36013

Тепловые процессы и аппараты

Конспект

Производство и промышленные технологии

Основы передачи тепла и основные закономерности. Перенос энергии в форме тепла, происходящей между телами, имеющими различную температуру, называется теплообменом. Движущей силой любого процесса теплообмена является разность температур более нагретого и менее нагретого тел

Русский

2014-10-17

4.31 MB

92 чел.

КОНСПЕКТ ЛЕКЦИОННЫХ ЗАНЯТИЙ

Модуль I.   ТЕПЛОВЫЕ ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ

 

Лекция 1.  Основы теплопередачи и основные закономерности. Основные характеристики интенсивности передачи тепла. Средняя разность температур. Основные схемы взаимного движения теплоносителей.

Основы  передачи тепла и основные закономерности. Перенос энергии в форме тепла, происходящей между телами, имеющими различную температуру, называется теплообменом. Движущей силой любого процесса теплообмена является разность температур более нагретого и менее нагретого тел, при наличии которой тепло самопроизвольно, в соответствии со вторым законом термодинамики, переходит от более нагретого к менее нагретому телу. Теплообмен между телами представляет собой обмен энергией между молекулами, атомами и свободными электронами; в результате теплообмена интенсивность движения частиц более нагретого тела снижается, а менее нагретого возрастает. Тела, участвующие в теплообмене, называются теплоносителями.

Теплопередача – наука о процессах распространения тепла. Законы теплопередачи лежат в основе тепловых процессов – нагревания, охлаждения, конденсации паров, выпаривания – и имеют большое значение для проведения многих массообменных, а также химических процессов, протекающих с подводом или отводом тепла.

Передача тепла от одного тела к другому или между различными точками пространства может быть осуществлена тремя способами: теплопроводностью, конвекцией и излучением.

Теплопроводность. Процесс передачи тепла при соприкосновении тел или отдельных частей одного тела, имеющих разные температуры, называется теплопроводностью.

Механизм переноса тепла теплопроводностью зависит от агрегатного состояния тела. В жидкостях и твердых телах - диэлектриках передача тепла осуществляется в результате обмена энергией теплового движения атомов и молекул с соседними частицами. В металлах теплоперенос осуществляется главным образом в результате диффузии свободных электронов. В газах теплопроводность обусловлена как обменом энергией при соударении молекул и атомов, так и их диффузией.

Количество тепла, которое передается теплопроводностью, пропорционально разности температур теплоносителей. Например, при движении по трубам теплообменника нефть получает тепло от более нагретого потока через стенку трубы в результате теплопроводности.

Конвекция. Перенос тепла из одной точки пространства в другую, обусловленный движением среды из области с одной температурой в область с другой температурой, называется конвекцией. При этом суммарный перенос тепла определяется как теплопроводностью среды, так и законами ее движения.

Различают вынужденную и свободную конвекцию. В первом случае перемещение среды обусловлено каким-либо внешним источником, например насосом, вентилятором, ветром и т. п.; во втором случае -разностью плотностей холодных и нагретых участков среды. Вблизи нагретой поверхности плотность среды меньше вследствие более высокой температуры, тогда как в других частях плотность выше. Поэтому вблизи поверхности нагрева наблюдается восходящий поток нагретой среды и в удалении от нагретой поверхности нисходящий поток более холодной среды. Поскольку явление конвекции связано с перемещением частиц среды одной относительно другой, его рассматривают в газах и жидкостях, включая расплавленные металлы.

Примером свободной конвекции является нагревание (охлаждение) жидкостей в резервуарах и емкостях. При перемещении жидкостей насосом в тех же случаях имеем принудительную конвекцию.

Теплообмен излучением. Под теплообменом излучением понимают процесс переноса тепла, обусловленный превращением энергии молекул тела в лучистую энергию. Количество излучаемой энергии определяется температурой тела, состоянием его поверхности, свойствами тела. Излучаемая нагретым телом энергия передается другим телам. При этом какое-то количество лучистой энергии частично отражается от поверхности тела, ее воспринимающего, частично поглощается телом, а частично проходит сквозь тело. Поглощенная лучистая энергия превращается вновь во внутреннюю энергию, т. е. расходуется на повышение температуры тела.

Тело, отражающее все падающие на него лучи, называется абсолютно  белым, а поглощающее все лучи — абсолютно черным. Прозрачные, или диатермические, тела полностью пропускают всю лучистую энергию. Основные законы излучения получены для абсолютно черного тела в условиях теплового равновесия.

В реальных условиях тепло передается не каким-либо одним из указанных выше способов, а комбинированным путем. Например, при теплообмене между твердой стенкой и газовой средой тепло передается одновременно конвекцией, теплопроводностью и излучением. Перенос тепла от стенки к газообразной (жидкой) среде или в обратном направлении называется теплоотдачей.

В промышленных аппаратах наблюдаются различные способы передачи тепла. Так, нагрев нефтепродукта в трубчатой печи связан с излучением тепла от нагретых дымовых газов к стенке трубы, передачей тепла теплопроводностью через стенку трубы и вынужденной конвекцией внутри трубы.

Еще более сложным является процесс передачи тепла от более нагретой к менее нагретой жидкости (газу) через разделяющую их поверхность или твердую стенку. Этот процесс носит название теплопередачи.

В процессе теплопередачи переносу тепла конвекцией сопутствуют  теплопроводность и теплообмен излучением. Однако для конкретных условий преобладающим обычно является один из видов распространения тепла.

Основные характеристики интенсивности передачи тепла. Основным законом теплопроводности является закон Фурье, который формулируется следующим образом: количество тепла dQ, переданное в единицу времени через элемент поверхности dF, пропорционально градиенту температуры dt/dn, т. е.

                                                                                       (2.1)                                                                                                         

где λ - коэффициент теплопроводности.

Знак минус в уравнении (1.1) отражает передачу тепла в направлении уменьшения температуры. Градиент температуры dt/dn означает изменение температуры на единицу длины в направлении нормали к рассматриваемой изотермической поверхности, имеющей температуру t. Соседняя изотермическая поверхность имеет температуру t+dt. Из уравнения (2.1) следует, что коэффициент теплопроводности λ численно равен количеству тепла, которое проходит через единицу поверхности в единицу времени при градиенте температур, равном единице. Наибольшее значение величины λ наблюдается для металлов [500>λ>10 Вт/(м-К)], наименьшее для газов [λ < 0,6 Вт/(м-К)]. Многие неметаллические материалы имеют весьма низкие коэффициенты теплопроводности [λ<0,25 Вт/ /(м-К)], на этом основано их применение для устройства тепловой изоляции.

Жидкости, кроме расплавленных металлов, имеют низкие коэффициенты теплопроводности [λ <0.10 Вт/(м-К)]. Расплавленные металлы имеют λ<100 Вт/(м-К). Для большинства материалов зависимость коэффициента теплопроводности от температуры носит линейный характер:

                                                                                             (2.2)                                                                                                          

где λ0 - коэффициент теплопроводности материала при t = 00С; β - температурный коэффициент.                    

Для расчета величины теплового потока dQ от элемента поверхности dF к жидкости (газу) или в обратном направлении используют закон Ньютона:

                                                                                        (2.3)                                                                                                    

где tст  - температура стенки; tc - температура среды, которая обменивается теплом со стенкой; α - коэффициент теплоотдачи.

В уравнении (2.3) знак разности tст - tc указывает направление передачи тепла: если tст > tc, то тепло передается от стенки к окружающей среде, если tст < tc, :, то - от среды к стенке. Чтобы иметь dQ > 0, в качестве первого слагаемого в уравнении (2.3) берут большую из двух величин.

Коэффициент теплоотдачи α представляет собой количество тепла, переданное через единицу поверхности в единицу времени при разности температур один градус. Коэффициент теплоотдачи зависит от формы и размеров тела, скорости движения среды, ее физических свойств и других величин. Основное уравнение теплопередачи между двумя средами, разделенными стенкой, записывается следующим образом:

                                                                                         (2.4)

где К - коэффициент теплопередачи; t1 - температура греющей среды; t2 - температура потока, воспринимающего тепло.

Коэффициент теплопередачи К представляет собой количество тепла, передаваемого через единицу поверхности в единицу времени при разности температур один градус. Он зависит от скоростей теплоносителей, их физических свойств, конструкции и свойств материала разделяющей стенки.

Размерности коэффициентов теплопередачи K и теплоотдачи α совпадают, хотя физически они связаны с разными областями, в которых происходит перенос одного и того же количества тепла. Чем больше величина коэффициента теплопередачи, тем большее количество тепла может быть передано через данную поверхность при прочих равных условиях. Поэтому при создании промышленных аппаратов необходимо стремиться к тому, чтобы максимально интенсифицировать процесс теплопередачи и тем самым уменьшить размеры теплообменной аппаратуры.

Основные схемы взаимного движения теплоносителей. Процессы теплопередачи при постоянных температурах встречаются относительно редко (например, одна среда -конденсирующийся пар, другая - кипящая жидкость).

Теплопередача при переменных температурах существенно зависит от взаимного направления движения теплоносителей. Различают следующие основные схемы взаимного движения потоков теплоносителей относительно поверхности теплообмена:

1)   прямоток - обе среды движутся в одном направлении;

2) противоток - теплоносители  движутся    в противоположных направлениях;

3) перекрестный   ток,   при котором  направление потоков перпендикулярно;

4) смешанный ток, при котором реализуются    упомянутые выше схемы движения сред, в различных частях   аппарата.

Рисунок 2.1 Основные схемы движения потоков при теплообмене (черной стрелкой обозначена более нагретая жидкость, светлой - менее нагретая): а - прямоток; б- противоток; в- перекрестный ток; г- смешанный ток

Рисунок 2.2 Изменение температур потоков при прямотоке

Указанные схемы движения сред при теплообмене приведены на рисунке 2.1                                                                           

Независимо от схемы движения температура нагретой жидкости уменьшается от начального значения t до конечного t , а температура более холодного нагреваемого потока увеличивается от t до t. Вследствие этого разность температур обоих потоков в различных частях аппарата различна, и в уравнение теплопередачи (4) необходимо подставлять среднюю разность температур (t1 t2)m tm, величина которой определяется при прочих равных условиях схемой движения  потоков.

Средняя разность температур

Прямоток. Если вдоль поверхности теплообмена F движутся два потока с массовыми скоростями G1 и G2, то характер изменения их температур при прямотоке будет таким, как это показано на рисунке 2.2

Согласно основному уравнению теплопередачи через элемент поверхности dF в единицу времени передается количества тепла dQ:

То же количество тепла отдает горячий поток

и воспринимает нагревающийся поток:

Из этих уравнений изменение разности температур потоков можно представить как

где G1c1 и G2c2 массовые теплоемкости горячего и холодного теплоносителей.

С учетом основного уравнения теплопередачи получим следующее дифференциальное уравнение:

Проинтегрировав это уравнение вдоль всей поверхности  F, получим:

где Δtн и Δtк - разность температур соответственно в начале процесса (F =0) и конце процесса.

Из последнего уравнения величина поверхности    теплообмена

                                                                                    (2.5)

между тем

Следовательно,                                                                        

Из уравнений общего теплового баланса следует, что

В результате получим следующее выражение для расчета средней разности температур при прямотоке:

                                                                                            (2.6)

Таким образом, Δtm вычисляется как среднелогарифмическая разность температур в начале и конце поверхности теплообмена.

Противоток. Характер изменения температур потоков при противотоке представлен на рисунке 2.3

Путем рассуждений, аналогичных приведенным для прямотока, можно показать, что в случае противотока средняя разность температур может быть рассчитана по уравнению (2.6).

Рисунок 2.3 Изменение температур потоков при противотоке

Противоток является наиболее совершенной схемой теплопередачи, так как позволяет реализовать наибольшую разность температур по сравнению с другими схемами теплопередачи.

Кроме того, при противотоке температура нагреваемого потока может значительно превосходить конечную температуру нагревающего потока. Прямоток и противоток равноценны только в двух случаях:

1) Когда массовая теплоемкость одного намного превышает массовую теплоемкость другого;

2) Когда отношение KF/G1c1 , стремится к нулю.

В промышленных аппаратах не всегда удается реализовать противоточную схему движения теплоносителей, поэтому очень часто используют перекрестный ток и смешанный ток. Последний позволяет реализовать показатели по теплообмену, близкие к показателям противотока.

Для перекрестного и смешанного тока точный расчет величины  Δtm затруднительно ввиду весьма сложных закономерностей изменения температур вдоль поверхности теплообмена. Поэтому расчеты проводят по упрощенной схеме:

                                                                                    (2.7)

Значение величины коэффициента ε меньше единицы и определяют по справочникам в зависимости от соотношения температур теплоносителей и схемы их движения.

Вопросы для самопроверки

  1.  Какими способами осуществляется передачи теплоты? Приведите примеры.
  2.  От чего зависит интенсивность передачи тепла?
  3.  Какие основные схемы взаимного движения теплоносителей вам известны?
  4.  Характер изменения температур при прямотоке и при противотоке?
  5.  Как рассчитывается средняя разность температур?

Лекция 2

Подвод теплоты. Нагревание горячими жидкостями. Нагревание топочными газами. Нагревание электрическим током. Передача тепла теплопроводностью через плоскую, плоскую многослойную, цилиндрическую стенку, цилиндрическую многослойную стенку.

Нагревающие агенты и способы нагревания. Вещества, участвующие в процессе передачи тепла, называются теплоносителями.  Теплоносители, имеющие более высокую температуру, чем нагреваемая среда, и отдающие тепло, принято называть нагревающими агентами, а теплоносители с более низкой температурой, чем среда, от которой они воспринимают тепло, - охлаждающими агентами.

 Выбор теплоносителя. Выбор теплоносителя зависит от требуемой температуры нагрева или охлаждения и необходимости ее регулирования. Выбранный теплоноситель должен обеспечить достаточную интенсивность теплообмена при небольших массовых и объемных его расходах. Также он должен обладать малой вязкостью, но высокими плотностью, теплоемкостью и теплотой парообразования. Желательно также, чтобы теплоноситель был негорюч, нетоксичен, термически стоек, не оказывал разрушающего влияния на материал теплообменника и вместе с тем являлся бы достаточно дешевым веществом.

Нагревание водяным паром. Одним из наиболее широко применяемых греющих агентов является насыщенный водяной пар. Это объясняется существенными достоинствами его как теплоносителя. В результате конденсации пара получают большие количества тепла при относительно небольшом расходе пара, так как теплота конденсации его составляет приблизительно 2,26∙106 дж/кг (540 ккал/кг) при давлении 9,8∙104н/м2(1 ат).

Вследствие высоких коэффициентов теплоотдачи от конденсирующегося пара сопротивление переносу тепла со стороны пара мало. Это позволяет проводить процесс нагревания при малой поверхности теплообмена.

Важным достоинством насыщенного пара является постоянство температуры его конденсации (при данном давлении), что дает возможность точно поддерживать температуру нагрева, а также в случае необходимости регулировать ее, изменяя давление греющего пара.

При использовании тепла парового конденсата к. п. д. нагревательных паровых устройств довольно высок. Пар удовлетворяет также другим требованиям, предъявляемым к теплоносителям (доступность, пожаро - безопасность и др.).

Основной недостаток водяного пара - значительное возрастание давления с повышением температуры. Вследствие этого температуры, до которых можно производить нагревание насыщенны водяным паром, обычно не превышают 180-1900С, что соответствует давлению пара 10 - 12 am. При больших давлениях требуется слишком толстостенная и дорогостоящая теплообменная аппаратура, а также велики расходы на коммуникации и арматуру.

Более экономична утилизация водяного пара, получаемого после его использования в паросиловых установках.

Нагревание глухим паром. Наиболее распространено нагревание гл ухим паром, передающим тепло через стенку теплообменного аппарата (рисунок 2.4). Греющий пар из генератора пара - парового котла 1 направляется в теплообменник 2 где жидкость или газ) нагревается паром через разделяющую их стенку. Пар, соприкасаясь с более холодной стенкой конденсируется на ней и пленка конденсата стекает по поверхности стенки. Для того чтобы облегчить удаление конденсата, пар вводят в верхнюю часть аппарата, а конденсат отводят из его нижней части.  

Рисунок 2.4. Схема нагревания глухим паром:    1 - паровой котел;   2 – теплообменник – подогреватель; 3 – конденсатоотводчик; 4 – промежуточная емкость; 5 – центробежный насос.

Нагревание острым паром. В тех случаях, когда допустимо смешение нагреваемой среды с паровым конденсатом, используют нагревание острым паром, который вводят непосредственно в нагреваемую жидкость. Такой способ нагрева проще нагрева глухим паром и позволяет лучше использовать тепло пара, так как паровой конденсат смешивается с нагреваемой жидкостью и их температуры выравниваются.

Если одновременно с нагреванием жидкость необходимо перемешать, то ввод острого пара осуществляют через барботеры - трубы, расположенные у дна аппарата, закрытые с конца и снабженные множеством мелких отверстий, обращенных кверху, Для лучшего перемешивания, ослабления шума, вызванного резким уменьшением объема пара при конденсации, и устранения гидравлических ударов применяют бесшумные подогреватели (рисунок 2.5).

Рисунок 2.5. Бесшумный сопловый подогреватель: 1 – сопло; 2 –смешивающий диффузер.

Нагревание горячей водой. Горячая вода в качестве нагревающего агента обладает определенными недостатками по сравнению с насыщенным водяным паром. Коэффициенты теплоотдачи от горячей воды. как и от любой другой жидкости, ниже, чем коэффициенты теплоотдачи от конденсирующегося пара. Кроме того, температуpa горячей воды снижается вдоль поверхности теплообмена, что ухудшает равномерность нагрева и затрудняет его регулирование.

Горячую воду получают в водогрейных котлах, обогреваемых топочными газами, и паровых водонагревателях (бойлерах). Она применяется обычно для нагрева до температур не более 1000С. Для температур выше 1000С в качестве теплоносителя используют воду, находящуюся под избыточным давлением.

Нагревание топочными газами. Дымовые, или топочные, газы относятся к числу наиболее давно применяемых нагревательных агентов. Топочные газы не потеряли своего значения до настоящего времени, так как позволяют осуществлять нагревание до высоких температур, достигающих 1000 – 11000С, при незначительном избыточном давлении в теплообменнике (со стороны газов). Наиболее часто топочные газы используют для нагрева через стенку других нагревательных агентов – промежуточных теплоносителей.

Наиболее существенным недостатками топочных газов являются: неравномерность нагрева, обусловленная охлаждением газа в процессе теплообмена, трудность регулирования температуры обогрева, низкие коэффициенты теплоотдачи от газа к стенке [не более 35 - 60 вт/(м2∙град)], возможность загрязнения нагреваемых материалов продуктами неполного

сгорания топлива (при непосредственном обогреве газами). Значительные перепады температур между топочными газами и нагреваемой средой создают «жесткие» условия нагревания, которые недопустимы для многих продуктов и могут вызвать их перегрев.

Из-за относительно низкой удельной теплоемкости топочных газов их объемные расходы велики и транспортирование требует значительных затрат. Поэтому топочные  газы обычно используют непосредственно на месте их получения.

Топочные газы получают, сжигая в топках печей твердое, жидкое или газообразное топливо. Наиболее дешевым и эффективным топливом являются природные газы. Кроме того, экономически целесообразно применение в качестве греющих агентов отходящих газов некоторых  химических и других производств; температура этих газов достаточно высока и иногда достигает 500-6000С.

Нагревание топочными   газами   производят  в печах.   На рисунке 2.6 показана трубчатая печь для нагрева жидких продуктов, работающая на газообразном топливе. Горючий газ, выходя из сопла горелки 1, инжектирует необходимое количество воздуха, смешивается с ним и движется через пористую панель 2 из огнеупорного материала. Горение протекает на поверхности излучающей панели при отсутствии пламени, такие горелки называются беспламенными. Образовавшиеся топочные газы поступают в первую по ходу их движения радиантную часть рабочего пространства печи, в которой основная часть тепла передается нагреваемой жидкости, движущейся по змеевику 5, путем излучения. Во второй, конвективной части печи 4 тепло передается жидкости через стенку змеевика главным образом путем конвекции. В конвективной части печи для лучшей утилизации тепла дымовых газов устанавливают дополнительные теплообменные устройства, например змеевик-перегреватель 5. Газы удаляются через дымовую трубу 6.

Регулирование температуры нагрева топочными газами производят посредством рециркуляции части отработанных газов. Возвращая дымососом или эжектором часть отработанных газов в печь и смешивая их с газами, полученными в топке, снижают температуру газов и одновременно увеличивают объем газов, обогревающих теплообменные устройства. Увеличение объема газов приводит к возрастанию их скорости и соответственно - к увеличению коэффициентов теплоотдачи от газов к стенке. Для уменьшения температуры греющих газов в топку печи дополнительно подводят воздух, смешиваемый с газами.

Рисунок 2.6 Печь для нагрева жидких продуктов, работающая на газе:

1- сопло горелки;  2 – огнеупорная пористая панель; 3 - радиантная  часть  (змеевик):  4 - конвективная  часть   (змеевик);   5 перегреватель; 6 – дымовая труба.

Нагревание высокотемпературными теплоносителями. В процессах химической технологии часто осуществляется обогрев высокотемпературными теплоносителями. Рассматриваемые ниже теплоносители обычно получают тепло от топочных газов или электрического тока, передают его нагреваемому материалу и являются, таким образом, как и водяной пар, промежуточными теплоносителями. Они обеспечивают равномерность обогрева и безопасные условия работы.

Нагревание перегретой водой. В качестве нагревательного агента перегретая вода используется при давлениях, достигающих критического [22,1 Мн/м2 (225 ат), которому соответствует температура 374 0С. Поэтому с помощью перегретой воды возможно нагревание материалов до температур, не превышающих приблизительно 3500С. Однако обогрев перегретой водой связан с применением высоких давлений, что значительно усложняет и удорожает нагревательную установку и повышает стоимость ее эксплуатации. Поэтом в настоящее время он вытесняется более экономичными способами нагрева другими высокотемпературными теплоносителями.

Нагревание минеральными маслами. Минеральные масла являются одним из старейших промежуточных теплоносителей, используемых для равномерного нагревания различных продуктов. В качестве нагревающих агентов применяют масла, отличающиеся наиболее высокой температурой вспышки - до 310 0С (цилиндровое, компрессорное, цилиндровое тяжелое). Поэтому верхний предел нагревания маслами ограничен температурами 250 - 3000С.

Нагрев с помощью минеральных масел производят либо помещая тепло-использующий аппарат с рубашкой, заполненной маслом, в печь, в которой тепло передается маслу топочными газами, либо устанавливая электронагреватели внутри масляной рубашки.

Масла являются наиболее дешевым органическим высокотемпературным теплоносителем. Однако им присущи существенные недостатки. Помимо относительно невысоких предельных температур применения, минеральные масла обладают низкими коэффициентами теплоотдачи, которые снижаются еще больше при термическом разложении к окислении масел. Их окисление и загрязнение поверхности теплообмена продуктами разложения усиливается в случае работы масел при температурах, близких к их температуре вспышки, и приводит к значительному ухудшению теплопередачи. Поэтому для получения достаточных тепловых нагрузок разность температур между маслом и нагреваемым продуктом должна быть не ниже 15-20 град.

Вследствие указанных недостатков минеральные масла вытесняются более эффективными высокотемпературными теплоносителями.

Нагревание высококипяшими органическими жидкостями и их парами. К группе высокотемпературных органических теплоносителей (сокращенно ВОТ) относятся индивидуальные органические вещества: глицерин, этиленгликоль, нафталин и его замещенные, а также некоторые производные ароматических углеводородов (дифенил, дифениловый эфир, дефенил-метан, дитолилметан и др.), продукты хлорировании дифенила и полифенолов (арохлоры) и многокомпонентные ВОТ например дифенильная смесь, представляющая эвтектическую смесь дифенила и дефинильного эфира.

Наибольшее промышленное применение получила дифенильная Смесь, состоящая из 26,5% дифенила и 73,5% дифенилового эфира (этот теплоноситель известен также под названиями Даутерм А, динил и др.). Дифенильная смесь обладает большей термической стойкостью и более низкой температурой плавления (+12,30С), чем составляющие ее компоненты. Дифенильную смесь можно транспортировать по хорошо изолированным трубопроводам, не опасаясь ее кристаллизации. Температура кипения дифенильной смеси при атмосферном давлении равна 2580С. Поэтому в жидком виде она используется для нагрева до температур не более приблизительно 2500С (при р = 1 am). Предельная температура применения жидкой смеси составляет 2800С при повышении

избыточного давления в системе до 0,81 бар (0,8 ат).

Основным достоинством дифенильной смеси как теплоносителя является возможность получения высоких температур без применения высоких давлений. Давление ее насышенных паров равно лишь давления насыщенных паров воды в пределах температур от 200 0С до 400 0С. Так например, при 300 0С давление насыщения водяного пара составляет 89,8 бар (87,6 ат), а дифенильной смеси – только 2,45 бар (2,4 ат).

По этой причине становится возможным для нагрева дифенильной смесью

до высоких температур использовать вместо змеевика более простые теплообменные устройства - рубашки,

Недостатком дифенильной смеси, как и других органических теплоносителей, является малая теплота парообразования. Однако у дифенильной смеси этот недостаток в значительной мере компенсируется большей, чем у воды, плотностью паров, в результате чего при испарении

или конденсаций смеси количество тепла, выделяющиеся за единицу объема пара, оказывается близким к соответствующей величине для воды.

В   парообразном   состоянии дифенильная смесь применяется для нагрева до температур, не превышающих 3800С (при кратковременном нагреве -приблизительно до 4000С). При более высоких температурах происходит заметное разложение дифенильной смеси. Она горюча, но практически взрывобезопасна и оказывает лишь слабое токсическое воздействие на человеческий организм.

Нагревание электрическим током. С помощью электрического тока нагрев можно производить в очень широком диапазоне температур, точно поддерживая и легко регулируя температуру нагрева в соответствии с заданном технологическим режимом. Кроме того, электрические нагревательные устройства отличаются простотой, компактностью и удобны для обслуживания.

Однако применение электрического тока для нагрева пока относительно дорого. Эго связано с многоступенчатостью преобразования химической энергии топлива в электроэнергию. Строительство мощных электростанций открывает большие возможности для удешевления этого способа нагрева,

В зависимости от способа превращения электрической энергии в тепло различают нагревание электрическими сопротивлениями (омический нагрев), индукционное нагревание, высокочастотное нагревание, а также нагревание электрической дугой.

Передача тепла через плоскую стенку   теплопроводностью. Через плоскую однородную стенку поверхностью F и толщиной δ (рисунок 2.7) тепло Q передается теплопроводностью. Коэффициент теплопроводности материала стенки равен λ. Согласно закону Фурье можно записать следующее выражение:

или для плотности теплового потока  

Рисунок 2.7. Изменение температуры при теплопроводности через плоскую стенку

Разделив переменные и проинтегрировав, получим:

или

                                                                                         (2.8)

Для всей стенки (x=δ, t=tст.2) получим

                                                                                        (2.9)

Из уравнений (1.8) и (1.9) получим

                                                                                  (2.10)

т. е. распределение температур в плоской стенке имеет линейный характер.  Плотность  теплового  потока    через    плоскую стенку определяется из выражения:

                                                                                   (2.11)

Отношение λ/δ называется тепловой проводимостью стенки, а обратная величина δ/λ - тепловым сопротивлением. Общее количество переданного через плоскую стенку тепла равно

                                                                                  (2.12)

Передача тепла теплопроводностью через многослойную плоскую стенку. По аналогии с предыдущим рассмотрим передачу тепла теплопроводностью через плоскую многослойную стенку (рисунок 2.8), состоящую из п слоев. Будем считать, что смежные соприкасающиеся поверхности имеют одинаковую температуру. Согласно уравнению (2.11) можно записать для каждого слоя следующие выражения:

Рисунок 2.8 Распределение температур по толщине многослойной стенки при теплопроводности

Решим эти уравнения относительно разности температур и сложив левые и правые части равенств, получим:

Плотность теплового потока:

                                                                            (2.13)

Стоящее в знаменателе выражение  представляет собой общее термическое сопротивление теплопроводности многослойной стенки. Температура на границе двух любых соседних слоев определяется из уравнения:

При j=n  получим общую разность температур для многослойной стенки.

Теплопередача     через    плоскую     многослойную    стенку. Горячий поток, имеющий температуру t1, омывает многослойную стенку (рисунок 2.9), изменяя температуру в прилегающем к стенке слое от t1 до t2. Далее по толщине стенки температура изменяется от tст.1 до tст.n+1, и в слое холодного потока вблизи стенки - от tст.n+1 до tст.2. От горячего потока к стенке, и от стенки к менее горячему потоку тепло передается конвекцией, а внутри стенки - теплопроводностью. Поскольку плотность теплового потока через разные участки одинакова, можно записать следующие уравнения:

где α1 и α2 - коэффициенты теплоотдачи от горячего потока к стенке и от стенки к нагреваемому потоку соответственно.

Рисунок 2.9 Схема передачи тепла через многослойную плоскую стенку

Определив из приведенных уравнений разности температур для соответствующих участков и сложив правые и левые части этих выражений, получим с учетом уравнения (2.13):

Между тем из уравнения (1.4) следует, что .

Отсюда

                                                                                  (2.14)

т. е. общее термическое сопротивление 1/К равно сумме всех частных термических сопротивлений. Уравнение (2.14) служит для расчета коэффициента теплопередачи К. Из уравнения (2.14) следует, что

Следовательно, коэффициент теплопередачи К  всегда    меньше каждого из коэффициентов  теплоотдачи α1 и  α2 и тепловой проводимости любого слоя стенки.

Передача тепла через цилиндрическую стенку теплопроводностью. Рассмотрим теплопроводность однородной цилиндрической стенки (стенки трубы) внутренним диаметром dв= 2rв и наружным dн=2rн длина которой l (рисунок 2.10).

Рисунок 2.10 Изменение температуры при теплопроводности через цилиндрическую стенку: а - греющий поток внутри трубы; б - то же, снаружи трубы

Согласно закону Фурье для любой изотермической поверхности радиусом r можно записать следующее выражение:

Разделим переменные и проинтегрируем:

или

                                                                                     (2.15)                                                                                  

Из полученного выражения следует, что по толщине стенки температура изменяется по логарифмическому закону. Эта связано с изменением плотности теплового потока при изменении радиуса.

При r=rH  и t=tст  в соответствии с уравнением (2.15) получим следующее выражение для разности температур стенки:

                                                                                (2.16)

Для направления движения теплового потока снаружи трубы внутрь уравнение Фурье можно записать в виде (рисунок 2.7,б):

где r=rH  - х, если х=0,   то   r = rH;   при   х = rHrB   величина r = rB

После преобразований получим выражение:

Проинтегрировав левую часть этого уравнения в пределах от t=tст.1 до t и правую от r=rH  до r, получим:

                                                                                    (2.17)

При r = rB и   t= tст.2 ,   получим уравнение                                         (2.18)

Теплопроводность   многослойной   цилиндрической    стенки.

Уравнение (2.16) можно применить к каждому слою многослойной цилиндрической стенки:

Сложив, левые и правые части этих уравнений, получим:

                                                                        (2.19)

откуда количество переданного тепла Q  равно

                                                                                   (2.20)

Это количество тепла можно отнести к некоторой поверхности F=2πlr, тогда

                                                                                     (2.21)

За поверхность F можно принять, например внутреннюю или наружную  поверхность трубы.

Чтобы упростить расчетные уравнения для каждого слоя цилиндрической стенки, применяют уравнение (2.11) для плоской стенки, в котором F=Fi. Величину Fi рассчитывают как среднюю логарифмическую:

                                                                                            (2.22)

или

                                                                                               (2.23)

Теплопередача через  многослойную цилиндрическую стенку. По аналогии с теплопередачей через многослойную плоскую стенку (см. рисунок 2.10) для рассматриваемого случая можно записать следующие выражения:

Из приведенных выражений следует, что

                                                                        (2.24)

или

По этому уравнению можно рассчитать коэффициент теплопередачи К через цилиндрическую многослойную стенку.

За поверхность теплопередачи F, к которой относится коэффициент теплопередачи К, может быть взята F1, F2 или Fср.  Для цилиндрической стенки отношение поверхностей равно отношению радиусов (диаметров) этих поверхностей. Поэтому, если F=F1=2πrВ, то

                                                                           (2.25)

При F=F2=2πrH

                                                                          (2.26)

Полученные из этих уравнений величины К будут различными, но взаимосвязанными, так как должно соблюдаться соотношение:

                                                                                      (2.27)

вытекающее из общности потока тепла, проходящего через все слои стенки.

Вопросы для самопроверки

  1.  Какие вещества называются теплоносителями?
  2.  Как определяют количество теплоты, переходящее от более нагретого тела к менее нагретому телу вследствие теплового излучения?
  3.  В каких процессах применяется теплообмен при непосредственном соприкосновении фаз?
  4.  Как осуществляется передача тепла теплопроводностью через многослойную плоскую стенку?
  5.  Описать  теплопроводность   многослойной   цилиндрической    стенки.

ЛЕКЦИЯ 3

 Виды теплообменных аппаратов. Расчет теплообменных аппаратов.  

    В зависимости от целевого назначения теплообменные аппараты называются подогревателями или холодильниками. Если процесс проводится для сообщения тепла холодному теплоносителю, то участвующий в теплообмене горячий теплоноситель называется нагревающим агентом. Если же процесс состоит в отводе тепла от горячего теплоносителя, то холодный теплоноситель, которому сообщается отводимое тепло, называется охлаждающим агентом.

    В ряде случаев целевое назначение имеют оба процесса – нагревание холодного теплоносителя и охлаждение горячего. Тогда теплообменные аппараты называют теплообменниками.

    Теплообменные аппараты подразделяются в зависимости от формы поверхности, вида теплоносителей, способа передачи теплоты. В соответствии с последним показателем их можно классифицировать на поверхностные (рекуперативные), смесительные (контактные) и регенеративные.

    Поверхностные теплообменники представляют собой наиболее значительную и важную группу теплообменных аппаратов. В поверхностных теплообменниках теплоносители разделены  стенкой, причем теплота передается через поверхность этой стенки. Если поверхность теплообмена в таких теплообменниках формируется из труб, то их называют трубчатыми. В другой группе поверхностных теплообменников поверхностью теплообмена являются стенка аппарата или металлические плоские листы.

    В смесительных теплообменниках теплообмен происходит при непосредственном соприкосновении теплоносителей.     

    В регенеративных теплообменниках процесс переноса теплоты от горячего теплоносителя к холодному разделяется во времени на два периода и происходит при попеременном нагревании и охлаждении насадки.

Кожухотрубчатые теплообменники. Они достаточно просты в изготовлении, отличаются возможностью развивать большую поверхность теплообмена в одном аппарате, надежны в работе.

    На рисунке 2.11 показан вертикальный кожухотрубчатый теплообменник с неподвижными трубными решетками 2, в которых закрепляются трубы 3. К кожуху 1 с помощью болтов 6 и прокладок 7 крепятся крышка 4 и днище 5.

    Один из теплоносителей I протекает по трубам, другой II - по межтрубному пространству. Теплота от одного теплоносителя другому передается через поверхность стенок труб. Обычно нагреваемый теплоноситель подается снизу, а охлаждаемый теплоноситель – сверху вниз противотоком. Такое движение теплоносителей способствует более эффективному переносу теплоты, так при этом происходит совпадение направления движения каждого теплоносителя с направлением, в котором стремится двигаться данный теплоноситель под влиянием изменения его плотности при нагревании или охлаждении.

Рисунок 2.11 Кожухотрубчатый тепло жесткой конструкции: 1-кожух; 2-трубные решетки; 3-трубы; 4-крышка; 5-днище; 6-болт; 7-прокладка; I и II - теплоносители

Рассмотренный кожухотрубчатый теплообменник (рисунок 2.11) является одноходовым, т. е. в этом теплообменнике оба теплоносителя не изменяя направления, движутся по всему сечению (один по трубному, другой - по межтрубному). В тех случаях, когда скорость движения теплоносителя невелика и, следовательно, низки коэффициенты теплоотдачи, целесообразно использовать многоходовые теплообменники.

    В многоходовом по трубному пространству теплообменнике (рисунок 2.12) с помощью поперечных перегородок 2, установленных в крышках теплообменников, трубный пучок разделен на или ходы, по которым последовательно движется теплоноситель. При этом число труб в каждой секции обычно примерно одинаковые.

    Очевидно, что в таких теплообменниках при одном и том же расходе теплоносителя скорость его движения по трубам увеличивается кратно числу ходов. Для увеличения скорости в межтрубном пространстве в нем устанавливают ряд сегментных перегородок 2 (рисунок 2.13). В горизонтальных теплообменниках эти перегородки являются одновременно промежуточными опорами для труб.

    Увеличение скорости движения теплоносителей в трубном и межтрубном пространствах теплообменника влечет за собой увеличение его гидравлического сопротивления и усложнение конструкции теплообменника. В таких случаях необходимо определить экономически целесообразную скорость движения теплоносителя (см. ниже). Следует отметить, что в многоходовых теплообменниках по сравнению с противоточными движущая сила процесса несколько снижается в результате того, что они работают по принципу смешанного тока.

Рисунок 2.12 Многоходовые (по трубному пространству) кожухотрубчатые теплообменники жесткой конструкции: а-двухходовый; б- четырехходовый; 1-крышки; 2-перегородки в крышках; I и II-теплоносители

Рисунок 2.13. Многоходовой (по межтрубному пространству) кожухотрубчатый теплообменник: 1-кожух; 2-перегородки; I и II - теплоносители

Если разность температур труб и кожуха достаточно велика (больше 500С), то трубы и кожух удлиняются существенно неодинаково, что приводит к значительным напряжениям в трубных решетках, нарушению плотности соединения труб с трубными решетками, а это может привести к смешению теплоносителей или деформации труб. Поэтому при разностях температур труб и кожуха более 500С и значительной длине труб применяют теплообменники нежесткой конструкции, в которых возможно перемещение труб по отношению к кожуху аппарата.

    На рисунок 2.14 представлены некоторые конструкции кожухотрубчатых теплообменников с компенсацией неодинаковости температурных удлинений труб и кожуха.

    На рисунок 2.14,а показана схема теплообменника с линзовым компенсатором 3 на корпусе. В этом аппарате температурные деформации компенсируются осевым сжатием или расширением компенсатора.    

    Теплообменники с линзовыми компенсаторами применяют при небольших температурных деформациях (не более 10-15 мм) и невысоких давлениях в межтрубном пространстве (не более 0,5 МПа).

    Теплообменник с плавающей головкой (рисунок 2.14,б) применяют при значительных относительных перемещениях труб и кожуха, поскольку в нем одна из трубных решеток не соединена с кожухом и может свободно перемещаться вдоль оси при температурных удлинениях.

    В теплообменнике с U-образными трубами (рисунок 2.14,в) оба конца труб закреплены в одной трубной решетке, что позволяет трубам свободно удлиняться. В аппаратах этого типа, так же как и в аппарате с плавающей головкой, наружные стенки труб довольно легко очищать от накипи и загрязнений при выемке всей трубчатки из кожуха. Однако в этом аппарате усложняется монтаж труб, затруднена очистка их внутренних стенок.

Рисунок 2.14 Кожухотрубчатые теплообменники с компенсацией неодинаковости температурных удлинений труб и кожуха: а - теплообменник с линзовым компенсатором (полужесткая конструкция); б - аппарат с плавающей головкой; в - аппарат с U-образными трубами; 1-кожухи; 2-трубы; 3-линзовый компенсатор; 4-плавающая головка; I и II-теплоносители

Элементные теплообменники представляют собой ряд последовательно соединенных одноходовых кожухотрубчатых теплообменников (элементов), что позволяет существенно повысить скорость движения теплоносителей в межтрубном и трубном пространствах без использования перегородок. Теплоносители последователя проходят через все элементы. В межтрубных пространствах элементных теплообменников можно создавать большие давления, так  диаметр  кожуха  элементов  мал.  В  этих  теплообменниках процесс протекает практически при чистом противотоке. Однако элементные теплообменники, по сравнению с многоходовыми кожухотрубчатыми, при одинаковой поверхности теплопередачи громоздки и требуют большего расхода металла на их изготовление.

Испаритель с паровым пространством (рибойлер) (рисунок 2.15) состоит из кожуха 1 и одного - трех трубчатых пучков 4. Для обеспечения достаточной поверхности зеркала испарения и объема парового пространства расстояние от верха сливной перегородки 9 до верхней части кожуха 1 принимают не менее 1/3 диаметра кожуха. Уровень жидкости в испарителе поддерживается сливной перегородкой 9, имеющей зубчатую кромку для равномерного перелива жидкости. В испарителях с паровым пространством применяют такие же трубчатые пучки, как у аппаратов с плавающей головкой или 11-образными трубками. При этом диаметр неподвижной трубной решетки несколько больше, что необходимо для того, чтобы плавающая головка в собранном виде могла свободно пройти через горловину 5 при демонтаже.

Рисунок 2.15. Испаритель с паровым пространством (рибойлер):1- кожух; 2- люк; 3-штуцер предохранительного клапана; 4- трубчатый пучок; 5- горловина; 6- распределительная камера; 7 - опора; 8 - штуцер дренажа; 9 - перегородка; 10- люк для троса лебедки. Потоки: I - испаряемая жидкость; II - остаток; III- пары; IV- теплоноситель

Кожухотрубчатые теплообменные аппараты с двойными трубками (рисунок 2.16). В таких аппаратах имеются две трубные решетки, размещенные с одной стороны аппарата. В одной трубной решетке развальцованы трубы меньшего диаметра, верхние концы которых открыты, в другой трубы большего диаметра, нижние концы которых заглушены. Такая конструкция обеспечивает независимое удлинение труб.

В аппаратах этого типа одна из теплообменивающихся сред поступает через штуцер в пространство между крышкой и верхней трубной решеткой, откуда направляется вниз по трубкам малого диаметра. По выходе из них поток возвращается по кольцевому пространству между трубками, собирается в пространстве между трубными решетками, а затем выводится из аппарата.

Кожухотрубчатые теплообменные аппараты с витыми трубками используют в нефтегазопереработке для теплообмена между средами, одна из которых находится под высоким давлением. На рисунке 2.17 показан аппарат, предназначенный для охлаждения и частичной конденсации природного газа. Теплообменник представляет собой цельносварную конструкцию, состоящую из кожуха 1, трубных решеток 2, в которых закреплены медные или стальные трубки 3, спирально накрученные на сердечник 4. Сердечник выполняет роль катушки для навивки труб и одновременно используется как несущая деталь, разгружающая корпус и трубные решетки. Природный газ под давлением до 5 МПа и с температурой +700С движется внутри трубок, а метановая фракция при температуре - 420С и давлении 4,2 МПа подается в межтрубное пространство.

Эффективность кожухотрубчатых теплообменных аппаратов повышается с увеличением скорости движения теплообмениваюшихся потоков и степени их турбулентности.

При неизменной производительности аппарата увеличение скорости движения жидкости в трубках достигается размещением в крышках распределительной камеры перегородок, что изменяет число ходов потока жидкости, проходящей через трубки. В промышленной практике используют аппараты с различным числом ходов, исходя из технологической потребности установки.

Для повышения скорости движения потоков в межтрубном пространстве и обтекаемости поверхности теплообмена, создания большей турбулентности потоков и организации движения теплоносителя в направлений, перпендикулярном к оси труб, в кожухотрубчатых теплообменных аппаратах устанавливают специальные поперечные перегородки. Они выполняют также роль опор трубчатого пучка, фиксируют трубы на заданном расстоянии одна от другой и уменьшают вибрацию труб.

Рисунок   2.16   Теплообменный   аппарат   с двойными трубками:

1 - кожух; 2 - теплообменные трубки; 3 - опора; 4, 5 - трубные решетки

Рисунок 2.17. Теплообменный аппарат с витыми трубками:

1 - кожух; 2 -трубная решетка; 3 - тепло-обменная труба; 4 - сердечник. Потоки:

I - природный газ; II - метановая фракция

Теплообменники типа «труба в трубе». Теплообменные аппараты типа «труба в трубе» по конструкции делятся на однопоточные (неразборные и разборные ) и многопоточные.

Неразборные теплообменные аппараты типа «труба в трубе» (рисунок 2.18) изготавливают в двух исполнениях: с приварными двойниками на теплообменных трубах, которые эксплуатируются без механической очистки внутренней поверхности труб, и со съемными двойниками на теплообменных трубах, позволяющими осуществлять механическую очистку труб. В разборных конструкциях теплообменников типа «труба в трубе» (рисунок 2.19, 1.20) внутренние трубы при повышении температуры могут удлиняться независимо от наружных.

Рисунок 2.18  Неразборный однопоточный теплообменный аппарат типа «труба в трубе»: а - с приварными двойниками на теплообменных трубах; б - со съемными двойниками на теплообменных трубах; 1 - теплообменная труба; 2 - кожуховая труба; 3 - специальный тройник; 4 - двойник; 5 - ниппель; 6 - гайка; 7 - штуцер

Рисунок 2.19 Разборный однопоточный теплообменный аппарат типа «труба в трубе»: 1 - теплообменная труба; 2 - кожуховая труба; 3 - опора; 4 - решетка кожуховых труб; 5 - поворотная камера; б - двойник; 7 - решетка теплообменных труб

Конструкция аппаратов позволяет осуществлять регулярную механическую очистку внутренней поверхности теплообменных труб от загрязнений, а также при необходимости вынимать трубы для их замены или механической очистки наружной поверхности.

В многопоточных теплообменных аппаратах (см. рисунок 2.20) распределительная камера 1 служит для распределения потока по теплообменным трубам 6. Между решетками теплообменных 2 и кожуховых труб 4 расположена распределительная камера 3 для среды, протекающей по кольцевому пространству в кожуховых трубах 7. Многопоточные теплообменники имеют два хода по внутренним трубам и два по наружным.

Рисунок 2.20. Разборный многопоточный теплообменный аппарат типа «труба в трубе»: 1 - первая распределительная камера; 2 - решетка теплообменных труб; 3 -вторая распределительная камера; 4 - решетка кожуховых труб; 5 - опора; 6 -теплообменная труба; 7 - кожуховая труба; 8 - поворотная камера; 9 - двойник

В аппарате этого типа легче обеспечить большие, чем в кожухотрубчатых теплообменниках, скорости движения потоков, что позволяет иметь и более высокие коэффициенты теплопередачи и большие значения теплонапряженности поверхности нагрева. Кроме того, в аппаратах типа «труба в трубе» легче осуществить противоток между теплообменивающимися средами, что также способствует более высокой эффективности теплообмена.

Поверхность теплообменных аппаратов рассматриваемого типа в меньшей степени подвержена загрязнению продуктами коррозии и механическими примесями, содержащимися в теплообменивающихся средах. Во многих случаях аппараты типа «труба в трубе» работают с более высокими тепловыми показателями, чем кожухотрубчатые теплообменники.

В теплообменных аппаратах разборной конструкции внутренние трубы в ряде случаев с наружной поверхности выполняются с оребрением, позволяющим в 4 - 5 раз увеличить их поверхность теплообмена. Оребрение внутренних труб используют, как правило, в тех случаях, когда со стороны одной из теплообменивающихся сред трудно обеспечить высокий коэффициент теплоотдачи (движется газ, вязкая жидкость, поток имеет ламинарный характер и т.п.). В этом случае оребрение поверхности со стороны такой теплообменивающейся среды позволяет значительно увеличить количество переданного тепла.

Недостатками теплообменных аппаратов типа «труба в трубе» по сравнению с кожухотрубчатыми аппаратами являются большие габариты, а также более высокий расход металла на единицу поверхности нагрева.

Теплообменные аппараты типа «труба в трубе» жесткой конструкции, так же как и кожухотрубчатые с неподвижными решетками, используются при сравнительно небольшой разности температур теплообменивающихся сред и при теплообмене незагрязненных жидкостей (частая очистка кольцевого пространства не требуется).

В теплообменных аппаратах типа «труба в трубе» разборной конструкции сравнительно легко очищаются внутренняя и наружная поверхности труб; эти аппараты обладают высоким коэффициентом теплопередачи и являются надежными в эксплуатации.

Пластинчатые теплообменники. Пластинчатые теплообменники представляют собой   аппараты,   поверхность которых образована набором тонких штампованных пластин с гофрированной поверхностью. Их различают по степени доступности поверхности теплообмена для осмотра и механической чистки на разборные, разборные со сдвоенными пластинами (полуразборные) и неразборные (сварные или паяные). В пластинчатых теплообменниках можно осуществить теплообмен между рабочими средами жидкость - жидкость, пар - жидкость, пар + газ - жидкость, газ - жидкость, газ - газ. Отечественная промышленность выпускает пластинчатые теплообменники различных модификаций с поверхностью теплообмена от 1 до 800 м2 для работы как под вакуумом, так и при давлении до 4 МПа, при температуре рабочей среды от минус 100  до плюс 300 0С. Пластинчатые теплообменники могут применяться для теплообмена между двумя рабочими средами, каждая из которых проходит внутри аппарата несколькими параллельными потоками, а также для теплообмена между тремя, четырьмя и большим числом сред в одном аппарате.

Наиболее широко применяют разборные пластинчатые теплообменники (рисунок 2.21), в которых гофрированные пластины 2 отделены одна от другой прокладками 3. Пластины сжимаются между неподвижной 1 и нажимной 4 плитами, образуя теплообменную секцию. В каждой пластине имеются четыре отверстия: одно для ввода среды в пространство между  пластинами, одно  -  для вывода среды и два -  для сквозного прохода среды. Малая толщина пластин и очень высокая турбулентность за счет рифления поверхности обеспечивают более высокие коэффициенты теплопередачи по сравнению с кожухотрубчатыми. Монтаж и демонтаж этих аппаратов осуществляется достаточно быстро, очистка теплообменных поверхностей требует незначительных затрат труда. Серийно выпускаемые разборные теплообменники могут работать с загрязненными рабочими средами при размере твердых включений не более 4 мм. Применение современных материалов для изготовления пластин и прокладок позволяет использовать подобные аппараты в агрессивных средах, например, при охлаждении 98,5 % серной кислоты с температурой 130 - 1400С.

Рисунок 2.21 Схема разборного пластинчатого теплообменника:

1 - неподвижная плита; 2 - гофрированные пластины; 3 - прокладки; 4 - нажимная плита Потоки: I - горячий теплоноситель; II - нагреваемый продукт

Пластины полуразборных теплообменников попарно сварены (или спаяны), и доступ к поверхности теплообмена возможен только со стороны хода одной из рабочих сред. Пластины неразборных теплообменников соединены в теплообменные блоки сваркой или способом пайки в вакуумной печи.

Погружные аппараты. Специфической особенностью аппаратов этого типа является наличие емкости - ящика, в которую погружены теплообменные трубы. В ящике находится охлаждающая среда, например вода. Аппараты этого типа используют в качестве холодильников или конденсаторов-холодильников. Различают змеевиковые и секционные аппараты. Принципиальное устройство однопоточного погружного конденсатора-холодильника показано на рисунке 2.22. Теплообменная поверхность состоит из труб, соединенных при помощи сварки или на фланцах переход из одной трубы в другую осуществлен при помощи двойников. Охлаждаемый поток последовательно проходит трубы, расположенные в данном горизонтальном ряду, затем переходит в трубы следующего ряда и т.д.

При большом расходе охлаждающегося потока для уменьшения гидравлического сопротивления применяют коллекторные змеевиковые холодильники (рисунок 2.23), в которых охлаждаемый поток при помощи специального коллектора разбивается на несколько параллельных потоков. Меньшее гидравлическое сопротивление коллекторного аппарата по сравнению с однопоточным достигается за счет уменьшения скорости потока и длины пути.

К недостаткам аппаратов подобного типа относятся их громоздкость и повышенный расход металла. Кроме того, в ящике велико свободное сечение для прохода воды, вследствие чего скорость движения воды мала и относительно малы коэффициенты теплоотдачи от стенок змеевика к воде.

Рисунок 2.22. Схема однопоточного погружного змеевикового конденсатора-холодильника: Потоки: I - холодная вода; II - пары нефтепродукта; Ш - нагретая вода; IV - охлажденный нефтепродукт

Рисунок 2.23  Схема коллекторного погружного конденсатора-холодильника: Потоки: I - холодная вода; II - пары нефтепродукта; III - нагретая вода; IV - охлажденный нефтепродукт

Оросительные аппараты. Аппараты этого типа применяются в качестве холодильников и конденсаторов. Они представляют собой змеевик, состоящий из соединенных двойниками труб, которые расположены горизонтальными и вертикальными рядами. Чаще всего это коллекторные змеевики (рисунок 2.24). В верхней части аппарата имеется распределительное приспособление для орошения наружной поверхности змеевиков водой. Подобное распределительное устройство выполняется в виде либо желобов, либо специальных распылителей.

Вследствие высокого значения скрытой теплоты испарения воды даже незначительное ее испарение сопровождается отводом большого количества тепла.

Опыт работы оросительных конденсаторов и холодильников показывает, что около 50 % тепла отводится испаряющейся водой. Таким образом, в оросительном холодильнике и конденсаторе расход воды примерно в 2 раза меньше, чем в обычном водяном холодильнике.

К недостаткам таких аппаратов относятся их громоздкость, интенсивная коррозия наружной поверхности труб вследствие воздействия кислорода воздуха и отложение накипи на поверхности труб, особенно усиливающееся при высокой температуре охлаждаемого потока, трудность эксплуатации в зимних условиях.

Рисунок 2.24 Схема оросительного коллекторного конденсатора-холодильника: Потоки: I - охлаждаемый нефтепродукт; II- холодная вода; III - охлажденный нефтепродукт; IV - нагретая вода

Аппараты воздушного охлаждения (АВО). Широкое распространение в промышленности получили аппараты воздушного охлаждения, в которых в качестве охлаждающего агента используется поток атмосферного воздуха, нагнетаемый специально установленными вентиляторами.

Использование аппаратов этого типа позволяет осуществить значительную экономию охлаждающей воды, уменьшить количество сточных вод, исключает необходимость очистки наружной поверхности теплообменных труб. Эти аппараты используются в качестве конденсаторов и холодильников.

Сравнительно низкий коэффициент теплоотдачи со стороны потока воздуха [30 - 90 Вт/(м2-К)], характерный для этих аппаратов, компенсируется значительным оребрением наружной поверхности  труб,   а также сравнительно высокими скоростями движения потока воздуха.

Поперечное оребрение труб (рисунок 2.25) выполняют глубокой спиральной накаткой слоя деформируемого алюминиевого сплава (см. рисунок 2.25, а), завальцовкой алюминиевой ленты в спиральную канавку на трубе (см. рисунок 2.25, б), оберткой трубы алюминиевой лентой, имеющей форму L (см. рисунок 2.25, в) или - двойной ступенчатой L (см. рисунок 2.25, г). В отечественной промышленности наиболее широко применяются биметаллические трубы с накатанным оребрением, у которых в зависимости от коррозионной активности и температуры окружающей среды внутреннюю трубу выполняют из углеродистой или легированной стали либо из латуни.

Рисунок 2.25 Трубы с поперечным оребрением:

а - накатанным; б - завальцованным; в - L-обертка; г - двойная ступенчатая L-обертка; д - накатанным с разрезными ребрами; е - накатанным с разрезными ребрами формы «полуинтеграл»; ж - накатанным с разрезными ребрами зигзагообразной формы; з - накатанным с разрезными ребрами формы «интеграл»

Коэффициент оребрения, равный отношению поверхности оребренной трубы к наружной поверхности гладкой трубы по основанию ребер, изменяется от 5,8 до 22,6.

Повышение тепловой эффективности аппаратов воздушного охлаждения можно обеспечить за счет применения оребренных труб, оснащенных турбулизаторами воздушного потока (рисунок 2.25, д - з). Наличие турбулизаторов прерывает развитие пограничных слоев на боковой поверхности оребрения, обеспечивает возникновение мелких вихрей, проникающих в межреберную полость и увеличивающих интенсивность теплообмена. Например, средняя теплоотдача трубчатого пучка с ребрами «полуинтеграл» и «интеграл» (см. рисунок 2.25, е, з) по сравнению с неразрезными ребрами увеличилась на 22 и 29 % соответственно, при росте гидравлического сопротивления примерно на 60 %.

Аппараты воздушного охлаждения подразделяются на следующие типы: горизонтальные, зигзагообразные, малопоточные, для вязких продуктов, для высоковязких продуктов.

На рисунке 2.26 приведены конструкции аппаратов воздушного охлаждения с расположением трубных секций зигзагообразно, горизонтально и в виде шатра. Размещение трубных секций зигзагообразное и в виде шатра позволяет иметь большую поверхность теплообмена при той же занятой площади.

В конструкциях аппаратов воздушного охлаждения необходимо предусматривать меры для регулирования режима работы в связи с сезонным и суточным изменением температуры воздуха. Работу аппаратов воздушного охлаждения можно регулировать изменением частоты вращения колеса вентилятора; изменением угла наклона лопастей вентилятора; жалюзийными устройствами, дросселирующими поток воздуха; отключением части или всех вентиляторов (в зимнее время года); рециркуляцией части воздуха и дренированием в атмосферу; увлажнением воздуха (в жаркое летнее время) за счет впрыска химически очищенной воды.

Рисунок 2.26. Аппараты воздушного охлаждения: а - зигзагообразный; б - горизонтальный коллекторного типа; в – шатровый; 1 - секция трубная; 2 - жалюзи; 3 - механизм дистанционного поворота жалюзей с пневматическим приводом; 4 - коллектор впрыска химически очищенной воды; 5 - диффузор- 6 – колесо; 7 -металлическая несущая конструкция; 8 - стяжка; 9 - тихоходный электродвигатель; 10 - коллектор подачи природного газа; 11 - электродвигатель; 12 -редуктор

Аппараты воздушного охлаждения размещают на металлоконструкциях, железобетонных опорах или непосредственно на верху ректификационной колонны. В последнем случае обеспечивается меньшее гидравлическое сопротивление для потока паров, поступающих на конденсацию с верха колонны.

Теплообменные аппараты смешения. В теплообменных аппаратах смешения тепло передается от одной среды к другой путем непосредственного контакта теплообменивающихся потоков. Такой метод передачи тепла позволяет значительно сократить расход металла на изготовление аппаратов. Однако применять этот способ можно только в тех случаях, когда допустимо смешение потоков. Например, воду можно нагреть за счет использования тепла водяного пара при их прямом смешении; тепло, выделяемое конденсирующимся паром, непосредственно воспринимается водой.

Непосредственно смешивать теплообменивающиеся потоки можно и в тех случаях, когда они взаимно не реагируют, не растворяются и в дальнейшем хорошо разделяются; такой случай имеет место в бензиновых конденсаторах смешения.

Часто целесообразным является нагрев гранулированного твердого материала (катализатора, адсорбента, теплоносителя и т.д.) при непосредственном контакте его с нагретыми газами и парами.

Теплообменные аппараты смешения классифицируются по следующим основным признакам.

В зависимости от агрегатного состояния смешиваемых потоков теплообмен может осуществляться между средами, находящимися в парообразном (газообразном), жидком или твердом состоянии. Возможны различные случаи - теплообмен между несколькими газами (парами), газом и жидкостью, газом и твердым телом, жидкостью и жидкостью и т.д.

В зависимости от способа смешения потоков оно может быть одно или многоступенчатым при прямоточном или противоточном движении смешивающихся сред.

В зависимости от внутреннего устройства, обеспечивающего смешение, аппараты могут быть со специальными распыливающими и распределительными устройствами; каскадные, снабженные специальными полками или перегородками (способствующими смешению); насадочные, в которых контакт происходит в основном на поверхности насадки.

К теплообменным аппаратам смешения относятся барометрические конденсаторы вакуумных колонн, предназначенные для конденсации водяных паров с целью уменьшения нагрузки вакуумсоздающего оборудования (вакуум-насосов, эжекторов). Схему включения и принципиальное устройство барометрического конденсатора рассмотрим на примере полочного конденсатора (рисунок 2.27). В барометрический конденсатор поступает смесь газов и паров, состоящая из воздуха, продуктов разложения нефтяного сырья, водяных паров (которые были поданы в ректификационную колонну для технологических целей) и. относительно небольшого количества нефтяных паров. Для конденсации и охлаждения этой смеси подается холодная вода, стекающая по перфорированным полкам при большом числе струй. Воздух в барометрический конденсатор попадает через неплотности аппаратуры и трубопроводов, находящихся под вакуумом, частично вместе с водяным паром, а также вследствие частичной деаэрации воды, поступающей в конденсатор.

Рисунок 2.27 Схема барометрического конденсатора: 1 - колодец; 2 -барометрическая труба; 3 - корпус конденсатора; 4 - распределительные полки. Потоки: I - холодная вода; II - пары и газы к вакуумсоздающему оборудованию; III - смесь паров и газов; IV - нагретая вода

Полки занимают около 2/3 сечения конденсатора и размещаются таким образом, что струи с вышележащих полок попадают на нижележащие. Часть воды проходит через отверстия в полках, часть перетекает через боковые поперечные планки полок, образуя на них определенный уровень воды.

Охлаждаемая газопаровая смесь, поднимаясь снизу вверх, встречает на своем пути большое число струй, а также водяную завесу. Таким образом, в барометрическом конденсаторе создается большая поверхность контакта охлаждаемой смеси с водой. В результате газопаровая смесь охлаждается, а содержащиеся в ней водяные и нефтяные пары в большей своей части конденсируются.

Конденсат вместе с охлаждающей водой стекает по барометрической трубе в приемный колодец. Чем ниже температура воды, поступающей в конденсатор, тем ниже температура газов, уходящих с верха конденсатора, и тем меньше количество водяных паров, уходящих вместе с газами.

Барометрический конденсатор должен быть установлен на высоте H, обеспечивающей непрерывный сток воды через барометрическую трубу в колодец для предотвращения заполнения конденсатора водой. Высота Н0 уравновешивает в статическом состоянии разность между атмосферным давлением и давлением в барометрическом конденсаторе. С учетом потери напора при движении жидкости в барометрической трубе H1 и запаса высоты H2 на случай колебания режима работы конденсатора можно определить высоту установки конденсатора H.

Применяют барометрические конденсаторы различных конструкций, различающиеся по устройствам приспособлений для распределения воды. Чаще всего используются аппараты полочного типа; обычно устанавливают 4-7 полок с диаметром отверстий 1 - 7 мм.

В связи с широким распространением в нефтеперерабатывающей промышленности контактных процессов (каталитический крекинг, коксование, каталитическая переработка газов, адсорбционная очистка) широко распространены процессы теплообмена непосредственным смешением паров или жидкости при контакте с твердым материалом.

Процессы теплообмена смешением газопаровых или жидких потоков с твердым материалом могут быть классифицированы по следующим основным признакам.

1.  Теплообмен со стационарным и нестационарным потоками тепла. При стационарном потоке тепла температурный режим в любых сечениях теплообменивающихся сред не меняется во времени. При нестационарном потоке тепла, имеющем место в случае периодического нагрева или охлаждения твердого материала, температурный режим с течением времени меняется.

2.  Теплообмен в противотоке,   прямотоке и при однократном  смешении.

3.  Теплообмен в движущемся слое. В зависимости от характера движения твердой фазы различают теплообмен в движущемся сплошном слое, в слое пересыпающихся или падающих частиц, в псевдоожиженном слое твердых частиц, в процессе пневмотранспорта.

Примером теплообмена смешением при прямотоке является нагрев воздуха катализатором в процессе его транспортирования на установке каталитического крекинга. В этом случае воздух, необходимый для регенерации катализатора, нагревается при непосредственном смешении с катализатором и используется для перемещения катализатора из реактора в регенератор.

Таким же способом на установках каталитического крекинга часто нагревают и испаряют исходное сырье. В транспортный стояк сырье подается в жидком или парообразном состоянии, при смешении с катализатором оно испаряется и нагревается. В этом случае пары сырья являются транспортирующим агентом.

Благодаря перемешиванию и большой поверхности частиц теплообмен в слое происходит весьма интенсивно и температуры во всем объеме слоя близки между собой.

Тепловые процессы в трубчатых печах. Назначение, типы и классификация трубчатых печей. Трубчатая печь служит для нагрева нефти и нефтепродуктов теплом продуктов сгорания топлива в камере печи. В трубчатой печи нагреваемое сырье движется в трубах змеевика, а горячие продукты сгорания омывают трубы снаружи.

Современная трубчатая печь имеет обычно две камеры: радиантную, в которой сгорает топливо и тепло передается трубам в основном излучением от нагретых продуктов сгорания и кладки стен, и конвекционную, в которой тепло трубам передается главным образом при соприкосновении горячих продуктов сгорания с трубами.

Нагреваемое сырье последовательно проходит трубы конвекционной и радиантной камер печи. Температура продуктов сгорания на выходе из радиантной камеры достаточно высока (600-9000С). Тепло этих газов может быть эффективно использовано для начального нагрева сырья в конвекционных трубах, получения перегретого водяного пара и подогрева воздуха для сжигания топлива.

Компактность конструкции, большая тепловая мощность, малая задержка продукта и связанная с этим меньшая пожарная опасность, простота обслуживания и другие показатели обусловили широкое применение трубчатых печей на предприятиях нефтегазоперерабатывающей и нефтехимической промышленности. Трубчатые печи используются в качестве нагревателей, реакционных аппаратов, обеспечивают требуемую долю отгона сырья и т. п. При сравнительно незначительных конструктивных модификациях трубчатые печи можно использовать для самых различных технологических процессов.

По способу передачи тепла потоку сырья трубчатые печи можно разделить на три  группы: конвекционные, радиантно - конвекционные и радиантные.                                                                        

В конвекционных печах тепло передается при соприкосновении дымовых газов с трубами, по которым прокачивается сырье. Радиацией передается примерно 20 - 30% общего количества тепла (излучением горячих дымовых газов, омывающих трубы). Топка вынесена отдельно и не имеет трубных экранов. Печи-этого типа применяют в тех случаях, когда требуется обеспечить мягкие условия нагрева сырья.

В печах радиантно - конвекционного типа 40 - 60% всего тепла, передается радиацией, а остальная часть — конвекцией. Печи этого типа наиболее широко применяют в промышленности. В радиантных печах основная доля всего тепла передается излучением. Камера конвекции имеет вспомогательное значение. Печи этого типа наиболее компактны, но работают с более высокой температурой уходящих продуктов сгорания, что несколько ухудшает их экономические показатели.

По технологическому назначению различают нагревательные и реакционные трубчатые печи. Нагревательные печи служат для нагрева и испарения сырья. Печи этого типа можно загружать однофазным сырьем, если его необходимо только нагреть, или двухфазным, если сырье не только нагревается, но и частично или полностью испаряется. Однако при этом состав смеси не изменяется. В реакционных трубчатых печах сырье не только нагревается до определенной температуры, но и подвергается коренным превращениям, приводящим к изменению состава исходного сырья (печи пиролиза, дегидрирования, замедленного коксования и др.).

По конструктивным признакам различают печи коробчатые и цилиндрические, с наклонным сводом и вертикальные. По числу камер радиации различают одно-, двух- и многокамерные печи. Трубы могут быть расположены и горизонтально. В зависимости от места расположения трубные экраны называют потолочными, боковыми, подовыми, а в зависимости от направления подвода тепла излучением - одно- и двустороннего облучения.

Расчет теплообменных аппаратов. При проектировании теплообменников и их тепловой расчет сводится к определению необходимой поверхности теплообмена F при известных расходах, начальной и конечной температурах теплоносителей.

Для действующих теплообменных аппаратов выполняют поверочные тепловые расчеты, в которых возможная производительность аппарата сопоставляется с фактической и определяются условия, соответствующие оптимальному режиму работы теплообменника. Ниже рассмотрена общая методика технологических расчетов при проектировании теплообменников.

Тепловые расчеты производят совместно с гидравлическими и конструктивными и на основе всех этих расчетов подбирают наиболее подходящие стандартные или нормализованные конструкции теплообменных аппаратов. Выбранная конструкция должна быть по возможности оптимальной – сочетающей интенсивный теплообмен с низкой стоимостью, надежностью дешевизной и удобством эксплуатации.

До проведения собственно расчета трубчатых теплообменников следует установить целесообразность направления одного из теплоносителей в трубное, а другого - в межтрубное пространство аппарата. Выбор пространства для движения теплоносителя в поверхностном теплообменнике любого типа производят, исходя из необходимости улучшить условия теплоотдачи со стороны теплоносителя с большим термическим сопротивлением. Поэтому жидкость (или газ), расход которой меньше или которая обладает большей вязкостью, рекомендуется направлять в то пространство, где ее скорость будет выше, например в трубное, а не в межтрубное пространство одноходового кожухотрубчатого теплообменника. В трубное пространство целесообразно направлять также теплоносители, содержащие твердые взвеси и загрязнения, с тем чтобы облегчить очистку поверхности теплообмена; теплоносители, находящиеся под избыточным давлением (по соображениям механической прочности аппарата), и, наконец, химически активные вещества, так как в этом случае для изготовления корпуса теплообменника не требуется дорогого коррозионностойкого материала. Следует учитывать также, что при направлении нагревающего теплоносителя в трубы уменьшаются потери тепла в окружающую среду.

Принимая направление взаимного движения теплоносителей, учитывают и преимущество противотока при теплообмене без изменения агрегатного состояния, а также целесообразность совпадения направлений вынужденного и свободного движения теплоносителя (например, при движении нагреваемой среды снизу вверх.

Скорости теплоносителей в выбранном аппарате должны обеспечивать благоприятное сочетание интенсивного переноса тепла и умеренного расхода энергии на перемещение теплоносителя. При этом желательно, чтобы теплообмен происходил в условиях турбулентного режима течения теплоносителей при развитом турбулентном движении (Re ≥ 104) или близком к нему.

Тепловой расчет проектируемого теплообменника производят в следующей последовательности.

Определение тепловой нагрузки и расхода теплоносителей. Тепловую нагрузку находят по уравнениям теплового баланса:

                                                             (2.28)

или, в случае изменения агрегатного состояния одного или обоих теплоносителей, по уравнению:

                                 (2.29) Из уравнений (2.28) и (2.29) определяют также расходы теплоносителей. Если же их расходы заданы, то, пользуясь теми же уравнениями, находят обычно неизвестную в этом случае конечную температуру одного из теплоносителей. Когда неизвестны конечные температуры обоих теплоносителей, то ими задаются, принимая во внимание, что разность температур между теплоносителями на конце теплообменника должна быть практически не менее 3-50С. Наиболее желателен выбор оптимального значения конечной температуры на основе технико-экономического расчета.

Определение средней разности температур и средних температур теплоносителей. В общем случае средняя разность температур равна разности средних температур теплоносителей

                                                                                      (2.30)

причем средняя температура каждого из теплоносителей может быть определена по формуле

                                                                                 (2.31) где t – текущая температура теплоносителя.

Таким обратим, для пользования равенствам (2.30) необходимо знать закономерности изменения температур теплоносителей вдоль поверхности теплообмена, что ограничивает возможности применения этого уравнения для расчетов.

При противотоке и прямотоке среднюю разность температур определяют как среднеарифметическую.

В расчетной практике рекомендуется при противотоке среднюю температуру теплоносителя с меньшим перепадом температур по длине аппарата определять как среднеарифметическую, а среднюю температуру другого теплоносителя находить по известной величине ∆tср, пользуясь соотношением (2.30).

Определение коэффициента теплопередачи и поверхности теплообмена. Для определения коэффициента теплопередачи К необходимо предварительно рассчитать коэффициенты теплоотдачи α1 и α2 по обе стороны стенки, разделяющей обменивающиеся теплом среды, а также термическое сопротивление самой стенки, на которой в процессе эксплуатации теплообменника обычно образуется (с одной или двух сторон) слой загрязнений.

Для вычисления α часто бывает необходимо знать температуру стенки tст (0С) или удельную тепловую нагрузку q [вт/(м2∙ч)] значения которых, в свою очередь, зависят от определяемого значения α. В таких случаях коэффициенты теплоотдачи обычно рассчитывают методом последовательных приближений: значениями tст и q задаются и после определения значения коэффициента теплопередачи К проверяют (см. ниже).

Термические сопротивления стенки и загрязнений находят в зависимости от толщины собственно стенки  и толщины  слоя   загрязнений  (по практическим данным), а также от значений коэффициентов теплопроводности материала стенки и загрязнений.

Когда перенос тепла происходит через плоскую стенку, коэффициент теплопередачи определяется по уравнению:

                                                                              (2.32)

где   - сумма термических сопротивлений собственно стенки и загрязнений.

Для тонкой цилиндрической стенки К также рассчитывают по уравнению (2.32).

Получив значение К, проверяют предварительно принятые значения tст и q и, в случае недостаточно удовлетворительного совпадения принятого и расчетного значений, производят пересчет, задаваясь новым значением tcт или q.

Определив К, находят поверхность теплообмена по общему уравнению теплопередачи:

                                                                                            (2.33) Конструктивный расчет производят после теплового расчета теплообменника. Для кожухотрубчатых аппаратов он сводится к определению числа или длины труб, размещению их в трубной решетке (с учетом числа ходов) к нахождению основных размеров (диаметра и высоты) аппарата. При конструктивном расчете определяют также диаметры патрубков штуцеров теплообменника. 

Число труб п и длина l каждой трубы связаны между собой зависимостью

                                                                                               (2.34)

где dp - расчетный диаметр трубы.

Из выражения (2.34) находят необходимую длину труб, которую округляют обычно до ближайшей большей величины по стандарту или нормали.

Внутренний диаметр кожухотрубчатого теплообменника рассчитывают по формуле

                                                                        (2.35)

 s - шаг между трубами (s = 1,2 – 1,5dН, b = (- 1) - число труб, размещаемы по диагонали наибольшего шестиугольника при шахматном расположении труб (а - число труб на стороне наибольшего шестиугольника);  dH - наружный диаметр трубы

Диаметры патрубков штуцеров теплообменника определяют из уравнения расхода.

Конструктивный расчет змеевиковых теплообменников включает определение общей длины, числа витков и высоты змеевика.

Принимая диаметр витка змеевика dзм и расстояние между витками по вертикали h, находят длину одного витка змеевика как винтовой линии по формуле

                                                                         (2.36)

Величиной h можно пренебречь, так расстояние между витками h принимают

равным   1,5 - 2  диаметрам  змеевика. 

При числе витков п общая длина змеевика L = nπdзм, откуда 

                                                                                               (2.37)

 Расчетное число витков округляют до целого числа. Общая высота змеевика (по осям крайних труб) Н = nh.

Для прямых змеевиков с поверхностью теплообмена F общая длина змеевика

                                                                                                (2.38)

где dp  - расчетный диаметр трубы змеевика.

Змеевик обычно состоит из нескольких параллельных секций. Зная расход жидкости Vсек и принимая ее скорость w в трубе змеевика, определяют число секций

                                                                                            (2.39)

Соответственно длина одной секции змеевика    lL/m.

 Гидравлический расчет теплообменников.  Гидравлическое   сопротивление теплообменников находят по общей формуле:

                                                                     (2.40)

с учетом потери напора на трения и местные сопротивления.                                                                                                                                                                                                                                                                                                                                                                                                                                

 Вопросы для самопроверки

1. Сопоставьте элементные теплообменники и двухтрубные с кожухотрубчатыми?

2. Что представляют собой теплообменники с плоской поверхностью теплообмена?

3. В чем заключается работа аппарата воздушного охлаждения?

4. Опишите конструкции теплообменных аппаратов, раскройте их достоинства и недостатки?

5. Перечислите достоинства и недостатки охлаждения горячих теплоносителей водой и воздухом. До каких температур можно охлаждающими этими агентами горячий теплоноситель?

6. В чем заключается типовой расчет теплообменника?

 ЛЕКЦИЯ 4

Однокорпусное выпаривание. Температура кипения раствора и температурные потери. Многокорпусное выпаривание. Конструкция выпарных аппаратов.    

Основные понятия. Способы выпаривания

Выпаривание — это процесс концентрирования растворов твердых нелетучих веществ путем удаления жидкого растворителя в виде паров. Сущность выпаривания заключается в переводе растворителя в парообразное состояние и отводе полученного пара  от оставшегося сконцентрированного раствора. Выпаривание обычно проводят при кипении, т.е. в условиях, когда давление пара над раствором равно давлению в рабочем объеме аппарата.

Различают следующие основные способы выпаривания:

•  простое (однокорпусное), проводимое в непрерывном или периодическом режиме;

•  многократное (многокорпусное), осуществляемое только в непрерывном режиме;

•  с применением теплового насоса.

Все перечисленные способы выпаривания в зависимости от параметров греющего пара и свойств выпариваемых растворов реализуют как под давлением, так и в вакууме.

Простое выпаривание. Этот процесс осуществляют на установках небольшой производительности. Его проведение в периодическом режиме возможно с одновременной или порционной загрузкой исходного раствора.

Схема однокорпусной выпарной установки непрерывного действия представлена на рисунок 2.28. Аппарат состоит из сепаратора 7 и теплообменника 2 Греющий пар поступает в межтрубное пространство. Исходный раствор, подаваемый в аппарат, воспринимает теплоту греющего пара, и растворитель испаряется.

Рисунок 2.28 Схема однокорпусной выпарной установки непрерывного действия: 1 - сепаратор; 2 - теплообменник

Образовавшийся вторичный пар и инертные газы освобождаются от брызг жидкости в сепараторе и отводятся через верхнюю часть аппарата. Упаренный раствор отбирается из штуцера, расположенного в нижней части аппарата.

Материальный баланс простого выпаривания может быть выражен двумя способами:

1)  общий материальный баланс выпарного аппарата - с помощью уравнения

GH=GK+W,                                                                                          (2.41)

где Gн, GK - массовый расход соответственно исходного и упаренного растворов, кг/с; W - массовый расход вторичного пара или выпариваемой воды, кг/с;

2)  материальный баланс по сухому веществу, находящемуся в растворе, - с помощью уравнения

                                                                                       (2.42)

где  - массовые доли растворенного вещества соответственно в исходном и упаренном растворах.

Из уравнений (2.41) и (2.42) найдем массовый расход выпариваемой воды:

                                                                               (2.43) Уравнение теплового баланса имеет вид

                                       (2.44)

где Gгр - массовый расход греющего пара, кг/с; Iгр, Iвт, Iконд - удельная энтальпия греющего пара, вторичного пара и конденсата, Дж/кг; сн, ск - удельная теплоемкость исходного и конечного растворов, Дж/(кг∙К); Tн, Тк - температура исходного раствора на входе в аппарат и конечного на выходе из него, К; Qп - потери теплоты в окружающую среду, Вт.

Под энтальпией (теплосодержанием) понимают сумму внутренней энергии и потенциальной энергии давления.

С учетом того, что удельная теплота конденсации пара

,

уравнение (2.43) позволяет определить массовый расход греющего пара. Расчет показывает, что для удаления 1 кг влаги из раствора может потребоваться 1,1... 1,2 кг греющего пара.

Площадь поверхности нагрева выпарного аппарата согласно основному уравнению теплопередачи (2.33) записывается в виде

,

где применительно к процессу выпаривания ∆Т - полезная разность температур, т.е. разность температуры греющего пара и температуры кипения раствора в выпарных установках. Значение ∆Т определяется по общей разности температур и температурным потерям (депрессиям).

Общей разностью температур в выпарных установках называют разность температур греющего пара Тгр и вторичного пара Твт:

                                                                    (2.45) 

Полезная разность температур меньше общей на величину температурных потерь Σ∆ (депрессий):

                                                                                   (2.46) 

Различают три вида депрессий: температурную (физико-химическую), гидростатическую и гидравлическую.

Так как давление пара растворителя над раствором всегда ниже, чем над чистым растворителем, температура кипения раствора выше температуры кипения чистого растворителя при том же давлении. Например, в условиях, когда давление равно атмосферному, вода кипит при температуре 1000С, а 30%-ный раствор NaOH - при 1170С. Такая разность температур кипения раствора и чистого растворителя называется температурной депрессией ∆'.

Значение температурной депрессии, зависящее от свойств растворенного вещества и растворителя, повышается с увеличением концентрации раствора и давления. Определить значение ∆' можно опытным путем.

Большинство опытных данных относится к температурной депрессии ∆׳атм при атмосферном давлении. Если известна величина׳атм, К, то можно найти депрессию ∆', К, и при другом давлении по приближенной формуле Тищенко:

,

где Т - абсолютная температура кипения, К; r - удельная теплота испарения, Дж/кг, воды при данном давлении.

Повышение температуры кипения раствора обусловлено также гидростатической и гидравлической депрессиями.

Гидростатическая депрессия ∆" вызывается тем, что нижние слои жидкости в аппарате закипают при более высокой температуре, чем верхние (вследствие гидростатического давления верхних слоев).

Гидравлическая депрессия ׳׳׳ учитывает понижение давления в аппарате вследствие гидравлических потерь при прохождении вторичного пара через ловушку и выходной трубопровод. При расчетах полагают, что ∆'" = 1 К. 

Общая депрессия

Σ∆=∆׳+׳׳+׳׳׳.                                                                                    (2.47)

Проведение выпаривания в вакууме в большинстве случаев играет положительную роль: снижается температура кипения раствора, а это позволяет применять для нагревания выпарного аппарата пар низкого давления, который относится к тепловым отходам, образующимся при осуществлении других процессов.

Многократное выпаривание. Сущность этого способа выпаривания состоит в том, что его проводят в нескольких последовательно соединенных аппаратах, давление в которых поддерживают на таком уровне, чтобы вторичный пар предыдущего аппарата мог быть использован как греющий пар в последующем аппарате. Очевидно, что многократное выпаривание позволяет сократить расход теплоты на проведение процесса приблизительно пропорционально числу последовательно соединенных аппаратов (числу корпусов). Установки для многократного выпаривания всегда имеют несколько корпусов и поэтому называются многокорпусными.

Многокорпусные выпарные установки могут быть прямоточными, противоточными и комбинированными.

Схема прямоточной многокорпусной выпарной установки приведена на рисунке 2.29. Исходный раствор подают в корпус 1, далее он поступает в корпуса 2 и 3, а затем удаляется из корпуса 3 в виде готового продукта. Давление в установке уменьшается в направлении от корпуса 1 к корпусу 3, что обеспечивает перемещение раствора самотеком под действием перепада давлений.

Греющий пар перемещается в том же направлении, что и раствор: свежий пар вводится в корпус 1, а образовавшийся в этом корпусе вторичный пар направляется в качестве греющего пара в корпус 2. Образовавшийся в корпусе 2 вторичный пар применяется для обогрева корпуса 3, а вторичный пар из корпуса 3 поступает для конденсации в барометрический конденсатор 4.

Очевидным достоинством прямоточной схемы выпаривания является возможность перемещения раствора из корпуса в корпус без помощи насосов. К недостаткам этой схемы относится резкое снижение коэффициента теплопередачи от корпуса к корпусу.

Рисунок 2.29 Схема прямоточной многокорпусной выпарной установки: 1-3 -корпуса; 4 - барометрический конденсатор

Рисунок 2.30 Схема противоточной многокорпусной выпарной установки: 1 - 3 - корпуса; 4 - барометрический конденсатор; 5 - 7 - насосы

Схема противоточной многокорпусной выпарной установки представлена на рисунке 2.30 Свежий греющий пар поступает в корпус 1, а вторичный пар уже в качестве греющего пара перемещается от корпуса 1 к корпусу 3. Выпариваемый раствор вводится в корпус 3, перемещается в установке в направлении от корпуса 3 к корпусу 1 и отбирается из корпуса 1. Поскольку давление в каждом последующем корпусе меньше, чем в предыдущем, для перемещения раствора используются насосы 5 - 7.

Преимуществом противоточной схемы выпаривания перед прямоточной является потребность в меньшей поверхности теплообмена, а недостатком -необходимость применения насосов для перекачивания растворов.

Общий массовый расход воды, выпариваемой в многокорпусной установке,

W= W1+ W2 + W3 + ...

Очевидно, что увеличение числа корпусов ограничено вследствие уменьшения полезной разности температур, значения которых при этом возрастают. Оптимальное число корпусов установок многократного выпаривания, при определении которого принимаются во внимание и экономические соображения, составляет 3 - 4.

Конструкции выпарных аппаратов. Конструкции выпарных аппаратов отличаются друг от друга расположением, видом, конфигурацией и компоновкой поверхности нагрева, родом теплоносителей, взаимным расположением рабочих сред, кратностью и режимом циркуляции.

В зависимости от характера движения кипящей жидкости различают выпарные аппараты с естественной и принудительной циркуляцией, а также пленочные аппараты.

Выпарные аппараты с естественной циркуляцией. Ранее (см. рисунок 2.28) была рассмотрена конструкция выпарного аппарата с центральной циркуляционной трубой. Диаметр этой трубы значительно больше диаметра кипятильных труб, поэтому содержащийся в ней раствор нагревается менее интенсивно, чем в кипятильных трубах. Вес столба жидкости в циркуляционной трубе больше, чем в кипятильных трубах. Вследствие этого происходит упорядоченное движение (циркуляция) кипящей жидкости, благодаря чему повышается ее коэффициент теплоотдачи и уменьшается вероятность образования накипи на поверхности труб. Аппарат с центральной циркуляционной трубой отличается простотой конструкции. В то же время наличие обогреваемой центральной циркуляционной трубы снижает интенсивность циркуляции.

Для выпаривания кристаллизующихся и пенящихся растворов широко применяются выпарные аппараты с выносным кипятильником. В этом случае трубы кипятильника могут иметь значительную длину (до 6 м), что способствует интенсивной циркуляции.

Выпарные аппараты с принудительной циркуляцией. Для повышения интенсивности циркуляции и увеличения коэффициента теплопередачи между греющим паром и раствором используют аппараты с принудительной циркуляцией раствора. На рисунке 2.31 показан аппарат, греющая камера 1 которого снабжена наружной циркуляционной трубой 3. Циркуляция жидкости обеспечивается насосом 2. Поддерживаемый уровень жидкости несколько ниже верхнего среза кипятильных труб.

Достоинством аппаратов с принудительной циркуляцией являются более высокие значения коэффициента теплопередачи, а недостатком - необходимость в дополнительных затратах энергии на обеспечение работы насоса.

Пленочные выпарные аппараты. В выпарных аппаратах с пленочным движением раствора (рисунок 2.32) исходный раствор подается снизу, причем его уровень должен поддерживаться на высоте нижнего среза трубного пучка. Труба заполнена парожидкостной смесью; на внутренней поверхности трубок образуется пленка жидкости, а в центре - пар. Под действием силы трения жидкая пленка увлекается струей пара вверх по трубе, поэтому такие аппараты часто называют аппаратами с поднимающейся пленкой. В пленочных выпарных аппаратах достигается высокое значение коэффициента теплопередачи. Они применяются для выпаривания пенящихся растворов, а также растворов, чувствительных к высокой температуре, но не пригодны для выпаривания очень вязких и кристаллизующихся растворов.

Рисунок 2.31 Выпарной аппарат с принудительной циркуляцией:

1 - греющая камера; 2 - насос; 3 - циркуляционная труба; 4 -сепаратор

Рисунок 2.32 Пленочный выпарной аппарат: 1 - сепаратор; 2 - кипятильник

Вопросы для самопроверки

1. Что называется процессом выпаривания?

2. Как осуществляется выпаривание в однокорпусной установке?

3. Напишите уравнения материального и теплового баланса простого вышаривания.

4. Как определяются общая и полезная разности температур?

5. Опишите устройство и принцип действия многокорпусных выпарных установок.

6.  По каким признакам различаются конструкции выпарных аппаратов?

Модуль II.    МАССООБМЕННЫЕ  ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ

ЛЕКЦИЯ 5

Основы массообмена. Способы выражения состава фаз. Равновесие между фазами. Основное уравнение массопередачи. Средняя движущая сила процесса массопередачи. Число единиц переноса. Число теоретических ступеней контакта.

Массообменные, или диффузионные, процессы связаны с переходом компонентов из одной фазы в другую, в результате чего происходит их разделение. Движущей силой массообменных процессов является разность концентраций, или градиент концентраций, а скорость процесса определяется скоростью перехода вещества из одной фазы в другую, т. е. скоростью массопередачи, или скоростью диффузии.

Массообменные процессы обратимы, т. е. направление переноса компонентов смеси может изменяться в зависимости от рабочих условий (давления, температуры) и свойств разделяемой смеси. Перенос вещества прекращается при достижении состояния равновесия между фазами. К массообменным процессам относятся перегонка, ректификация, абсорбция, экстракция, адсорбция, сушка.

Перегонка - процесс разделения жидких (газовых, паровых) смесей путем испарения (конденсации) части исходной жидкой (газовой, паровой) смеси. Перегонка реализуется при наличию паровой (газовой) и жидкой фаз в системе.

Ректификация - процесс разделения жидких смесей на отдельные компоненты или их смеси (фракции) путем взаимодействия потоков пара и жидкости. При ректификации всегда существуют две фазы— жидкая и паровая.

Абсорбция - процесс избирательного поглощения компонентов газовой (паровой) смеси жидким поглотителем — абсорбентом. Таким образом, в процессе абсорбции участвуют газовая и жидкая фазы.

Экстракция - процесс избирательного извлечения компонентов из жидкой смеси (или из твердого вещества) другой жидкостью (избирательным или селективным растворителем). Наиболее часто процесс экстракции осуществляется при взаимодействии двух жидких фаз.

Адсорбция - процесс избирательного поглощения компонентов газовой, паровой или жидкой смеси твердым поглотителем-адсорбентом.

Сушка - процесс удаления жидкости (в частности, влаги) из твердых материалов за счет ее испарения. В этом процессе участвуют пропитанный жидкостью твердый материал и паровая фаза.

Поскольку в процессах массообмена участвуют две фазы, всегда имеется граница раздела фаз, через которую происходит массообмен.

Массообменные процессы широко используют при переработке нефти и газа. Так, ректификацией из нефти получают бензин, керосин, дизельное топливо, мазут, масляные фракции, разделяют природные и нефтяные газы, выделяют ароматические углеводороды, ксилолы, этилбензол и др.

Способы выражения состава фаз. Для характеристики фазы необходимо знать ее количественный состав, т. е. содержание тех или иных компонентов.

Поскольку в процессах массообмена участвуют две фазы, относительное содержание компонента с номером i в одной фазе (например, в жидкой) будем обозначать через xi, а в другой фазе (например, в паровой) - уi,. Если масса всей фазы g, а содержащихся в ней компонентов gi,  i= 1, 2,..., п, где п - число компонентов смеси, то массовые доли компонентов (массовые концентрации) будут равны:

                                                                                          (2.48)

Очевидно, что

                                                                                         (2.49)

Аналогично для второй фазы

                                                                                       (2.50)                                                                   

                                                                                        (2.51) 

При рассмотрении уравнений материальных балансов совместно с уравнениями равновесия фаз необходимо пользоваться не массовыми, а мольными долями компонентов,  т. е.

                                                                               (2.52)

                                                                                        (2.53)

Соответствующие выражения можно записать и для второй фазы (относительные мольные доли или концентрации ). Очевидно, что число молей i-го компонента

                                                                                               (2.54) 

где Мi - масса 1 моля i-го компонента.

Между массовыми и мольными долями существует вполне определенная взаимосвязь. Если принять во внимание выражение (2.54), то

                                                                                           (2.55)

Аналогично

                                                                                (2.56)

Знаменатель этой формулы представляет собой среднюю молекулярную массу смеси:

                                                                                            (2.57)

Из уравнений (2.57) и (2.55) можно получить также следующее соотношение:

                                                                                             (2.58)

В расчетах массообменных процессов могут применяться также объемные доли и объемные концентрации. Объемная доля υi - отношение объема компонента в смеси к общему объему смеси V

                                                                                           (1.59)

                                                                                      (2.60)

Объемные доли применяют в тех случаях, когда при смешении не происходит изменения объема компонентов (например, жидких, при экстракции). Объемной концентрацией сi- называют массу компонента в 1 м3 смеси, т. е.

                                                                                        (2.61) 

Единица измерения объемной концентрации - кг/м3.

