку направлениях. В общем случае тензор коэффициентов диффузии считали имеющим две различные компоненты О род и Dnonep. аналогично процессам перемешивания в газе или жидкости, протекающих через неподвижный зернистый слой [2]. [c.98]

Известно, что наличие поперечного градиента скорости в трубах приводит к резкому возрастанию интенсивности продольного перемешивания. Этот эффект имеет место не только при турбулентных, но также и при ламинарных течениях. [c.110]

Величина > , входит в критерий Пекле для продольного перемешивания Ре = иЫО . Ее находят на основании экспериментальных данных по критериальным зависимостям Ре , = f (Ке, Ргр). Аналогичные зависимости получены и для критерия Пекле, характеризующего поперечное (по радиусу) перемешивание Ред = = [c.62]

Аппараты с продольным и поперечным перемешиванием [c.70]

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]

Влияние каждого из трех перечисленных факторов на интенсивность продольного перемешивания не одинаково в колоннах различных конструкций из-за своеобразного характера формирующихся в них потоков. Так, турбулентное перемешивание в осевом ваправлении и осевая циркуляция в потоке преобладают в колоннах, в которых физические или химические процессы интенсифицируются путем сообщения взаимодействующим потокам внешней механической энергии (аппараты с механическим перемешиванием), а также в барботажных колоннах. Влияние же поперечной неравномерности преимущественно проявляется в аппаратах без механических перемешивающих устройств (распылительные колонны, насадочные колонны без пульсаций и т. п.) или в аппаратах с очень низкой интенсивностью перемешивания. Поперечная неравномерность (особенно в газовом потоке) может оказывать некоторое влияние на продольное перемешивание фаз также в барботажных колоннах. [c.24]

Условия перемешивания э продольном и поперечном направлениях и эффективное число камер в модели (лоток Сигнера) и в хроматографической колонке [c.96]

Расчет всех типов трубчатых реакторов должен базироваться на правильно сформулированных уравнениях материального п энергетического балансов (простейшие из них выведены в разделах 1Х.1—1Х.З) и разумных принципах расчета (раздел IX.4). Далее мы обсудим некоторые задачи оптимального проектирования. Хотя найденные нами оптимальные решения (раздел IX.5), не могут быть практически реализованы, они дают наиболее высокие возможные показатели процесса, к которым надо стремиться при детальном проектировании реактора. Соотношение между теоретическим и практическим оптимальным расчетом мы обсудим, исследуя в разделе IX.6 реакторы с прямоточными и противоточными тенлообменнп-ками. В разделе IX.7 будут затронуты некоторые проблемы устойчивости и регулирования трубчатых реакторов. В конце главы мы рассмотрим некоторые усложнения простой одномерной модели реактора и исследуем влияние продольного перемешивания и поперечного профиля скоростей (разделы IX.8 н IX.9). Структура главы показана на рис. IX.1. [c.256]

Аппараты с продольным перемешиванием (одноразмерная модель с осевым перемешиванием, однопараметрическая диффузионная модель). Перемешивание в потоке может происходить даже в тех случаях, когда в аппарате нет сцециального перемешивающего устройства. Перемешивание может быть обусловлено встречными диффузионными потоками, различием скорости движения вещества в разных точках поперечного сечения конвекционного потока, появлением турбулентных вихрей . Так как строгий теоретический расчет всех эффектов в отдельности довольно сложен, принимают, что отклонение от потока идеального вытеснения вызывается встречным потоком, описываемым теми ше соотношениями, что и диффузионный, но величину D, заменяют эффективной величиной — коэффициентом продольного перемешивания DiL (его определение см. в главе П1). В этой модели учитывается и тепловой поток за счет теплопроводности. Расчет диффузионного (gio) и теплового (д ) потоков проводится по законам Фика и Фурье [c.57]

Предложены и проанализированы [71, 72] двухмерные диффузионные модели, учитывающие наряду с продольной турбулентной диффузией наличие поперечного перемешивания и градиента скорости в ллоокости, перпендикулярной направлению потока. [c.31]

Опыты проводили в колоннах высотой 1250 мм и 2500 мм, запел-ненных керамическими кольцами Рашига размером 25 35 50мм. Кривые отклика регистрировали в шести зонах поперечного сечения. Наблюдалась значительная асимметрия кривых отклика, вызванная наличием застойных зон. С увеличением высоты слоя насадки возрастала интенсивность продольного перемешивания вследствие неравномерности распределения жидкости по сечению.. [c.187]

В работах [192—194] на системе воздух — вода исследовали продольное перемешивание в барботажной колонне диаметром 300 мм и высотой 5,5 м. Для распределения воздуха использовали перфорированную тарелку с долей свободного сечения 1,5% и диаметром отверстий 2,5 мм. Плотность орошения во всех опытах была постоянной =278 см/с. Скорость воздуха хюг, отнесенная к полному сечению колонны, составляла 0,02 0,06 0,10 м/с. Поля коэффициентов продольной и поперечной турбулентной диффузии определяли с помощью системы трубок, теремеща.вшихся в. радиальном направлении. В центральную трубку стационарно подавали трассер (раствор метиленового голубого красителя), через остальные отбирали пробы жидкости. В работе [193] было измерено поле концентрации газа. [c.196]

Для расчета эффективных коэффициентов диффузии, или коэффициентов продольного перемешивания, в жидкости, движущейся поперечно газовому потоку по длине тарелки (см. раздел VIII-2), предложено несколько формул. Некоторые из них рассматриваются Штербачеком рекомендующим для использования следующее уравнение [c.227]

При расчете движущей силь в аппаратах с переточными тарелками (ситчатыми, клапанными, колпачковыми) необходимо учитывать влияние на нее поперечной неравномерности истока жидкости, продольного перемешивания жид o ти, уноса и продольного перемешивания газа по рекомендациям, приведенным в литературе [5]. Пример такого расчета рассмотрен в главе VII. [c.109]

Шюгерль полагает, что продольное перемешивание определяется поперечной неравномерностью скоростей потока. Расчеты показали что измеренная интенсивность радиального перемешивания больше, чем соответствующая простой диффузионной прямоточной модели. В этом случае вряд ли правомерно определять скорости обмена газом по измеренному распределению времени пребывания, интерпретируя данные в соответствии с простой двухфазной прямоточной моделью. Аналогичное замечание может быть также, видимо, сделано относительно модели противотока с обратным перемешиванием. [c.303]

При изучении продольного перемешивания стеклянных шариков, псевдоожиженных в слое сетчатых колец Рашига, установлено что в присутствии последних псевдоожижение становится более однородным, а продольное перемешивание газа уменьшается. С увеличением скорости газового потока число Боденштейна для продольного перемешивания проходит через минимум при порозности в интервале 0,55—0,65. Этот минимум совпадает с переходом от режима с барботажем пузырей к сплошному потоку. Повышение расхода газа приводит к увеличеник> интенсивности движения частиц и относительному росту ограничений этого движения (из-за столкновений с насадкой и другими твердыми частицами после их столкновения с насадкой). В результате распределение ожижающего газа по поперечному сечению слоя ста новится более равномерным. Пузыри уже нельзя наблюдать визуально, хотя псевдоожиженный слой не является однородным, поскольку еще существуют области высокой и низкой [c.309]

Аппараты с продольным и поперечным перемешиванием (двухразмерная модель, двухнараметрическая диффузионная модель). [c.58]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология