Обратное продольное перемешивание в реакторе

Гидродинамический режим в РИВ характеризуется тем, что любая частица потока движется только в одном направлении по длине реактора, обратное (продольное) перемешивание отсутствует отсутствует также перемешивание по сечению реактора. Предполагается, что распределение вещества по этому сечению равномерное, т. е. значения параметров реакционной смеси одинаковые. [c.114]

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]

В зависимости от интенсивности обратного перемешивания систему со смешением можно рассматривать или как проточную модель с продольным перемешиванием, определяемую величиной N (см. стр. 89), или как каскад из кубовых реакторов (см. стр. 86). При N > 10 и > 10 результаты для обеих моделей приблизительно одинаковы. [c.92]

Промежуточный режим между идеальными трубчатым и кубовым реакторами можно описать при помощи модели реактора с продольным перемешиванием пли каскада кубовых реакторов. В последнем разделе этой главы будет показано, что распределение времени пребывания в разных типах трубчатых реакторов можно аппроксимировать любой из этих моделей. Если возникает сильное обратное смешение, то для аппроксимирования больше подходит модель реактора с продольным перемешиванием. [c.94]

Для создания математической модели аппарата с учетом перемешивания жидкости или газа необходимо определить коэффициент продольного перемешивания, т. е. перемешивания по высоте пенного слоя (или число Пекле для продольного перемешивания Ре = и)гН/В), либо число идеальных реакторов в каскаде, идентичном реальному реактору. В зависимости от принятой для описания процесса модели, направления и характера потоков исследователи дают разные названия коэффициентам перемешивания коэффициент обратного перемешивания, коэффициент турбулентной диффузии, коэффициент продольного перемешивания и др. В дальнейшем величину, характеризующую перемешивание вдоль оси основного движения фазы, будем называть просто коэффициентом перемешивания [c.158]

Диффузионная модель допускает, что для математического описания процесса принимается аналогия между перемешиванием и диффузией. В соответствии с этим отклонение распределения времени пребывания элементарных объемов потока в диффузной модели от распределения при идеальном вытеснении считают следствием продольного (осевого) и радикального перемешивания. Осевая диффузия происходит как по направлению, совпадающему с движением основной массы потока, так и в противоположную сторону (продольное перемешивание, обратное перемешивание), в результате чего возникают различия во времени пребывания частиц в реакторе (рис. 44). [c.117]

Для обратной реакции 1-го порядка, протекающей с торможением продуктами реакции, было получено кинетическое уравнение, учитывающее реальный характер потока (продольное перемешивание в одномерном потоке) [18, 19]. При выводе была использована идея кратности циркуляции [20]. Эта идея развивалась дальше, и был предложен независимый метод расчета кратности циркуляции из гидродинамических данных [19]. Найти значение кратности циркуляции из экспериментов практически невозможно, особенно для систем, работающих под давлением. В последнем случае необходим одновременный отбор проб до и после реактора с сохранением стационарного режима, что сопряжено с большими трудностями. Поэтому независимый метод расчета является более надежным и универсальным,. [c.313]

В реальном трубчатом реакторе кривая РВП имеет 5-о браз,ную ф рму вследствие продольного перемешивания в прямом и обратном направлении относительно движения потока. В гидродинамике эго объясняется следующими тремя причинами. [c.297]

Непрерывный реактор идеального вытеснения (рис. 48) является частным случаем непрерывно действующих аппаратов вытеснения, в которых реакционная масса движется вдоль оси потока, вытесняя последующие слои. Условие идеальности такого аппарата состоит в том, что каждый элемент реакционной массы в данном поперечном сечении движется вдоль оси потока с одинаковой линейной скоростью. Этим исключаются торможение потока насадкой или стенками и диффузионные явления, из которых особенно существенно обратное, или продольное перемешивание вдоль оси потока. При стационарном режиме работы, I е [c.221]

В реальном реакторе может происходить обратное осевое и радиальное перемешивание. Диффузионная модель трубчатого реактора, учитывающая осевое (продольное) перемешивание, имеет вид [c.284]

Одним из способов устранения вредного влияния продольного перемешивания является секционирование аппаратов. Так, в прямоточных барботажных реакторах, секционированных ситчатыми тарелками, можно путем подбора тарелок по величине свободного сечения и диаметра отверстий полностью исключить обратное перемешивание жидкости между секциями 2. [c.116]

Интенсивное перемешивание в кипящем слое позволяет поддерживать практическую изотермичность во всем реакторе, хотя и не позволяет полностью избежать опасности термического срыва режима в целом [223]. Снижение же движущей силы реакции в кипящем слое обязано не только обратному перемешиванию (продольной диффузии) в газовом потоке, но и неравномерности в распределении концентрации твердого катализатора на пути газовых струй. [c.178]

Продольное и обратное перемешивание в направлении оси реактора можно исключить при Де>2. [c.68]

Для расчета материального и теплового баланса слоя катализатора принята квазигомогенная модель идеального вытеснения [13, 14], не учитывающая обратного перемешивания (так называемой продольной диффузии тепла и вещества) [15, 16], что обеспечивает достаточную точность расчетов рассматриваемых реакторов [17, 18]. [c.437]

Нетрудно заметить, что производительность снижается из-за полного или частичного перемешивания реакционной массы, приводящего к выравниванию концентраций и скоростей по объему. В реальных реакторах вытеснения частичное выравнивание концентраций и скоростей по длине аппарата происходит в результате диффузии и конвекции. В этом отношении особенно нежелательна диффузия по оси потока, так называемое продольное (или обратное) перемешивание, ведущее к более пологой кривой концентраций и снижению средней скорости и удельной производительности (рис. 72, кривая 4). Все это наглядно проявляется на кривых распределения времени пребывания, которые можно получить, вводя метку (индикатор) в подаваемую в реактор смесь. Для реактора идеального вытеснения все элементы реакционной массы находятся в аппарате одинаковое время, что выражается прямой, уходящей в бесконечность (рис. 73, прямая 1). В реакторе полного смешения значительная часть жидкости покидает аппарат сразу, а остальное количество задерживается очень долго (кривая 2). В каскаде реакторов полного смешения и реальных аппаратах вытеснения наблюдается промежуточный вид кривой распределения— с более или менее размытым максимумом (кривая 3). [c.315]

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 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]

Несколько другой подход использован в работе [82], где использован метод кусочно-линейной аппроксимации равновесной зависимости. Этот метод представляет собой модификацию метода конечных разностей и ему присущи все недостатки последнего, а именно, возможность нарушения устойчивости решения при существенной нелинейности равновесной зависимости и необходимость разбиения равновесной линии на очень большое число отрезков. В работе [83] для расчета колонных экстракторов с продольным перемешиванием при нелинейном равновесии использован метод неустановившегося состояния, который является аналогом метода, использованного в работе [84] для расчета реактора, в котором проте сает последовательная реакция. В неустановившемся состоянии уравнения ячеечной модели с обратными потоками имеют вид [c.127]

Исследования, проведенные методом трассера показывают, что продольным перемешиванием в зернистом слое можно принебречь при значениях критерия Ре 100. Однако для кинетической аппаратуры, работающей с разными веществами и в широких пределах режимов такая оценка большей частью затруднительна. Исходя из того, что в зерненном слое обратное смешение не распространяется более чем на 4—5 рядов зерен, и учитывая, что на практике соотношение размер зерна/диаметр реактора = 5 Ч-8, можно принять, что длина кинетического проточного реактора должна составлять не менее 15—20 его диаметров, поскольку при числе зон смешения более 10 аппарат следует рассматривать работающим в режиме идеального вытеснения. [c.189]

Физическая сущность эффекта секционирования прежде всего сводится к уменьшению интенсивности продольного перемепгавания частиц в целом по объему реактора. С увеличением числа ступеней и уменьшением доли обратного перемешивания секционированный аппарат все более приближается к реактору полного вытеснения (рис. 28 и 29) в нем увеличивается перепад концентраций и температур по высоте, уменьшается фактическое время пребывания частиц в реакторе и т. д. Очевидно, что целесообразность и необходимость секционирования, так же как и выбор числа секций и доли обратного перемешивания, должны прежде всего определяться из условия теоретически возможной конверсии и избирательности процесса. Это значит, что должен учитываться и механизм, и тип реакций, и соотношения их скоростей. Так, например, процессы жидкофазного окисления относятся к классу самораз-вивающихся процессов и могут протекать только в реакторах смешения. Если какие-либо из побочных реакций являются последовательными и при этом расходуются целевые продукты или промежуточные продукты, идущие на образование целевых, то можно ожидать, что секционирование приведет к увеличению избирательности процесса. [c.91]

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]

Экспериментальному исследованию массообмена пузыря с непрерывной фазой посвящена работа Стефенса, Синклера и Поттера [26]. В иредиоложеиии полного смешения газа в области циркуляции в [26] исследовался массообмен между областью циркуляции и непрерывной фазой слоя. Кратко опишем методику работы [261. В минимально ожиженный слой инжектировалась цепочка пузырей. Размер пузырей в процессе подъема не увеличивается. Трасер вводился в плотную фазу слоя вблизи свободной поверхности. В условиях опыта существенную роль играло обратное смешение газа. Измерялись профили концентрации в различных поперечных сечениях плотной фазы слоя. Использовалась простейшая одномерная математическая модель реактора с обратным перемешиванием (химических превращений нет). Сопоставление предсказываемого моделью продольного распределения концентрации в плотной фазе слоя с измеренным позволило определить коэффициенты массообмена пузыря с п.тотной фазой. Измеренные радиальные профили концентрации усреднялись при этом по сечению слоя. Исследовалась зависимость коэффициентов массообмена от параметров нсевдоожиженного слоя. [c.124]

Реактор идеального вытеснения и кинетическое изучение процесса в потоке. Реактор идеального вытеснения (рис. 6, а) является идеализированной моделью непрерывно действующих аппаратов йытеснения, в которых реакционная масса движется вдоль оси, вытесняя последующие слои. Условие его идеальности состоит в том, что каждый элемент потока в данном поперечном сечении аппарата движется вдоль оси с одинаковой линейной скоростью (поршневой режим). Это предполагает отсутствие торможения потока стенками или насадкой, а также отсутствие диффузионных явлений, из которых наиболее значительно продольное (или обратное) перемешивание. При стационарном режиме работы, т. е. при постоянстве скорости подачи и состава исходной смеси, а также условий теплообмена, каждый элемент потока пребывает в таком реакторе в течение одинакового времени, а концентрации и температура в каждом поперечном сечении остаются постоянными. При этом в отличие от периодического реактора концентрации веществ изменяются не во времени, а по длине аппарата (рис. 6,6). Это позволяет составить уравнение материального баланса для бесконечно малого элемента объема, поперечного потоку реагентов dFi= [c.55]

Справочник химика 21

Химия и химическая технология