Если просуммировать объемные концентрации всех компонентов, то получим массу смеси в единице ее объема, т. е, плотность смеси рсм:

                                                                    (2.62)

Из выражения   (2.61)  можно получить следующее соотношение:

                                                                    (2.63)

Если в уравнении (2.63) заменить

                                                                                    (2.64)

Просуммировав обе части последнего равенства по всем компонентам, получим также соотношение

                                                                                               (2.65)

При расчетах массообменных процессов могут применяться, и другие характеристики состава смеси: содержание компонентов относительно одного из них, содержание компонентов на единицу массы (объема) растворителя.

Равновесие между фазами. Перенос вещества между фазами обусловлен разностью концентраций компонента в контактирующих фазах. При этом между фазами отсутствует равновесие. В результате массообмена концентрация каждого компонента в обеих фазах изменяется, и в конечном итоге наступает состояние равновесия, которое следует понимать так, что обмен между фазами не прекращается, однако скорости перехода компонентов из одной фазы в другую выравниваются. Это проявляется внешне в том, что все характеристики обеих фаз остаются сколь угодно долго неизменными. В состоянии равновесия между концентрациями любого компонента смеси в обеих фазах имеется определенная зависимость.

Так, если в фазе L концентрация какого-то компонента x/i, а в фазе G концентрация yi, то в состоянии равновесия

                                                                                                (2.66) 

Соответственно

                                                                                                (2.67)

Соотношение между фактической концентрацией и равновесной позволяет судить о направлении процесса. Если фактическая концентрация компонента в фазе G больше равновесной (у' >у*), то данный компонент будет переходить из фазы G в фазу L.  Если имеет место обратное соотношение, то переход вещества происходит из фазы L в фазу G. В зависимости от процесса и участвующих в нем веществ определяется конкретный вид уравнений (2.66) и (2.67).

Основные законы процесса межфазного массообмена. Схема переноса вещества между фазами представлена на рисунке 2.33. Пусть в фазе G концентрация у рассматриваемого компонента больше равновесной, т. е. компонент переходит из фазы G в фазу L. Скорость переноса вещества равна М. Интересующий нас компонент должен быть перенесен к границе раздела фаз, чтобы происходил процесс массообмена между фазами. Перенос вещества к границе раздела фаз осуществляется: а) конвективной диффузией, т. е. в результате движения частиц данной фазы, и б) молекулярной диффузией, т. е. в результате движения молекул через слой данной фазы.

Рисунок 2.33 Схема процесса массообмена между двумя фазами

Поэтому в каждой фазе различают ядро, т. е. основную часть потока данной фазы, в котором перенос вещества происходит главным образом конвективной диффузией, и пограничные слои толщиной δG и δL, примыкающие к границе раздела фаз. Здесь массоперенос обеспечивается в основном молекулярной диффузией, роль которой увеличивается по мере приближения к границе раздела фаз. Толщина пограничного слоя зависит от скорости движения фаз.

Поскольку в ядре потока частицы вещества интенсивно перемешиваются, считают, что в пределах ядра потока концентрации не изменяются, а изменение концентраций в                       каждой фазе происходит   в   пределах пограничного слоя. На границе раздела фаз устанавливаются концентрации yгр со стороны фазы G и xгр со стороны фазы L. В случае установившегося процесса принято считать, что yгр и xгр  находятся в равновесии.

Основное уравнение массопередачи. Скорость переноса вещества из одной фазы в другую пропорциональна движущей силе процесса Δ, характеризующей степень отклонения системы от состояния равновесия, и поверхности контакта фаз dF. Следовательно,

                                                                                             (2.68)

где K — коэффициент массопередачи.

Коэффициент массопередачи характеризует массу вещества, переходящего из одной фазы в другую в единицу времени через единицу поверхности контакта фаз при движущей силе процесса, равной единице. Нижний индекс Δ у К характеризует способ выражения движущей силы процесса ∆, которая может быть выражена в любых единицах. Однако независимо от этого ∆ = с*- с, где с - фактическая концентрация в ядре потока одной из фаз; с* - равновесная концентрация в той же фазе. Если с>с*, то ∆ = с - с*.

Для процессов массообмена, протекающих в газовой фазе (например, абсорбция), движущую силу можно выразить так: же через разность парциальных давлений компонента в газе р и при равновесии р*, т. е.

∆ = р - р*.

Выражение размерности K и вид уравнения для его расчета зависят от способа выражения движущей силы процесса. Иногда используют объемный коэффициент массопередачи, относя количество переданной массы к единице объема аппарата или контактной зоны. В этом случае уравнение массопередачи записывают в виде:

                                                                        (2.69)

где f - поверхность контакта фаз в единице объема аппарата или контактной зоны, м23.

Объемный коэффициент массопередачи равен

                                                                                                 (2.70)

Средняя движущая сила процесса массопередачи. Вдоль поверхности контакта фаз движущая сила обычно изменяется, поэтому при расчетах массообменных процессов необходимо пользоваться средним значением движущей силы. На  рисунке 1.34 дана схема, поясняющая изменение концентраций и движущей силы вдоль поверхности контакта фаз. Когда равновесная и рабочая линии являются прямыми, среднюю движущую силу процесса массопереноса определяют как среднелогарифмическую:

                                                                                            (2.71) 

где ∆н и ∆к - движущие силы в начале и в конце процесса.

Рисунок 2.34 Изменение концентраций вдоль поверхности контакта фаз:

а - прямоток; б - противоток

Материальный баланс процессов массообмена. Рассмотрим массообменный аппарат с противоточным взаимодействием двух фаз G и L (рисунок 2.35). Потоки соответствующих фаз обозначим G и L, а концентрации в них соответствующего компонента у и х. В первом приближении будем считать, что потоки  G и L не изменяются по высоте аппарата. Если составить материальный баланс по данному компоненту для всего аппарата, то

или количество переданной массы М можно выразить следующим образом:

                                                                      (2.72)

отсюда соотношение между потоками обеих фаз равно

                                                                                         (2.73)

Для  определения составов    внутренних потоков в произвольном сечении аппарата 1-1 запишем уравнение материального баланса для части аппарата, расположенной ниже этого сечения:

Рисунок 2.35 Схема потоков в противоточном массообменном аппарате

Записав это уравнение в несколько ином виде получим уравнение рабочей линии,  которое дает зависимость между неравновесными (рабочими) составами фаз в произвольном сечении аппарата. Уравнение рабочей линии позволяет проследить за изменением концентраций компонента по высоте аппарата.

       При l=L/G=const уравнение рабочей линии в координатах х-у будет прямой с тангенсом угла наклона к оси абсцисс, равным  l (рисунок 2.36).

Рабочая линия может располагаться на диаграмме х-у выше или ниже равновесной кривой в зависимости от того, из какой фазы осуществляется перенос данного компонента. На рисунке 2.36 положение рабочей и равновесной линий соответствует переносу компонента из фазы L в фазу G.

Рисунок 2.36 Рабочая и равновесная линии на диаграмме х-у:1-рабочая линия; 2- равновесная линия

Число единиц переноса. Скорость переноса массы М в аппарате, имеющем высоту Н и площадь поперечного сечения S, можно выразить через коэффициент массопередачи Кy  и среднюю движущую силу ∆yср:

.

Эту    массу   вещества    можно   выразить   также    уравнением (2.72), т. е. можно записать следующее соотношение:

Отсюда высота аппарата равна

В этом выражении первый множитель представляет собой изменение концентраций в  пределах контактной зоны на единицу движущей силы   и   называется   числом  единиц переноса (ЧЕП):              

                                                                                              (2.74) 

Второй множитель соответствует высоте   аппарата, в пределах которой изменение  концентраций соответствует одной единице переноса, т. е. высоте единицы переноса (ВЕП):

                                                                                                 (2.75)

Следовательно, рабочая высота аппарата равна произведению ЧЕП на ВЕП:

                                                                                                    (2.76)

ВЕП определяют экспериментально. Полученные данные обрабатывают в виде уравнений с привлечением теории подобия. Если рассмотреть бесконечно малый по высоте участок аппарата, то изменение рабочих концентраций составит dу, а движущая сила будет равна у - у*. Поскольку концентрация убывает в пределах контактной зоны,

.

Проинтегрировав это выражение в пределах от yн до ук, получим ЧЕП для всего аппарата:

                                                                                              (2.77)

В общем случае интеграл вычисляют графически (рисунок 2.37), строя зависимость 1/(у - у*) от у и определяя площадь S под кривой в пределах изменения у от ун до ук (на рисунке заштриховано). Полученная площадь с учетом масштаба дает величину пу.

Рисунок 2.37  К расчету числа единиц переноса методом  графического интегрирования

Число теоретических ступеней контакта. При расчетах массообменных аппаратов используют также понятие о теоретической ступени контакта (теоретической тарелке), под которой понимают такое контактное устройство, которое обеспечивает получение равновесных потоков фаз, покидающих контактную зону. Схема такой ступени представлена на рисунке 2.38.

Рисунок 2.38 Схема потоков для теоретической тарелки

Рисунок 2.39 Построение числа теоретических тарелок на диаграмме х-у:

АВ - рабочая линия; ОС - линия равновесия

Потоки фаз G и L, имеющие концентрации    компонента  y1 и х1, поступают   в   контактную зону, где в результате процесса массообмена концентрации изменяются до у2 и х2. Согласно определению теоретической контактной ступени (теоретической тарелки) эти концентрации находятся в равновесии, т. е.

                                                                                          (2.78)

Концентрации потоков у1 и х2, y2 и х1, встречающихся на соответствующих уровнях, удовлетворяют уравнению рабочей линии.

Понятие о теоретической тарелке позволяет существенно упростить расчеты массообменных процессов, так как необходимо располагать только уравнениями равновесия и рабочей линии.

На рисунке 2.39 представлено построение числа теоретических тарелок (ЧТТ) с использованием диаграммы х-у.

Поступающий в аппарат поток фазы G состава ун и уходящий из аппарата поток фазы L, состава хк соответствуют уравнению рабочей линии (точка 1). Поток фазы L состава хк покидает контактную зону и находится в равновесии с потоком фазы G состава у1, покидающей ту же зону (точка 1'). Потоки фаз G состава у1 и L состава х2 отвечают уравнению рабочей линии (точка 2). Составы х2 и у2 находятся в равновесии (точка 2'). Аналогично находим точки 3 и 3' и, наконец, точку 4, определяющую составы хн поступающей в аппарат фазы L и ук уходящей из аппарата фазы G.

Таким образом, изменение концентраций фаз ун - ук и хн - хк достигается при построении ступенчатой линии 1,1'; 2,2'; 3,3'; 4 между рабочей и равновесной линиями. Число ступеней (в данном случае три) и будет числом теоретических тарелок NT, необходимых для заданного разделения смеси.

Реальные контактные устройства обычно отличаются по своему разделительному действию от теоретической тарелки, поэтому число тарелок NT определяют, используя эффективность (к.п.д.) контактной ступени:

                                                                                              (2.79)

 Вопросы для самопроверки

  1.  Дайте классификацию процессов массопередачи со свободной границей фаз?
  2.  Что является средней движущей силой массообменного процесса?
  3.  Запишите основное уравнение массопередачи. Каков физический смысл коэффициента массопередачи?
  4.  Запишите уравнение материального баланса процесса массопередачи.
  5.  Что представляет собой линия равновесия? Запишите уравнение линии рабочих концентраций?

ЛЕКЦИЯ 6

Абсорбция и десорбция. Физическая сущность процесса абсорбции. Основное уравнение массопередачи при абсорбции. Материальный баланс абсорбера. Тепловой баланс абсорбера. Графический расчет числа теоретических тарелок в абсорбере. Графический расчет числа теоретических тарелок в десорбере. Тепловой баланс десорбера.

Абсорбция - процесс избирательного поглощения компонентов газовой смеси жидким поглотителем (абсорбентом). Процесс абсорбции происходит в том случае, когда парциальное давление извлекаемого компонента в газовой смеси выше, чем в жидком абсорбенте, вступающем в контакт с этим газом, т.е. для протекания абсорбции необходимо, чтобы газ и абсорбент не находились в состоянии равновесия. Различие в парциальном давлении извлекаемого компонента в газе и жидкости является той движущей силой, под действием которой происходит поглощение (абсорбция) данного компонента жидкой фазой из газовой фазы. Чем больше эта движущая сила, тем интенсивнее переходит этот компонент из газовой фазы в жидкую.

По своей природе различают два вида абсорбции: физическую, при которой извлечение компонентов из газа происходит благодаря их растворимости в абсорбентах и химическую (хемосорбцию), основанную на химическом взаимодействии извлекаемых компонентов с активной частью абсорбента. Скорость физической абсорбции определяется диффузионными процессами, скорость хемосорбции зависит от скорости диффузии и химической реакции.

Поглощение компонентов газовой смеси при абсорбции сопровождается выделением тепла, величина которого пропорциональна массе и теплоте растворения qА поглощенных компонентов.

Процесс абсорбции обратимый, поэтому он используется не только для получения растворов газов в жидкостях, но и для разделения газовых смесей. При этом после поглощения одного или нескольких компонентов газа из газовой смеси необходимо произвести выделение из абсорбента поглощенных компонентов т.е. десорбцию.

При выборе абсорбента учитывают состав разделяемого газа, давление и температуру процесса, производительность установки. Выбор абсорбента определяется также его селективностью, поглотительной способностью, коррозионной активностью, стоимостью, токсичностью и другими факторами.

В нефтяной и газовой промышленности процесс абсорбции применяется для разделения, осушки и очистки углеводородных газов. Из природных и попутных нефтяных газов путем абсорбции извлекают этан, пропан, бутан и компоненты бензина; абсорбцию применяют для очистки природных газов от кислых компонентов - сероводорода, используемого для производства серы, диоксида углерода, серооксида углерода, сероуглерода, тиолов (меркаптанов) и т.п.; с помощью абсорбции также разделяют газы пиролиза и каталитического крекинга и осуществляют санитарную очистку газов от вредных примесей.

В качестве абсорбентов при разделении углеводородных газов используют бензиновые или керосиновые фракции, а в последние годы и газовый конденсат, при осушке - диэтиленгликоль (ДЭГ) и триэтиленгликоль (ТЭГ). Для абсорбционной очистки газов от кислых компонентов применяют N-метил-2-пирролидон, гликоли, пропиленкарбонат, трибутилфосфат, метанол; в качестве химического поглотителя используются моно- и диэта-ноламины.

Процесс абсорбции протекает в основном однонаправленно, т.е. абсорбент можно считать практически нелетучим. В случае абсорбции многокомпонентной газовой смеси на некоторой ее стадии отдельные компоненты могут вытесняться другими поглощаемыми компонентами.

Основное уравнение массопередачи при абсорбции. Абсорбция (десорбция) - диффузионный процесс, в котором участвуют две фазы: газовая и жидкая. Движущей силой процесса абсорбции (десорбции) является разность парциальных давлений поглощаемого компонента в газовой и жидкой фазах, который стремится перейти в ту фазу, где его концентрация меньше, чем это требуется по условию равновесия.

Обозначим парциальное давление поглощаемого компонента в газовой фазе через рг, а парциальное давление того же компонента в газовой фазе, находящейся в равновесии с абсорбентом, через рр. Если рг > рр, то компонент газа переходит в жидкость, т.е. протекает процесс абсорбции. Если рг < рр, то поглощенные компоненты газа переходят из абсорбента в газовую фазу, т.е. осуществляется процесс десорбции.

Чем больше величина рг - рр, тем интенсивнее осуществляется переход компонента из газовой фазы в жидкую. При приближении системы к состоянию равновесия движущая сила уменьшается и скорость перехода компонента из газовой фазы в жидкую замедляется.

Поскольку парциальное давление компонента пропорционально его концентрации, то движущая сила процесса абсорбции или десорбции может быть выражена также через разность концентраций компонента в газовой ∆у = у — ур или жидкой фазе ∆х = хр - х.

Количество вещества М, поглощаемого в единицу времени при абсорбции или выделяемого при десорбции, прямо пропорционально поверхности контакта газовой и жидкой фаз F, движущей силе процесса и коэффициенту пропорциональности К, зависящему от гидродинамического режима процесса и физико-химических свойств системы.

Уравнение массопередачи при абсорбции можно записать в виде

                                          (2.80)

или

Коэффициент К называется коэффициентом массопередачи при абсорбции и характеризует массу вещества, переданную в единицу времени через единицу поверхности контакта фаз при движущей силе, равной единице.

Единица измерения величины К зависит от единиц измерения составляющих, входящих в уравнение. Так, например, если измерять массу поглощенного компонента в кг/ч, поверхность контакта фаз в м , а движущую силу процесса абсорбции в МПа, то из уравнения (2.80) получим единицу измерения К в кг/(м2· МПа · ч).

Материальный баланс абсорбера. Вследствие поглощения при абсорбции определенных компонентов газа потоки абсорбента и газа могут существенно изменяться по высоте аппарата. Аналогичная картина наблюдается и при десорбции. Обычно различают абсорбцию тощих (сухих) газов, при которой количество извлекаемых компонентов не превышает 10 - 15 %, и в этом случае можно пользоваться усредненными характеристиками потоков, и абсорбцию жирных газов, при которой требуется учитывать изменение характеристик газового и жидкостного потоков по высоте аппарата.

При расчетах процесса абсорбции (десорбции) пользуются приведенными концентрациями, определяя составы жидкой и газовой фаз по отношению к входящим в абсорбер (или десорбер) потокам. В приведенном ниже расчете с целью упрощения записи уравнений индекс номера компонента и штрих при обозначении мольных потоков и концентраций опущены.

Для любой j-й тарелки аппарата, приведенные концентрации определяются из соотношений

   и   

где Gj и Lj - мольные потоки любого компонента на j-и тарелке соответственно в газе и абсорбенте; GN+1 и L0 - мольные потоки газа и абсорбента на входе в абсорбер.

С обычными концентрациями приведенные концентрации связаны следующим образом:

                                                             (2.81)

                                                                (2.82)

Если потоки газа и жидкости мало меняются по высоте аппарата, т.е.

  и      то      и  

При использовании приведенных концентраций уравнение равновесия несколько преобразуется. Для j-и ступени контакта уравнение равновесия имеет вид

Использовав связь обычных и приведенных концентраций, согласно уравнениям (2.81) и (2.82), можно записать

или

Входящий в это уравнение комплекс величин

                                                                                            (2.83)

называется фактором абсорбции, а отношение

- удельным расходом абсорбента.

Тогда уравнение равновесия можно записать в виде

                                                                                               (2.84)

В приведенных концентрациях уравнение материального баланса абсорбера запишется в виде:

или

                                                                                 (2.85)

Отсюда можно определить удельный расход абсорбента

                                                                                              (2.86)

Анализ уравнения (2.86) показывает, что с увеличением содержания извлекаемых компонентов в исходном газе YN+1 и в поступающем в аппарат абсорбенте Х0 удельный расход абсорбента возрастает. Поэтому для снижения расхода абсорбента необходимо так организовать работу десорбера, чтобы Х0→  0.

Уравнение (2.86) можно несколько преобразовать, заменив концентрации Х0 и ХN их выражениями через концентрации равновесной газовой фазы Y0 и YN

                                                                                 (2.87)

Материальный баланс для нижней части абсорбера (рисунок 2.40):

Рисунок 2.40 Схема потоков в произвольном сечении абсорбера

или

                                    (2.88)

Уравнение (2.88) связывает концентрации газа и абсорбента в любом сечении абсорбера и называется уравнением его рабочей линии. В системе координат X - У уравнению (2.88) соответствует прямая, проходящая через точки с координатами А (Х0, У1) и В (XN, YN+1) (рисунок 2.41). Тангенс угла наклона рабочей линии к оси абсцисс равен удельному расходу абсорбента l. С увеличением удельного расхода абсорбента l наклон рабочей линии увеличивается (прямая АВ,). При l = 1 из уравнения рабочей линии получим уравнение (11.6) общего материального баланса абсорбера.

Рисунок 2.41  Графический расчет числа теоретических тарелок в абсорбере: АВ - рабочая линия; ОС- кривая равновесия фаз

Материальный баланс для произвольной j-й тарелки абсорбера можно записать следующим образом (см. рисунок 2.40):

или

Заменив концентрации Хj  и Хj-1, их выражениями через Yj и Yj-1 согласно уравнению (2.84), после преобразований получим

                                                                                      (2.89)

Это соотношение дает связь составов газа на двух смежных тарелках абсорбера, позволяя вести расчет от тарелки к тарелке.

Чтобы проанализировать влияние основных факторов на работу абсорбера, рассмотрим однотарельчатый абсорбер (N = 1).

Для однотарельчатого абсорбера из уравнения (2.89) получим

                                                                                            (2.90)

Из анализа уравнения (2.90) следует, что на выходе из абсорбера содержание извлекаемого компонента Y1, тем меньше, чем больше фактор абсорбции A и чем меньше содержание извлекаемого компонента в потоке абсорбента на входе в абсорбер Х0 или соответственно в потоке газа при его равновесии с абсорбентом на входе Y0. В идеальном случае следует стремиться к тому, чтобы Х0 и соответственно У0 были по возможности меньшими.

Кроме того, как следует из выражения (2.83), фактор абсорбции тем больше, чем больше расход абсорбента L и меньше константа равновесия К. Откуда вытекает, что понижение температуры и повышение давления благоприятствуют процессу абсорбции.

Рассмотренные закономерности будут справедливы и для многотарельчатого аппарата.

В дальнейшем для характеристики процесса абсорбции введем понятия о коэффициенте извлечения компонента φ и эффективности извлечения компонента ε.

Под коэффициентом извлечения φ при абсорбции понимают отношение количества поглощенного компонента к его содержанию в исходной газовой смеси. В соответствии с этим определением.

Очевидно, что при полном извлечении компонента Y1 = 0 и φ = 1. Во всех остальных случаях φ < 1.

Под эффективностью извлечения ε при абсорбции понимают отношение количества поглощенного компонента к теоретическому, достигаемому в условиях равновесия между уходящим из абсорбера газом и вводимым абсорбентом. Следовательно

                                                               (2.91)

Разделив числитель и знаменатель правой части уравнения (2.91) на YN+1  Получим

Отсюда следует, что ε > φ и ε→φ только при Y0 → 0. При достижении равновесия на выходе из абсорбера: Y1 = Y0 и ε = 1. Во всех остальных случаях 0 < ε < 1.

Из приведенных уравнений вытекает, что обеспечение возможно полной десорбции извлекаемых компонентов из насыщенного адсорбента (X0→0) и снижение содержания извлекаемого компонента на выходе из аппарата (Y1) увеличивают коэффициент извлечения и эффективность при абсорбции.

Тепловой баланс абсорбера. Поглощение компонентов газовой смеси при абсорбции сопровождается выделением тепла, величина которого пропорциональна массе и теплоте растворения дА поглощаемых компонентов, которая в первом приближении может быть принята равной теплоте конденсации соответствующего компонента. Если считать, что все выделившееся при абсорбции тепло пошло на увеличение температуры абсорбента, т.е. не учитывать некоторое повышение температуры газа и тепловые потери в окружающую среду, то такое допущение дает некоторый запас в расчетах. Общее количество тепла, выделяющееся при абсорбции, равно

Выделяющееся в процессе абсорбции тепло повышает температуру абсорбента, что приводит к ухудшению поглощения компонентов газовой смеси.

Если выделенное при абсорбции тепло не отводить, то температура абсорбента на выходе из аппарата без учета нагревания газа и теплопотерь в окружающую среду будет равна

где С - средняя теплоемкость абсорбента в интервале температур от t0 до tN/; L - средний расход абсорбента в абсорбере. Средняя температура в абсорбере

При абсорбции жирных газов, когда поглощается значительная масса газа, тепло, выделенное при абсорбции, окажется большим и приведет к недопустимому повышению температуры, что потребует увеличения расхода абсорбента или числа тарелок в абсорбере. Чтобы избежать этого, в одном-двух сечениях аппарата проводят промежуточный отвод тепла Q, обеспечивая тем самым на выходе из абсорбера необходимую температуру 1н. При промежуточном отводе тепла (рисунок 2.42) температура абсорбента на выходе из абсорбера будет равна

Применение промежуточного охлаждения обеспечивает более равномерное распределение температур по высоте аппарата и более благоприятные условия протекания процесса абсорбции.

Рисунок 2.42 Схема абсорбера с промежуточным отводом тепла и изменение температуры по высоте аппарата

Графический расчет числа теоретических тарелок в абсорбере. Как следует из общей теории массообменных процессов, абсорбция может осуществляться в том случае, если рабочая концентрация компонента в газовой фазе больше равновесной. Поэтому на диаграмме X - Y рабочая линия процесса абсорбции должна располагаться выше равновесной кривой (см. рисунок 2.41).

При заданном расходе абсорбента число теоретических тарелок в абсорбере определяется построением ступенчатой линии между кривой равновесия и рабочей линией.

Рассмотрим последовательность такого построения.

Входящий в абсорбер поток газа GN+1 состава YN+1 в нижнем сечении встречается с потоком насыщенного абсорбента LN состав которого равен XN. Очевидно, что составы этих потоков должны удовлетворять уравнению рабочей линии (точка В). При контактировании потоков газа и жидкости на нижней тарелке абсорбера образуются потоки газа и жидкости, которые покидают нижнюю тарелку в состоянии равновесия. Составы этих потоков определяются точкой 1 на равновесной кривой. Проведя из точки 1 горизонталь до пересечения в точке 2 с рабочей линией, получим состав жидкости, стекающей с вышележащей тарелки.

Проводя аналогичные построения, придем к точке А, которая находится на рабочей линии и координаты которой определяются составами уходящего из абсорбера газа У, и поступающего в аппарат абсорбента Х0. Очевидно, что число горизонтальных или вертикальных отрезков между рабочей и равновесной линиями соответствует числу теоретических тарелок N. необходимых для заданного извлечения компонента. В рассмотренном примере N = 5.

Нетрудно видеть, что увеличение удельного расхода абсорбента l приводит к росту угла наклона рабочей линии и уменьшению числа тарелок в абсорбере. При уменьшении расхода абсорбента и неизменном составе уходящего из абсорбера газа Y1, рабочая линия приближается к кривой равновесия фаз, поворачиваясь вокруг точки А. При некотором расходе абсорбента рабочая линия займет положение АОВ2 - касательной к линии равновесия в точке D. В этом случае заданное извлечение компонента может быть обеспечено только при бесконечно большом числе теоретических тарелок (N), а соответствующий расход абсорбента будет минимальным.

При повышении давления в абсорбере кривая равновесия фаз становится более пологой, что позволяет обеспечить заданное извлечение компонента при меньшем числе тарелок. С увеличением температуры равновесная кривая становится более крутой и приближается к рабочей линии, что связано с необходимостью увеличения числа тарелок в аппарате.

Варьируя в определенных пределах давление, температуру и удельный расход абсорбента, можно выбрать оптимальные размеры абсорбера.

Графический расчет числа теоретических тарелок в десорбере.

Материальный баланс для верхней части десорбера, расположенной выше тарелки с номером j - l (рисунок 2.43), запишется в виде

Обозначив отношение G0/LM+1 = q, которое называют удельным расходом, отпаривающего агента, получим

                                                                            (2.92)

Рисунок 2.43 Схема потоков в произвольном сечении верхней части десорбера

Уравнение (2.92) связывает неравновесные концентрации газа и жидкости в произвольном сечении десорбера и называется уравнением его рабочей линии. В системе координат Х - Y ему соответствует прямая (см. прямую АВ на рисунке 1.44), тангенс угла наклона которой к оси абсцисс равен 1/q.

Рисунок 2.44 Графический расчет числа теоретических тарелок в десорбере:

АВ - рабочая линия; ОС- кривая равновесия фаз

При увеличении расхода десорбирующего агента рабочая линия (прямая АВ1) удаляется от равновесной кривой.

Из уравнения (2.92) при j = 1 получаем уравнение материального баланса десорбера:

откуда удельный расход отпаривающего агента

Чем меньше остаточное содержание компонента в отпаренном абсорбенте X1 , тем больше удельный расход отпаривающего агента. Аналогичным образом на расход отпаривающего агента влияет присутствие в нем извлекаемых компонентов (Y0  0).

Графический расчет числа теоретических тарелок в десорбере производится построением ступенчатой линии между равновесной кривой и рабочей линией (см. рисунок 2.44). Точка В, находящаяся на рабочей линии, определяет состав газа на выходе из десорбера. Этот состав газа определяет концентрацию жидкости ХM (абсцисса точки 1), стекающей с верхней тарелки десорбера. При пересечении с рабочей линией в точке 2 абсцисса Хм дает состав газа Yм-1, поднимающегося с нижележащей тарелки.

Проведя аналогичные построения, придем в точку А, лежащую на рабочей линии, координаты которой определяют составы десорбирующего агента Y0 и покидающего десорбер тощего абсорбента X1. Число горизонтальных или вертикальных отрезков ступенчатой линии между равновесной и рабочей линиями определяет число теоретических тарелок в десорбере, которое в данном случае равно 5. Чем меньше X1, тем лучше работа десорбера. На практике минимальное значение X1 отвечает условиям равновесия на нижней тарелке десорбера, а при подводе тепла в низ десорбера - условиям равновесия в кипятильнике.

Увеличение расхода десорбирующего агента приводит к уменьшению тангенса угла наклона рабочей линии (прямая AB1) и числа теоретических тарелок в аппарате. При уменьшении удельного расхода отпаривающего агента рабочая линия перемещается ближе к линии равновесия, что приводит к увеличению числа теоретических тарелок. При минимальном расходе десорбирующего агента рабочая линия займет предельное положение ADB2 касательной в точке D к линии равновесия и для обеспечения заданного извлечения потребуется бесконечно большое число тарелок.

Понижение давления или повышение температуры увеличивает наклон кривой равновесия и приводит к уменьшению числа тарелок в десорбере.

Проведя ряд расчетов при изменении рабочих параметров процесса, можно определить оптимальные размеры абсорбера.

Тепловой баланс десорбера. Как было выявлено ранее, повышение температуры благоприятствует протеканию процесса десорбции. Тепло подводят в низ десорбера в количестве QB с потоком водяного пара G0 и с потоком насыщенного абсорбента, нагреваемого в подогревателе 3 до температуры tF (см. рис. 11.1). Это тепло (без учета теплопотерь в окружающую среду, которыми для крупных промышленных установок можно пренебречь), отводится потоками регенерированного абсорбента и десорбированных компонентов.

Тепловой баланс десорбера

Отсюда, например, можно определить количество подводимого в кипятильник тепла

В десорбер насыщенный абсорбент может быть введен также в виде парожидкостной смеси. В этом случае необходимо выполнить расчет процесса однократного испарения абсорбента, а десорбер снабдить ректифицирующей верхней частью.

Вопросы для самопроверки

  1.  Что называется процессом абсорбции?
  2.  Запишите уравнение материального баланса процесса абсорбции.
  3.  Каков физический смысл коэффициента массоотдачи и какова связь между коэффициентом массопередачи и коэффициентами массоотдачи?
  4.  Раскройте принципы процессов абсорбции и десорбции. Для решения, каких практических задач применяют эти процессы?
  5.  Как графическим методом рассчитать теоретическое число тарелок в абсорбере?

ЛЕКЦИЯ 7

Принципиальные схемы абсорбционных установок. Основные факторы, влияющие на процессы абсорбции и десорбции. Конструкции абсорберов.

В промышленности процессы абсорбции и десорбции обычно осуществляются на одной установке, обеспечивающей непрерывную регенерацию и циркуляцию абсорбента по замкнутому контуру между абсорбером и десорбером (рисунок 2.45). Поток газа GN+1, поступает в нижнюю часть абсорбера 1, а сверху подается поток свежего (регенерированного) абсорбента L0. Непоглощенные компоненты газа G1, уходят с верха абсорбера, а из его низа выводится поток насыщенного абсорбента , который поступает через теплообменник 7 и подогреватель 3 на регенерацию в десорбер 4. Регенерация осуществляется либо за счет подвода тепла QB в нижнюю часть десорбера, либо за счет ввода водяного пара. Регенерированный абсорбент, охлажденный в теплообменнике 7 и холодильнике 2. возвращается в абсорбер. В случае работы десорбера с подводом тепла его можно рассматривать как отгонную ректификационную колонну.

Такую схему применяют, когда абсорбент обладает высокой избирательностью и необходимо из смеси извлечь один компонент или одну целевую фракцию (например, извлечение из газа кислых компонентов, осушка газов). При переработке природных и попутных газов такие схемы не эффективны, так как не обеспечивают получение кондиционной товарной продукции. На рисунке 2.46 показана схема абсорбционной установки для разделения природного и попутного нефтяного газов.

Сырой газ I поступает на установку при температуре 30-400С, пройдя систему сырьевых теплообменников 10 и холодильников 3, охлаждается до температуры абсорбции и поступает в фазный разделитель 13. Для удаления из газа паров воды на вход сырьевых теплообменников подается 70 - 80 % раствор ДЭГ II. Из фазного разделителя газ подается на вход абсорбера 1, конденсат - на деэтанизацию, а обводненный раствор ДЭГ - на регенерацию.

Рисунок 2.45 Принципиальная установка абсорбционно-десорбционной установки: 1- абсорбер; 2- холодильник; 3- подогреватель; 4- десорбер; 5- конденсатор; 6- емкость; 7- теплообменник. Потоки: I-сырой газ; II- сухой(тощий) газ; III- насыщенный абсорбент; IV- регенерированный абсорбент;

V- извлеченные компоненты; VI- неконденсированные газовые компоненты;

VII- жидкий продукт

Регенерированный абсорбент контактирует с сухим газом после абсорбера в холодильнике 3, где он насыщается главным образом легкими углеводородами - этаном и метаном и подается в емкость предварительно насыщенного абсорбента 2. Из емкости 2 предварительно насыщенный абсорбент подается на верх абсорбера, а сухой газ 111 после сырьевых теплообменников отводится с установки.

Чтобы разгрузить десорбер от наиболее легких компонентов, используют комбинированный аппарат - фракционирующий абсорбер, или абсорбционно-отпарную колонну (АОК), нижняя часть которой работает как десорбер, обеспечивая удаление наиболее легких компонентов из основного потока абсорбента, а верхняя как абсорбер, обеспечивая улавливание из газа тяжелых компонентов, отпаренных в нижней части. АОК включается в технологическую схему между абсорбером и десорбером.

Насыщенный абсорбент в смеси с конденсатом из фазного разделителя проходит теплообменник 10, сепаратор 12 и двумя потоками подается в питательную секцию АОК. В нижнюю часть АОК подводится тепло, обеспечивающее частичную отпарку извлеченных из газа компонентов. Поток частично регенерированного абсорбента, пройдя гидравлическую турбину 11 и теплообменник 10, направляется в десорбер 8 для окончательной регенерации.

Рисунок 2.46 Схема абсорбционной для разделения природного и попутного нефтяного газа: 1-абсорбер; 2- емкость предварительно насыщенного абсорбента; 3-холодильник(пропановый испаритель); 4- абсорбционно-отпарная колонна(АОК); 5- воздушный холодильник; 6- водяной холодильник; 7- емкость для орошения; 8- десорбер; 9- трубчатая печь; 10- теплообменник;

11- гидравлическая турбина; 12- сепаратор; 13- фазный разделитель.

Потоки: I-сырой газ;  II- исходный раствор гликоля;  III-сухой газ;

IV-топливный газ; V- нестабильный бензин; VI- гликоль на регенерацию

Чтобы обеспечить извлечение в АОК соответствующих компонентов газа, в верхнюю часть АОК вводится свежий (регенерированный) абсорбент. В отличие от ректификационной колонны орошением АОК является вводимый со стороны абсорбент, а не конденсат паров ректификата. Применение АОК позволяет исключить конденсационное охлаждение и несколько упростить технологическую схему.

Для исключения уноса абсорбента из десорбера вместе с нестабильным бензином над ним устанавливают небольшую концентрационную ректификационную колонну, работающую, как и обычно, с орошением конденсатом паров ректификата. С этой целью на верху колонны установлен воздушный холодильник 5, водяной холодильник 6 и емкость для орошения 7, из которой отбирается нестабильный бензин V. Работа такого десорбера аналогична работе АОК лишь с той разницей, что в качестве орошения подается не абсорбент, а конденсат паров ректификата: такой десорбер работает как обычная ректификационная колонна.

Основные факторы, влияющие на процессы абсорбции и десорбции. Технико-экономические показатели разделения газов путем абсорбции зависят от выбора рабочих параметров абсорбера и десорбера. Рассмотрим некоторые общие положения, которыми необходимо руководствоваться при выборе оптимальных рабочих режимов этих аппаратов, применительно к схеме установки, представленной на рисунке 2.45.

Из приведенного ранее анализа следует, что в процессе абсорбции одна и та же степень извлечения может быть достигнута при изменении таких основных параметров процесса абсорбции, как давление, температура, число тарелок и удельный расход абсорбента.

Повышение давления благоприятно сказывается на процессе абсорбции. Оно приводит к увеличению растворимости газа в абсорбенте, позволяет снизить удельный расход абсорбента и уменьшить число тарелок в абсорбере. Однако в случае необходимости предварительного сжатия газа возрастает расход потребляемой энергии, что часто лимитирует величину выбранного давления в аппарате.

Понижение температуры процесса абсорбции позволяет снизить удельный расход абсорбента и уменьшить необходимое число тарелок. В промышленных условиях температура абсорбции зависит главным образом от применяемого охлаждающего агента. В современных абсорбционных установках, обеспечивающих извлечение практически всех компонентов газа, включая этан, экономически оправдано ведение процесса при пониженных температурах с использованием специальных хладагентов: испаряющихся аммиака, пропана и др. В этом случае затраты на сооружение и эксплуатацию специальных холодильных установок быстро окупаются за счет сокращения капитальных и эксплуатационных затрат на другое оборудование.

Число тарелок в абсорбере и удельный расход абсорбента взаимосвязаны. Увеличивая расход абсорбента, можно уменьшить число тарелок и наоборот. Увеличение числа тарелок приводит к увеличению высоты аппарата, обслуживающих металлоконструкций и затрат на транспортирование абсорбента в пределах установки.

Увеличение расхода абсорбента связано с дополнительными эксплуатационными расходами, обусловленными нагревом абсорбента перед подачей в десорбер, охлаждением абсорбента перед вводом его в абсорбер, увеличением расхода энергии на перекачку циркулирующего абсорбента. Кроме того, увеличиваются также капитальные затраты на подогреватели и холодильники.

Оптимальные рабочие условия для абсорбера определяют из технико-экономических расчетов установки. Как правило, более экономичным оказывается вариант работы с повышенным числом тарелок и сравнительно небольшим удельным расходом абсорбента, несколько превышающим минимальный его расход.

Технико-экономические показатели работы десорбера также зависят от температуры процесса, числа тарелок, расхода десорбирующего агента и давления в аппарате.

Повышение температуры при десорбции позволяет сократить расход десорбирующего агента, уменьшить число тарелок в аппарате. Однако с повышением температуры возрастает расход тепла на нагрев абсорбента и хладагента и на его охлаждение перед подачей в абсорбер, увеличиваются также размеры нагревателей, теплообменников и холодильников, требует проведения процесса при более высоком давлении.

При выборе давления в десорбере необходимо иметь в виду, что снижение давления благоприятно сказывается на процессе десорбции, позволяя сократить расход десорбирующего агента и уменьшить число тарелок в десорбере. Однако возможная степень понижения давления в десорбере обусловлена возможностью конденсации десорбированных компонентов без дополнительного их сжатия.

Оптимальный вариант работы десорбера определяется на основе сопоставительных технико-экономических расчетов.

Конструкции абсорберов. Абсорберы разделяют по способу контактирования взаимодействующих фаз на три группы: поверхностные, барботажные и распиливающие.

В поверхностных абсорберах поверхностью контакта фаз является зеркало жидкости или поверхность стекающей пленки (пленочные абсорберы). К этой группе относятся аппараты со свободной поверхностью; насадочные с насыпной и регулярной насадкой; пленочные, в которых пленка образуется при гравитационном стекании жидкости внутри вертикальных труб или на поверхности листов; механические пленочные с пленкой, формирующейся под действием центробежных сил.

В барботажных абсорберах поверхность контакта развивается потоками газа, распределяющегося в жидкости в виде пузырей и струй. К этой группе относятся аппараты со сплошным барботажным слоем с непрерывным контактом между фазами, тарельчатого типа, с подвижной (плавающей) насадкой, с механическим перемешиванием жидкости.

В распыливающих абсорберах поверхность контакта образуется путем распыления жидкости на мелкие капли. К этой группе относятся аппараты полые форсуночные, с распылением за счет энергии жидкости, скоростные прямоточные с распылением абсорбента за счет кинетической энергии движущегося с большой скоростью газового потока, механические с распылением жидкости быстро вращающимися элементами.

Отдельные типы аппаратов в зависимости от режима работы могут быть отнесены к одной или другой группе, например, насадочные абсорберы при инверсии фаз становятся барботажными аппаратами, а тарельчатые при работе в струйном режиме являются распиливающими.

Важными характеристиками, которые необходимо учитывать при выборе конструкции абсорбера, также являются гидравлическое сопротивление, диапазон возможного изменения нагрузок по газу и жидкости, время пребывания жидкости, чувствительность и склонность к загрязнениям.

В нефтегазовых производствах наиболее распространены тарельчатые и насадочные абсорберы. Тарельчатый абсорбер (рисунок 2.47 а) представляет собой вертикальный аппарат, в верхней части корпуса 1 которого установлен каплеотбойник 2, предотвращающий унос абсорбента потоком газа. Контактирование газового потока и абсорбента осуществляется на контактных тарелках 3 той или иной конструкции. Для ремонта и монтажа внутренних устройств абсорбера через 4 - 5 тарелок установлены люки-лазы 4 условным диаметром не менее 450 мм. В нижней части корпус аппарата приварен к опорной обечайке 5. Насадочный абсорбер (рисунок 2.47,б) в верхней части оснащен распределителем 2 регенерированного абсорбента. Слой насыпной или регулярной насадки опирается на опорную решетку 4. Для загрузки и выгрузки насадки служат люки 5 и 7.

Обычно давление в абсорберах при разделении нефтяных попутных газов составляет 1,6 -2,0 МПа, а при извлечении компонентов природного газа, имеющего большее устьевое давление, 4,0- 7,5 МПа. Температура зависит от применяемого хладагента и может составлять при извлечении пропана минус 400С, этана минус 80 - 1000С. Диаметр промышленных абсорберов зависит от производительности и достигает 3 м, число тарелок составляет 30 - 40.

При промысловой очистке и осушке природного газа производительность по газу одного абсорбера достигает 10 - 35 млн. м3/сут. Для таких условий работы предназначены специальные конструкции абсорберов.

На рисунке 2.48 представлена конструкция многофункционального аппарата, состоящего из трех секций. Исходный газ по тангенциально расположенному штуцеру поступает в первую по ходу газа секцию сепарации. Отделение капельной жидкости в этой секции осуществляется при прохождении газа через сетчатый отбойник 1 и сепарационную тарелку 2, на которой установлены центробежные сепарирующие элементы. Вторая секция предназначена для осушки газа и включает четыре тарелки 4 с контактными элементами центробежного типа.

Каждый прямоточный центробежный элемент состоит из цилиндрического корпуса 12 диаметром 60 - 100 мм и оснащен в нижней части тангенциальным завихрителем 17. В различных модификациях таких элементов тангенциальный завихритель может быть заменен осевым или комбинированным. На небольшом расстоянии от полотна тарелки 11 центробежный элемент оснащен трубкой 15, служащей для подачи жидкости в центр элемента. Над трубкой в центральной части по оси элемента установлена коническая чашка 14, обеспечивающая сужение потока газа, что создает область пониженного давления. Благодаря уменьшению давления внутри элементов жидкость по трубке 15, имеющей отверстие 16 в нижней части, подается внутрь элемента. При контакте с закрученным потоком газа жидкость распределяется по стенке элемента и поднимается вверх. Для отделения пленки жидкости от потока газа служит отбойник 13 в форме полутора.

Рисунок 2.47 Абсорберы: а - тарельчатый; 1- корпус; 2-каплеотбойник; 3- тарелка; 4- люк; 5- опорная обечайка; б- насадочный: 1- корпус; 2- распределительная тарелка; 3-насадка; 4-опорная решетка; 5-загрузочные люки; 6- опора; 7- люки выгрузки насадки. Потоки: I- ненасыщенный абсорбент;  II- сухой газ; III-сырой газ; IV-насыщенный абсорбент

Насыщенный гликоль собирается во внутренней емкости 3, откуда он отводится на регенерацию. Последняя по ходу газа секция улавливания гликоля образована сепарационной тарелкой 5 и тарелкой, на которой установлены фильтр - патроны 6. Фильтр - патроны выполнены в виде перфорированного цилиндрического каркаса с намоткой 10 - 15 слоев стекловолокна. Изнутри и снаружи слой фильтрующего материала закреплен двумя-тремя слоями рукавной сетки.

В последние годы значительно возрос интерес к аппаратам, работающим в режиме затопленной насадки, что позволяет уменьшить высоту абсорбера. Так, для осушки газа до температуры точки росы - 250С достаточно иметь слой насадки высотой 600 - 1200 мм. В этом случае выгодным оказывается использование не вертикальных а горизонтальных абсорберов. При постоянном диаметре абсорбера его производительность можно повышать, увеличивая длину. Применение горизонтальных аппаратов позволяет упростить конструкцию фундаментов и площадок обслуживания, сократить размер производственных площадей и уменьшить затраты на монтаж оборудования.

Принципиальная схема горизонтального абсорбера для очистки и осушки природного газа показана на рисунке 2.49. Абсорбер включает ступень предварительной и тонкой сепарации для отделения механических примесей, пластовой воды и конденсата; ступень осушки - газа диэтиленгликолем; сепарационный отсек для улавливания гликоля.

Рисунок 2.48 Конструкция многофункционального аппарата для очистки и осушки природного газа: 1 - сетчатый отбойник; 2, 5 - сепарационная тарелка; 3 - внутренняя емкость насыщенного гликоля; 4 - тарелка с контактными элементами центробежного типа; 6 – фильтр - патроны; 7 - люк-лаз; 8, 10 - штуцер для дренажа; 9 - штуцер отвода жидкости; 11 - полотно тарелки; 12 — цилиндрический корпус центробежного элемента; 13 - отбойник; 14 - коническая чашка; 15 - трубка для подачи жидкости; 16 - отверстие; 17 - тангенциальный завихритель.

Потоки: I - сырой газ; II - насыщенный раствор гликоля; III - сухой газ; IV -регенерированный раствор гликоля

Газ поступает в аппарат через осевой патрубок и подается в два тангенциальных сепаратора 1, где отделяется основная масса пластовой воды и конденсат, а газ отводится в центробежные сепараторы 2 тонкой очистки, которые он проходит сверху вниз. Выделенная жидкая фаза отводится в фазный разделитель 9, установленный под абсорбером.

Отсепарированный газ по сегментному каналу направляется под распределительную решетку 8, проходит ее и контактирует с диэтиленглико-лем, который с помощью оросителей 4 подается в слой насадки 5. Абсорбер работает в режиме затопленной насадки. Осушенный газ проходит каплеотбойник 6 для улавливания капель унесенного диэтиленгликоля, отводится в выходную камеру и через осевой патрубок — в газопровод. Насыщенный абсорбент отводится на регенерацию частично из пространства, образованного между корпусом и боковыми вертикальными перегородками, а частично из фазного разделителя. Проведенные во ВНИИгазе опытно-промышленные испытания показали, что при диаметре горизонтального абсорбера 2,4 м и длине 26 м можно обработать до 35 млн. м3/сут газа при давлении 8 МПа.

Рисунок 2.49 Принципиальная схема горизонтального абсорбера для очистки и осушки природного газа:

1 - тангенциальные сепараторы; 2 -центробежные сепараторы; 3, 7 -сегментные перегородки; 4 - оросители; 5 -насадка; 6 - каплеотбойник;

8 - распределительная решетка; 9 - фазный разделитель. Потоки: I - сырой газ; II -регенерированный гликоль; Ш - сухой газ; IV - насыщенный гликоль; V - конденсат; VI - вода; VII - смесь пластовой воды и конденсата

Вопросы для самопроверки

  1.  Опишите принципиальную схему абсорбционно-десорбционной установки.
  2.  Какие основные факторы влияют на процессы абсорбции и десорбции?
  3.  Раскройте принцип действия пленочных абсорберов. В каких случаях применение этих аппаратов наиболее рационально?
  4.  Перечислите основные требования к абсорбционным аппаратам. Дайте их классификацию.
  5.  Какие виды абсорберов наиболее распространены в нефтегазовом производстве.

ЛЕКЦИЯ 8

Ректификация. Принципиальной устройство ректификационной колонны. Материальный баланс ректификационной колонны. Уравнение рабочей линии. Уравнение рабочей линии для верхней части колонны. Уравнение рабочей линии для нижней части колонны.  

Ректификацией называется диффузионный процесс разделения жидких смесей взаимно растворимых компонентов, различающихся по температурам кипения, который осуществляют путем противоточного, многократного контактирования неравновесных паровой и жидкой фаз.

При проведении процессов однократного испарения или однократной конденсации получают пар, более богатый низкокипящим компонентом (НКК), чем в исходной системе, а жидкость, более богатую высококипящим компонентом (ВКК). Однако достаточно высокой степени разделения исходного сырья в однократных процессах достичь не удается.

При осуществлении многократного и постепенного испарения или конденсации может быть обеспечено получение паровой или жидкой фаз с любой заданной концентрацией компонентов. Однако выход паровой или жидкой фазы с такой концентрацией будет незначительным по сравнению с массой исходной смеси, т.е. проблема будет решена лишь качественно. Достаточно четкое разделение компонентов при этом обеспечиваться не будет, так как в ходе процесса получатся значительные количества паровой или жидкой фаз, составы которых существенно отличаются от требуемых.

Для получения продуктов с заданной концентрацией компонентов и высокими выходами используют процесс ректификации, который широко применяется в нефтегазопереработке, химической, нефтехимической, кислородной, пищевой и других отраслях промышленности.

Вступающие в контакт пары и жидкость при ректификации не находятся в равновесии, но в результате контакта фазы стремятся достичь его или приблизиться к этому состоянию. При этом происходит выравнивание температур и давлений в фазах и перераспределение компонентов между ними. Контакт пара и жидкости, при котором система достигает состояния равновесия, называется идеальным или теоретическим, а устройство, обеспечивающее такой контакт - теоретической тарелкой.

Рассмотрим сущность процесса ректификации на примере разделения двухкомпонентной смеси при наличии теоретических тарелок (рисунок 2.50). На каждую, например, п-ю тарелку с вышележащей тарелки стекает жидкость в количестве qn+1 при температуре tп+1 и с нижерасположенной тарелки поднимаются пары в количестве Gn-1, при температуре tn-1. При теоретическом контакте на n-й тарелке система достигает состояния равновесия, при этом пары Gп и жидкость qп будут иметь одинаковую температуру tn.

Рисунок 2.50 Схема контактирования пара и жидкости на теоретической тарелке

Рисунок 2.51 Схема изменения состава пара и жидкости на теоретической тарелке

Для осуществления процесса ректификации температурный режим в колонне должен быть таким, чтобы температура убывала в направлении движения потока паров (возрастала в направлении движения потока жидкости), т.е.

При контакте фаз в результате массообменных процессов температура паровой фазы снизится, часть паров конденсируется и концентрация НКК в них возрастет, а температура жидкой фазы увеличится, часть ее испарится и концентрация НКК в ней уменьшится. Изменение состава паров и жидкости удобно проследить по изобарным температурным кривым (рисунок 2.51). На п-й теоретической тарелке в результате контакта концентрация НКК в паровой фазе увеличилась на величину (уn - уn-1), а в жидкой фазе уменьшилась на величину (хn+1 - хn), тем самым концентрация ВКК в жидкости увеличилась.

При ректификации массообмен протекает в обоих направлениях. Если теплота испарения и теплоемкости разделяемых компонентов различаются незначительно, то массы парового и жидкостного потоков по высоте аппарата изменяются мало.

Очевидно, при многократном повторении таких противоточных контактов на верху аппарата можно получить пары, обогащенные в любой степени низкокипящим компонентом (у → 1,0), а снизу отбирать жидкость, обогащенную высококипящим компонентом (х → 1,0). Подобное контактирование осуществляется до тех пор, пока пар на верху колонны не приобретает заданного состава по НКК уD, а жидкость внизу колонны не достигнет состава хW. Подобное контактирование фаз по схеме противотока в целом по аппарату осуществляется в ректификационных колоннах, заполненных различными контактными устройствами: тарелками, насадками и т.п.

Принципиальной устройство ректификационной колонны. Схема ректификационной колонны приведена на рисунке 2.52. В среднюю часть колонны поступает подлежащее ректификации сырье, нагретое до температуры tF. Сырье может подаваться в колонну в виде жидкости, паров или смеси паров и жидкости. При входе сырья в колонну происходит процесс однократного испарения, в результате которого образуются пары GF состава y*F и жидкость gF  состава x*F ' находящиеся в равновесии.

Для обеспечения ректификации необходимо в верхней части колонны навстречу парам организовать поток жидкости (флегмы, орошения). Для этого на верху колонны тем или иным способом отнимается тепло Qd (тепло парциального конденсатора). За счет этого часть паров, поднимающихся с верхней тарелки, конденсируется, образуя необходимый нисходящий поток жидкости.

В нижней части колонны нужно обеспечить восходящий поток паров. Для этого в низ колонны тем или иным способом подводится тепло QB (тепло кипятильника). При этом часть жидкости, стекающей с нижней тарелки, испаряется, образуя поток паров.

Рисунок 2.52 Принципиальная схема ректификационной колонны

При таком режиме самая низкая температура tD будет в верху колонны, а самая высокая tW - в низу колонны.

Отбираемый с верху колонны продукт D, обогащенный НКК, называется ректификатом, (или дистиллятом), - а с низу колонны W, обогащенный ВКК, - остатком (или нижним продуктом).

Та часть колонны, куда вводится сырье, называется секцией питания, или эвапорационным пространством, часть ректификационной колонны, находящаяся выше ввода сырья - верхней, концентрационной или укрепляющей, а ниже ввода сырья - нижней, отгонной или исчерпывающей. В обеих частях колонны протекает один и тот же процесс ректификации.

В зависимости от назначения колонны могут быть полными, т.е. иметь концентрационную и отгонную части, или неполными, имеющими одну из названных частей (рисунок 2.53). Укрепляющая колонна имеет только верхнюю часть, и сырье подается в низ колонны (рисунок 2.53, б). Отгонная колонна имеет только нижнюю часть, и сырье вводится на верхнюю тарелку (рисунок 2.53, в).

Неполные колонны применяются в тех случаях, когда к чистоте нижнего продукта укрепляющей колонны или верхнего продукта отгонной колонны не предъявляются высокие требования. Наличие конденсатора и кипятильника в таких колоннах позволяет обеспечить необходимые жидкостные и паровые нагрузки.

Наряду с простыми колоннами, которые делят смесь на два продукта, различают также сложные колонны, в которых число отбираемых продуктов больше двух (рисунок 2.53 г, д). Эти продукты могут выводиться из основной или из отпарных колонн в виде дополнительных боковых погонов.

Рисунок 2.53 Схемы простых (I) и сложных (II) колонн: а- полная; б- укрепляющая; в- отгонная; г- с отбором дополнительных продуктов из основной колонны; д- отбором дополнительного продукта из отпарной колонны

Материальный баланс ректификационной колонны. Материальный баланс ректификационной колонны может быть составлен в массовых или мольных единицах, причем соответствующие балансовые уравнения имеют один и тот же вид. При установившемся режиме работы колонны массы всех потоков остаются неизменными (рисунок 2.54). Ниже рассмотрен материальный баланс в массовых единицах.

Примем следующие обозначения:

F, xF, e, tF, QF - соответственно масса сырья, массовая концентрация НКК, доля отгона, температура и количество тепла при входе сырья в колонну;

GF и gF, y*F и х*F - соответственно масса паровой части сырья и неиспарившейся жидкости, концентрация в них НКК;

D,  УD,  tD,  QD - соответственно масса, концентрация, температура и количество тепла паров ректификата, уходящего с верха колонны;

     W,  xW,  tW,  QW - соответственно масса, концентрация, температура и количество тепла, отходящего с низа колонны остатка;

      gD,  x*D,   tD   -   соответственно  масса,   концентрация  и   температура жидкости (орошения, флегмы), стекающей из парциального конденсатора и находящейся в равновесии с парами D;

 GNp УNp tNp - соответственно масса, концентрация и температура паров, поднимающихся с верхней тарелки концентрационной части колонны;

   g,  х,  t - соответственно масса, концентрация и температура жидкости, поступающей в произвольное сечение 1 - 1 верхней или 3 - 3 нижней части колонны;

   G,  у,  Т -   соответственно масса, концентрация и температура паров, поступающей в произвольное сечение 1 - 1 верхней или 4 - 4 нижней части колонны;

    g1,  х1,  t1, -   соответственно масса, концентрация и температура жидкости, стекающей с нижней тарелки концентрационной части колонны;

    GNo, УNo, tNo - соответственно масса, концентрация и температура паров, поднимающихся с верхней тарелки отгонной части колонны;

     g1', х1', t1' - соответственно масса, концентрация и температура жидкости, стекающей с нижней тарелки отгонной части колонны;

    GW, У*W, tW    -  соответственно масса, концентрация и температура

паров, поступающих под нижнюю тарелку отгонной части колонны и находящихся в равновесии с остатком W;

     Qd -   тепло, отнимаемое на верху колонны (тепло орошения);

     QB -  тепло, подводимое в низ колонны (тепло кипятильника).

Материальный баланс будет иметь вид:

для всей колонны

F = D + W,

      для НКК

FxF = DyD + Wxw . 

     Подставив в последнее уравнение вместо W величину F - D, получим

FxF = DyD + (F - D)ХW .

     Тогда относительный отбор ректификата составит

   ε =.                                                                                   (2.93)

Соответственно относительный отбор остатка составит

1 – ε =.                                                                      (2.94)

Рисунок 2.54 Схема потоков ректификационной колонны, используемая для составления материальных и тепловых балансов:

I - IV - контуры для составления балансов; 1 - 4 - сечения

      Из уравнений (2.93) и (2.94) следует, что внешние потоки колонны и концентрации в них компонентов - взаимосвязанные величины и не могут устанавливаться произвольно.

      Приведенные уравнения позволяют определить массовые расходы ректификата D и остатка W при заданных производительности колонны F, составе сырья хF и четкости ректификации: концентрациях yD и xW.

Уравнение рабочей линии. Для выявления связи между потоками в любом сечении ректификационной колонны (масса, тепло и концентрации) следует мысленно разрезать колонну в соответствующем сечении. Отделить одну часть колонны от другой. Заменить отделенную часть соответствующими потоками массы и тепла и затем составить материальные, а в случае необходимости и тепловые балансы для рассматриваемой части колонны. Проводя подобные расчеты для нескольких сечений колонны, можно проследить за изменением потоков массы и тепла по высоте аппарата.

Уравнение рабочей линии для верхней части колонны. Рассмотрим уравнения материальных балансов для части колонны, находящейся выше сечения 1 - 1 (см. рисунок 2.54). Запишем материальные балансы:

общий

        или                                                                    (2.95) и для НКК

                                                                                             (2.96)

Из уравнения (2.95) следует, что при стационарном режиме работы колонны (потоки массы не изменяются) разность потоков пара и жидкости в любом сечении верхней части колонны  -  величина постоянная, равная массе потока ректификата D, т.е. G > g. Следовательно, при увеличении или уменьшении одного из потоков (пара или жидкости) второй поток изменяется соответственным образом.

Уравнения (2.95) и (2.96) устанавливают зависимость между массами и составами паров и жидкости, проходящих через одно и то же сечение 1 - 1 колонны. Из этих уравнений следует, что масса потока паров G равна массе потоков ректификата D и флегмы g, а соответственно масса НКК в парах Gy равна массе НКК в ректификате DyD и флегме gх. Таким образом, пары, поднимающиеся с любой тарелки в верхней части колонны, можно рассматривать как состоящие из двух частей: паров верхнего целевого продукта (ректификата) и сопутствующих паров, масса и состав которых равны массе и составу встречной флегмы. Следует отметить, что в ряде случаев масса сопутствующего потока паров может значительно превышать массу потока ректификата.

Приняв во внимание уравнение (2.95), можно также уравнение (2.96) записать в следующем виде:

                                                                                               (2.97) или

.                                                                                (2.98) 

Разделив числитель и знаменатель каждого слагаемого уравнения (2.98) на D и обозначив флегмовое число через R = g/D, которое является важнейшим показателем процесса ректификации, получим

.                                                                                      (2.99) 

Уравнения (2.98) или (2.99) называются уравнением рабочей линии, уравнением концентраций, или уравнением оперативной линии. Оно устанавливает связь между составами встречных потоков пара и жидкости в произвольном сечении колонны и является общим для любого сечения концентрационной части колонны. В частности, для сечения над верхней Nк - й тарелкой уравнение (1.98) будет иметь вид:

.

Для всей верхней части колонны выше сечения 2 - 2 (см. рисунок 2.54) уравнение рабочей линии записывается следующим образом:

,                                                                       (2.100) 

где  уm   -   средний  состав   пара,   поступающего   из   секции   питания   в концентрационную часть колонны,

.                                                   (2.101) 

Пары Gm с концентрацией НКК ym, поступающие в концентрационную часть колонны, образуются при смешении потока паров GF, полученного при ОИ сырья, и паров GNo, уходящих из отгонной секции колонны.

При смешении потоков паров с различной температурой в секции питания не происходит простого их суммирования, оно сопровождается небольшой частичной конденсацией. Поэтому допущение о том, что количество паров Gm равно суммарным количествам смешивающихся потоков GF и GNo, не вполне точно. Однако с учетом того, что в небольших пределах по концентрациям кривые конденсации на изобарных кривых и энтальпийной диаграмме близки к прямолинейному очертанию, степенью конденсации при смешивании одноименных потоков в секции питания можно практически пренебречь.

В координатах х, у уравнения (2.98) и (2.99) представляют собой кривую линию, так как в общем случае поток флегмы g или флегмовое число R может изменяться по высоте верхней части колонны. Степень изменения массы жидкости и паров по высоте колонны зависит от тепловых характеристик компонентов (скрытая теплота конденсации, теплоемкость). Для систем, у которых тепловые константы близки между собой, масса жидкости и паров по высоте колонны не меняется или меняется незначительно.

Если принять поток флегмы по высоте колонны постоянным (gD  = g = g1 = const), то рабочая линия будет прямой с тангенсом угла наклона

.

  На диаграмме х - у (рисунок 2.55) можно выявить характерные точки, через которые проходит рабочая линия. При х = yD получим, что у = yD',  т.е. рабочая линия проходит через точку D, находящуюся на диагонали диаграммы х - у. Положение точки D зависит только от состава ректификата и не зависит от величины потока флегмы. Поэтому через точку D рабочая линия проходит независимо от того, изменяется или не изменяется масса потока флегмы по высоте колонны.

Для определения координат второй точки рабочей линии примем, что х = 0. Тогда  у = yD/(R + 1) (точка В, рисунок 2.56). Положение точки В зависит не только от состава ректификата уD, но и от величины флегмового числа R = g/D, т. е. от массы потока флегмы g. С увеличением флегмового числа точка В перемещается вниз, а рабочая линия приближается к диагонали ОА. В пределе при R∞(или g → ∞) рабочая линия сольется с диагональю диаграммы х—у, а точка В переместится в начало координат (режим полного орошения). Таким образом, диагональ графика является линией концентраций при бесконечно большом значении флегмового числа.

Следует заметить, что как рабочая линия BD, так и кривая равновесия фаз ОЕА, дают зависимость между содержанием НКК в жидкости и в парах. Однако между этими кривыми имеется существенное различие. Кривая равновесия фаз связывает концентрации равновесных жидкой и паровой фаз, покидающих данную контактную ступень (теоретическую тарелку). Поэтому каждая точка, лежащая на кривой равновесия фаз, характеризует жидкость хn'  стекающую с данной (n-й) тарелки, и равновесные пары уn' покидающие ту же тарелку (точка Е). Рабочая же линия связывает неравновесные жидкую и паровую фазы и каждая ее точка (например, Е1) характеризует жидкость хn+1, стекающую на данную n-ю тарелку с вышележащей, и пары уn' поднимающиеся с данной тарелки.

При изменении массы  потока  флегмы  (паров)  по  высоте  концентрационной части колонны уравнение рабочей линии может быть построено в координатах х, у с использованием свойств энтальпийной диаграммы.

Рисунок 2.55  Рабочая  линия  для   верхней части колонны на диаграмме х-у:

1 - кривая равновесия фаз; 2 - рабочая линия

Уравнение рабочей линии для нижней части колонны. Перейдем к анализу работы нижней части колонны. Для этого рассмотрим потоки для части колонны ниже сечения 4 - 4 (см. рисунок 2.54). Материальный баланс для этой части колонны запишется следующим образом:

      общий

или                                                                               (2.102)       и для НКК

                                                                                          (2.103)

Из данных уравнений следует, что для любого сечения в нижней части колонны масса жидкости больше массы паров, т. е. g > G, и массы обоих потоков изменяются в одном направлении, одновременно возрастая или убывая.

Кроме того, масса флегмы g равна сумме масс остатка W и паров G, а масса НКК во флегме равна массе НКК в остатке Wxw и в парах. Таким образом, жидкость, стекающую с любой тарелки нижней части колонны, можно рассматривать как состоящую из двух частей: нижнего целевого продукта (остатка W) и сопутствующей флегмы, масса и состав которой равны массе и составу встречного потока паров G.

Решив совместно уравнения (2.102) и (2.103), получим

                                                                                             (2.104)

или

.                                                                                  (2.105) 

Разделив числитель и знаменатель каждого слагаемого на W и обозначив паровое число через П = G/W, получим

.                                                                                      (2.106) 

Уравнения (2.105) или (2.106) называются уравнением рабочей линии для нижней части колонны и устанавливают зависимость между концентрациями встречных потоков пара и жидкости в произвольном сечении нижней части колонны. Оно является общим для любого сечения отгонной части колонны и, в частности, для сечения под нижней тарелкой уравнение (2.105) будет иметь вид

.

Для всей отгонной части колонны ниже сечения 3 - 3 (см. рисунок 2.54) уравнение рабочей линии записывается следующим образом:

,                                                                          (2.107)

где хm - средний состав флегмы, поступающей из секции питания в нижнюю часть колонны:

.                                                              (2.108)

Поток жидкости gm состава хт образуется при смешении жидкого остатка, получающегося при ОИ сырья, и потока флегмы g1, стекающей в секцию питания из концентрационной части колонны.

При смешении в секции питания потоков жидкости с различной температурой не происходит простого их суммирования, оно сопровождается небольшим частичным испарением. Поэтому допущение о том, что количество жидкости gm равно суммарным количествам смешивающихся потоков gF и g1 не вполне точно. Однако с учетом того, что в небольших пределах по концентрациям кривые испарения на изобарных кривых и энтальпийной диаграмме близки к прямолинейному очертанию, можно практически пренебречь степенью испарения при смешивании одноименных потоков в секции питания.

В общем случае в координатах х, у уравнения (2.105) и (2.106) представляет собой кривую линию, так как масса паров G может изменяться по высоте нижней части колонны. Если масса паров в нижней части колонны не изменяется (П = const или G = const), то уравнение рабочей линии является уравнением прямой.

На диаграмме х - у рабочая линия нижней части колонны проходит через следующие характерные точки (см. рисунок 2.56). Одна из этих точек (W) находится на диагонали (х = у – xW), и ее положение не зависит от потока паров и флегмы. Другая точка (С) определяется при у = 1, тогда

.

Положение точки С зависит от величины парового числа П = G / W. При увеличении П точка С перемещается вправо, а рабочая линия приближается к диагонали. В пределе, т. е. при  П → ∞ (или G → ∞), рабочая линия сольется с диагональю ОА. Таким образом, диагональ графика является линией концентраций при бесконечно большом значении парового числа.

Для нижней части колонны, так же как и для верхней, любая точка Е' лежащая на кривой равновесия фаз, связывает составы жидкости хn', стекающей с данной (n'-й) тарелки, и равновесных паров уп', покидающих ту же тарелку. Рабочая же линия связывает неравновесные жидкую и паровую фазы, и каждая ее точка (например, E'1 ) характеризует жидкость хп+1, стекающую на данную n'-ю тарелку с вышележащей, и пары уп', поднимающиеся с данной тарелки.

При изменении массы паров (флегмы) по высоте нижней части колонны уравнение рабочей линии можно построить в координатах х, у, воспользовавшись свойствами энтальпийной диаграммы.

Рисунок 2.56  Рабочая линия для  нижней части колонны на диаграмме х - у:

1- кривая   равновесия    фаз;    2 - рабочая линия

Вопросы для самопроверки.

  1.   Раскройте принцип ректификации. Изобразите схему ректификационной колонны и укажите на ней потоки жидкости и пара.
  2.  Какие смеси разделяются на отдельные компоненты с помощью перегонки и ректификации?
  3.  Какие диаграммы используют для описания условий равновесия разделяемых смесей?
  4.  Как осуществляются разделение смесей, которые имеют близкие значения температуры кипения?
  5.  Напишите уравнения рабочих линий для верхней и нижней частей колонны.

ЛЕКЦИЯ 9

Тепловой баланс колонны. Определение числа теоретических тарелок графическим методом. Определение оптимального флегмового числа. Ректификация многокомпонентных смесей.

Тепловой баланс колонны. При проведении процесса ректификации происходит обмен тепловой энергией между контактирующими паровой и жидкой фазами. Приходными статьями теплового баланса колонны являются тепло, вносимое сырьем QF, и тепло, подводимое в низ колонны через кипятильник QB. Расходными статьями является тепло, отводимое из колонны парами ректификата QD, жидким остатком QW, и тепло, отнимаемое потоком хладагента на верху колонны Qd для образования флегмы (см. рисунок 2.54).

Тепловой баланс колонны без учета теплопотерь в окружающую среду запишется в виде

                                                                            (2.109)

Отдельные составляющие теплового баланса определяются выражениями

При заданных составах и отборах ректификата и остатка потоки тепла QD и QW являются постоянными, поэтому можем переписать уравнение (2.109) в следующем виде:

                                                                (2.110) 

При неизменной температуре и составе сырья (QF = const) из уравнения (2.110) получаем, что QB - Qd = const. Отсюда следует, что изменения величин QB и Qd могут происходить только в общем направлении, т.е. обе или увеличиваются или уменьшаются. При этом их разность остается величиной постоянной.

Аналогичная зависимость наблюдается при постоянном подводе тепла в низ колонны (QB = const), когда изменения величин QF и Qd могут происходить только на одну и ту же величину QF - Qd = const и в одинаковом направлении.

Из уравнения (2.110) также следует, что с повышением температуры исходного сырья при постоянной величине отвода тепла на верху колонны Qd количество тепла, подводимого в низ колонны QB, должно на столько же уменьшиться, и наоборот.

В реальных условиях работы колонны потоки флегмы и паров должны превышать их минимальные значения, следовательно, Qd/D должно быть больше (Qd/D)min, a QB/W - больше (QB/W)min. Соответственно полюс Р должен быть расположен выше полюса Р2, а полюс Р' - ниже полюса Р'2.

Изменение доли отгона сырья приводит к перемещению точки F по вертикали, что приводит к соответствующему перераспределению потоков тепла (Qd/D)min и (QB/W)min. Возрастание доли отгона приводит к увеличению величины (Qd/D)min и уменьшению величины (QB/W)min; снижение доли отгона приводит к обратным последствиям.

Определение числа теоретических тарелок графическим методом. Одной из основных целей расчета ректификационной колонны является определение числа тарелок, необходимых для разделения данной смеси на ректификат состава уD и остаток состава хW, при принятых величинах флегмового и парового чисел и известной кривой равновесия фаз.

Рассмотрим графическое определение числа теоретических тарелок для верхней части колонны. Пусть требуется получить ректификат состава уD. Рабочая линия верхней части колонны ВD (рисунок 2.57) проходит через точку D  с координатами х = у = уD.  

Рисунок 2.57 Графическое определение числа теоретических тарелок для верхней части колонны на диаграмме х-у

Пары ректификата состава уD получены после прохождения через парциальный конденсатор потока паров GNK, уходящих с верхней тарелки колонны и имеющих состав yNK (см. также рисунок 2.54). В парциальном конденсаторе, который принимается эквивалентным одной теоретической тарелке, часть этих паров конденсируется и образует поток флегмы gD = gNK+1 состава х*D. Состав флегмы х*D  будет находиться в равновесии с парами ректификата состава уD и может быть определен при пересечении ординаты уD с кривой равновесия (точка 1). Очевидно, что абсцисса точки 1 равна х*D. Поток жидкости gD  состава х*D поступает на верхнюю тарелку (ее номер NK) колонны, а навстречу этому потоку жидкости с верхней тарелки поднимается поток паров GNK состава yNK. Эти встречные потоки отвечают уравнению рабочей линии, и поэтому состав паров yNK может быть найден при пересечении абсциссы х*D  с рабочей линией в точке 2, ордината которой и будет равна yNK.

С верхней тарелки стекает поток флегмы состава xNK, который получен при взаимодействии жидкости состава х*D, стекающей из парциального конденсатора, и потока паров состава yNK-1, поднимающегося с нижележащей тарелки. Составы xNK и yNK потоков, покидающих верхнюю тарелку колонны, находятся в равновесии и на диаграмме х-у, отвечают точке 3, абсцисса которой и дает значение xNK.

Между тарелками NK и NK-1 жидкость состава xNK  встречается с парами состава уд, _,; эти составы будут относиться к рабочей линии, ордината точки 4 которой равна yNK-1.

Продолжая аналогичные рассуждения, получим составы паров, поднимающихся с любой тарелки колонны, и соответствующие им составы флегмы, которые определяются при построении ступенчатой ломаной линии между кривой равновесия фаз и рабочей линией D- 1-2-3-,..., -7-8. Построение завершается, когда состав жидкости х1, стекающей с нижней тарелки концентрационной части колонны, и состав паров уm, поступающих из секции питания, будут отвечать требуемым значениям. Составы этих потоков, являющихся встречными на одном уровне, определяются уравнением рабочей линии (точка 8).

Очевидно, что число ступеней между равновесной и рабочими линиями и дает число теоретических тарелок, необходимых для изменения состава пара от ут на входе в верхнюю часть колонны до уD состава ректификата. В данном примере число теоретических тарелок равно 4.

Заметим, что в данном примере ступень изменения концентрации D – 1-2 связана с наличием парциального конденсатора, принятого за одну теоретическую тарелку. В случае других способов отвода тепла в верху колонны эта ступень отвечает верхней тарелке колонны.

При графическом построении числа теоретических тарелок может оказаться, что при принятом флегмовом числе полученное число теоретических тарелок в интервале изменения концентраций пара от ут до уD окажется не целым, т.е. при целом числе тарелок состав ут (или уD) будет получен либо с избытком, либо с недостатком. Чтобы получить целое число теоретических тарелок можно было бы несколько изменить поток орошения, однако эта процедура связана с методом последовательных приближений, и ею практически не пользуются. Обычно или принимают ближайшее большее целое число теоретических тарелок, обеспечивая некоторый запас качества получаемого ректификата, или производят линейную интерполяцию доли теоретической тарелки пропорционально изменению составов паров или жидкости на этом участке колонны. В этом случае число теоретических тарелок будет дробным.

Из проведенного графического построения числа теоретических тарелок видно, что оно зависит от положения рабочей линии, т.е. от величины флегмового числа R = g/D. При увеличении флегмового числа рабочая линия приближается к диагонали диаграммы х-у, поворачиваясь вокруг точки D. Это приводит к уменьшению числа теоретических тарелок. При уменьшении флегмового числа рабочая линия приближается к кривой равновесия фаз, а необходимое число тарелок увеличивается.

Минимальному числу теоретических тарелок в верхней части колонны отвечает случай работы колонны с бесконечно большим флегмовым числом R = g/D →∞ (или Ф = 1). При этом рабочая линия сольется с диагональю ОА. Ломаную линию, определяющую число теоретических тарелок, в этом случае строят между кривой равновесия фаз и диагональю ОА диаграммы х-у.

При уменьшении флегмового числа число теоретических тарелок будет увеличиваться и станет равным бесконечно большой величине при минимальном флегмовом числе R = (g/D)min.

Построение числа тарелок в концентрационной части колонны можно вести также начиная от состава паров ут, поступающих из эвапорационного пространства в верхнюю часть колонны. В этом случае построение заканчивается в точке D, отвечающей заданному составу ректификата уD.

Число теоретических тарелок в отгонной части колонны определяется с помощью аналогичных построений (рисунок 2.58). Рабочая линия WС определяется положением точки W, имеющей координаты х = у = хW, и величиной парового числа П = G/W.

При подводе тепла в количестве QB в низ колонны образуется восходящий поток паров GW, состава уW, который будет находиться в равновесии с жидким остатком состава хW. Поэтому указанные составы будут определяться координатами точки 1, находящейся на кривой равновесия фаз. Ордината точки 1 определяет состав паров у*W.

Рисунок 2.58 Графическое определение числа теоретических тарелок для нижней части колонны на диаграмме х-у

Под нижней тарелкой пары состава у*W  встречаются с потоком жидкости g, состава x, следовательно, эти составы определяются уравнением рабочей линии, абсцисса точки 2 которой дает состав флегмы x. Пары состава y и флегма состава x покидают нижнюю тарелку колонны и поэтому находятся в равновесии. Состав паров y определяется ординатой точки 3 на кривой равновесия фаз.

Составы жидкости x, стекающей с вышележащей тарелки, и встречных паров y отвечают уравнению рабочей линии, абсцисса точки 4 которой дает состав x.

Продолжив аналогичные построения, получим ступенчатую линию W- 1-2-,..., - 7-8, расположенную между кривой равновесия фаз и рабочей линией. Координаты точки 8 на рабочей линии определяют составы паров уNo, поднимающихся с верхней тарелки отгонной части колонны, и жидкости хт, стекающей из эвапорационного пространства в нижнюю часть колонны.

Число построенных ступеней между рабочей и равновесной линиями соответствует числу теоретических тарелок, необходимых для изменения концентрации жидкости от хW, - состава остатка до хт - состава жидкости, поступающей на верхнюю тарелку нижней части колонны. В данном примере число теоретических тарелок равно 4.

Отметим, что ступень изменения концентраций W-1-2 соответствует подводу тепла к жидкости, стекающей с нижней тарелки колонны, т.е. относится к специальному устройству, служащему для этой цели - кипятильнику.

Как и в верхней части колонны, число теоретических тарелок в отгонной части может быть как целым, так и дробным.

Проведенное построение числа теоретических тарелок показывает, что этот параметр зависит от парового числа П = G/W в нижней части колонны, т.е. от положения рабочей линии. При увеличении парового числа рабочая линия перемещается ближе к диагонали диаграммы х-у, поворачиваясь вокруг точки W. В этом случае число тарелок уменьшается. Минимальное число теоретических тарелок в нижней части колонны будет получено при П = G/W →∞ или Ф = 1, когда рабочая линия сольется с диагональю. Построение числа тарелок для этого случая выполняют между равновесной кривой и диагональю в интервале изменения концентраций флегмы от xW, до хт.  

При уменьшении парового числа рабочая линия приближается к кривой равновесия фаз, а необходимое число теоретических тарелок увеличивается, достигая бесконечно большой величины при минимальном паровом числе П = (G/W)min.

Графическое построение числа теоретических тарелок можно выполнять также начиная от точки, соответствующей составам жидкости хт и паров уNo. При этом построение ступенчатой линии закончится в точке W, соответствующей составу жидкого остатка хW.

В результате проведенных графических построений видно, что по высоте колонны концентрации паров и жидкости изменяются неравномерно, что определяется формой кривой равновесия фаз и расположением рабочих линий.

Выше были рассмотрены графические построения числа теоретических тарелок для верхней и нижней частей колонны в отдельности, что соответствует расчету неполных колонн. В полной колонне, составы потоков обеих секций взаимно сопрягаются при прохождении через эвапорационное пространство, что характеризуется соответствующими графическими построениями, определяющими составы паров уm, уNo и жидкости х1, хт.

Пример построения числа теоретических тарелок для полной колонны при доле отгона сырья е приведен на рисунке 2.59.

Составы паров и жидкости в эвапорационном пространстве определяют место ввода сырья заданного состава хF  в колонну и, следовательно, распределение тарелок между отгонной и концентрационной частями колонны (No и NK). В приведенном на рисунке 2.59 примере No = 3 и NK = 2.

Рисунок 2.59. Графическое определение числа теоретических тарелок

для полной колонны на диаграмме х-у

Определение оптимального флегмового числа. В ректификационной колонне заданные составы ректификата уD и остатка хW могут быть получены при различных флегмовых (паровых) числах и соответствующих числах теоретических тарелок.

Ранее было отмечено, что при бесконечном флегмовом (паровом) числе в колонне будет минимальное число тарелок Nmin.

При уменьшении флегмового (парового) числа число тарелок в колонне увеличивается. При минимальном флегмовом числе Rmin (паровом числе Пmin) число тарелок, обеспечивающих заданное разделение исходной смеси, возрастает до бесконечно большого.

Общий вид зависимости числа теоретических тарелок от флегмового числа приведен на рисунок 2.50. Произвольная точка (например, 1 или 2) на таком графике отвечает определенным числам теоретических тарелок и флегмовому числу. Подобный график может быть построен с использованием любого из рассмотренных выше способов определения числа теоретических тарелок в колонне.

Таким образом, количество орошения и необходимое число тарелок, а следовательно, и высота колонны в определенных пределах являются взаимосвязанными величинами, при этом четкость разделения будет оставаться одной и той же. В этой связи при расчете ректификационной колонны стремятся выбрать оптимальное флегмовое число Rопт., которое обеспечивало бы заданные показатели процесса при минимальных эксплуатационных и капитальных затратах.

Рисунок 2.60 Зависимость числа теоретических тарелок в колонне от флегмового числа

Поскольку масса паров пропорциональна величине R + 1, то величина R + 1 пропорциональна площади поперечного сечения колонны, а произведение числа теоретических тарелок N на R + I пропорционально объему колонны. Если построить зависимость величин N/(R + 1) от R, то получится кривая с минимумом в точке А, который и определяет величину оптимального флегмового числа Rопт (рисунок 2.61), соответствующего минимальному объему колонны.

Рисунок 2.61 Графическое определение оптимального флегмового числа, соответствующего минимальному объему колонны

Оценка величины оптимального флегмового числа по различным критериям показывает, что в большинстве практических случаев оптимальное флегмовое число равно Rопт = (1,2-1,35)Rmin.

В каждом отдельном случае выбор оптимального флегмового числа может быть сделан также с учетом специальных требований, предъявляемых к процессу ректификации и к аппаратуре для ее осуществления.

Ректификация многокомпонентных смесей. При разделении бинарной смеси путем ректификации обычно достаточно одной простой колонны, чтобы получить заданные составы ректификата и остатка. Лишь в специальных случаях (получение чистых веществ и др.) приходится применять более сложные варианты колонн.

При разделении многокомпонентной смеси приходится выделять несколько целевых продуктов (фракций), к составу которых предъявляются определенные требования. Это обусловливает необходимость применения нескольких простых колонн, соединенных определенным образом, что и определяет последовательность выделения компонентов или соответствующих фракций из смеси. Поскольку каждая простая колонна делит смесь на два продукта, то для разделения смеси, состоящей из п компонентов (фракций), необходимо иметь п-1 простых колонн. С увеличением числа компонентов системы возможное число вариантов взаимного соединения простых колонн быстро возрастает.

На рисунке 2.62 приведены схемы вариантов соединения простых колонн: последовательный по потокам ректификатов, последовательный по потокам остатков, последовательно-параллельный и с рециркуляцией потоков при разделении многокомпонентной смеси на несколько продуктов (фракций). 

Последовательное соединение колонн может осуществляться как по потокам остатков, когда остаток данной колонны поступает на ректификацию в следующую, а остаток в виде готового продукта получают только в последней колонне (рисунок 2.62, а), так и по потокам ректификатов, когда ректификат данной колонны направляется в следующую, а в качестве готового продукта выводится ректификат только из последней колонны (рисунок 2.62, б).

Последовательно-параллельное соединение колонн (см. рисунок 2.62, в) состоит в том, что колонны соединены последовательно: одна часть по потокам ректификатов, другая - по потокам остатков.

С рециркуляцией одного или нескольких продуктов при разделении многокомпонентной смеси применяют (см. рисунок 2.62, г, д), если рециркулируемые потоки не являются товарными продуктами для данной технологической схемы. Комбинируя приведенные выше варианты соединения простых колонн, изменяя последовательность выделения тех или иных компонентов, а также их отбор в виде ректификата или в виде остатка, можно получать различные схемы для ректификации многокомпонентной смеси.

Так (рисунок 2.62), например, переход от последовательного по потокам ректификатов к последовательно-параллельному соединению простых колонн позволяет получить в виде ректификата как первый (колонна II), так и третий (колонна III) компоненты. Последовательное же соединение колонн по потокам остатков позволяет выделить три компонента в виде ректификатов. Это имеет важное практическое значение, когда к получаемым продуктам предъявляются специальные требования, например, по механическим примесям и др.

Выбор конкретного варианта соединения колонн обусловливается как технологическими требованиями к перерабатываемым продуктам, так и экономическими показателями, определяющими затраты на ректификацию.

Если смесь разделяют на меньшее число продуктов, чем содержится компонентов в смеси (некоторые компоненты могут быть выделены в виде фракций), то число колонн будет меньше, чем в случае выделения каждого компонента в отдельности. Это характерно для установок АВТ, вторичной перегонки бензинов, ректификации продуктов каталитического крекинга и др., где целевыми являются фракции, кипящие в сравнительно широком интервале температур.

На нефтеперерабатывающих заводах нашли применение сложные колонны, представляющие собой систему простых колонн, соединенных в один агрегат (рисунок 2.63). 

Такая сложная колонна отвечает схеме последовательного соединения простых колонн по потокам ректификатов (см. рисунок 2.62, б). Она представляет собой колонну I, на которой как бы установлены концентрационные части колонн II и III. Таким образом, получилась одна основная колонна, включающая концентрационные части всех трех колонн и отгонную часть колонны II. Отгонные части колонн II и III выполнены в виде отдельных аппаратов, называемых отпорными колоннами или стриппинг-секциями. Отпарные колонны связаны с основной колонной потоками жидкости и пара.

Такая сложная колонна требует меньше места для своей установки и нуждается только в одном насосе для подачи орошения. Однако при такой конструкции увеличивается высота колонны и обслуживающих ее металлоконструкций.

Кроме того, потоки всех секции колонны жестко взаимосвязаны, что осложняет четкое разделение продуктов WII и WIII  и одновременное обеспечение их качества.

В такой сложной колонне процесс протекает следующим образом. Флегма, образованная при конденсации паров на верху колонны, последовательно перетекает с тарелки на тарелку в контуре, соответствующем концентрационной части колонны III. Достигнув нижней тарелки этой колонны, флегма делится на два потока. Один поток g' III отводится в отпарную секцию колонны III, где получается продукт WIII . 

Второй поток флегмы g III  перетекает на верхнюю тарелку колонны II, являясь орошением для этой колонны. Пары G'III из отгонной секции колонны III возвращаются под нижнюю тарелку концентрационной части этой колонны. Аналогично протекает процесс и в других колоннах II и I.

Рисунок 2.62 Схемы основных способов соединения простых колонн при ректификации многокомпонентной смеси: а - последовательное по потокам остатка; б - последовательное по потокам ректификата; в - последовательно-параллельное; г - с рециклом остатка; д - с рециклом ректификата; I- III - условные номера колонн

При отводе всего тепла только на верху сложной колонны поток орошения должен быть достаточным, чтобы обеспечить необходимое флегмовое число во всех нижерасположенных секциях колонны. Однако вследствие отбора боковых погонов в сложной колонне масса паров увеличивается сверху вниз, а масса орошения — снизу вверх. Таким образом, наибольшее флегмовое число в сложной ректификационной колонне соответствует верхней секции (III колонна), и в направлении сверху вниз оно уменьшается, что ухудшает процесс ректификации.  

Рисунок 2.63 Схема сложной колонны для ректификации четырехкомпонентной смеси: I- III - контуры, выделяющие части сложной колонны, аналогичные (по номерам) колоннам, приведенным на рисунке 1.62, 6

Для обеспечения более равномерного распределения потоков паров и флегмы по высоте сложной колонны, разгрузки вышележащих сечений и регенерации тепла съем части тепла с целью образования дополнительного потока флегмы производят промежуточным циркуляционным орошением в одном-двух сечениях на верху соответствующих простых колонн (рисунок 2.64). Поток промежуточного циркуляционного орошения (ПЦО) gц при температуре tц1  прокачивается через регенеративный теплообменник, где отдает количество тепла Qпцо, например нефти, и при более низкой температуре tц2 , поступает на верхнюю тарелку концентрационной части соответствующей простой колонны. Поднимающиеся снизу пары контактируют с более холодной циркулирующей флегмой и частично конденсируются, образуя дополнительный поток флегмы, который присоединяется к потоку флегмы g III  и создает поток орошения g II.

Рисунок 2.64 Схема отвода тепла промежуточным циркуляционным орошением

Каждую секцию сложной колонны рассчитывают как соответствующую часть простой колонны, имея в виду, что пары ректификата секции, расположенной ниже, поступают на ректификацию в секцию, расположенную выше.

Применение сложных колонн оправдано в основном в тех случаях, когда требуется относительно невысокая четкость разделения, например, при выделении широких по температурам кипения фракций.

Вопросы для самопроверки.

1. Напишите уравнение теплового баланса ректификационной колонны?

2. Что означает флегмовое число?

3. Как определяется минимальное и рабочее флегмовое число? Как влияет флегмовое число на высоту ректификационной колонны?

4. Какие аппараты применяют для проведения процессов ректификации? Каковы их отличия от абсорберов? Как располагают в ректификационных установках дефлегматоры и кипятильники?

5. Как происходит разделение многокомпонентных систем при ректификации?

ЛЕКЦИЯ 10

Сущность процесса экстракции. Треугольные диаграммы. Основные методы осуществления экстракции. Пример расчета однократной экстракции. Экстракторы.

Экстракцией называется процесс избирательного извлечения компонентов жидкой (или твердой) фазы при ее обработке растворителем, который хорошо растворяет извлекаемые компоненты и ограниченно или практически не растворяет другие компоненты исходного сырья. Поэтому применяемые при экстракции растворители называют избирательными или селективными.

В нефтепереработке процесс экстракции применяется при очистке смазочных масел, дизельных топлив, деасфальтизации тяжелых нефтяных остатков, извлечении ароматических углеводородов из бензинов пиролиза, продуктов риформинга или легких газойлей коксования, извлечении высококипящих или нелетучих компонентов из сточных вод и. т.п.

В промышленных условиях для разделения различных жидких нефтепродуктов путем экстракции используют такие растворители, как фенол, фурфурол, N-метил-2-пирролидон, диэтиленгликоль, вода, жидкий пропан, бензол, диметилсульфоксид, производные морфолина и пр. При смешении растворителя с исходным сырьем происходит перераспределение его компонентов между растворителем и остальной частью смеси. Чтобы извлечь нужные компоненты, необходимо получить гетерогенную систему, состоящую из двух жидких фаз, между которыми и распределяются извлекаемые компоненты. Раствор, состоящий из растворителя и извлеченных компонентов, называется экстрактным, а раствор, включающий неизвлеченные компоненты и растворитель, называется рафинатным.

Извлекаемый компонент или смесь нескольких компонентов распределяется между экстрактным и рафинатным растворами в соответствии с законом фазового равновесия:

где х1 и х2 - концентрации извлекаемого компонента в образующихся фазах; К - коэффициент распределения, зависящий от природы системы, состава и температуры; значение его определяется экспериментально и для данной системы он является величиной постоянной.

При выборе растворителя учитывают его избирательность и растворяющую способность, которые для каждого растворителя не являются постоянными и зависят как от технологических условий процесса, так и от химического состава сырья. Чем больше избирательность растворителя, тем более четко разделяются компоненты при контакте с ним, большей избирательности соответствует больший коэффициент распределения К. Чем выше растворяющая способность растворителя, тем большую массу извлекаемых компонентов можно растворить в нем и тем, следовательно, меньше потребуется расход растворителя.

На процесс экстракции оказывает влияние соотношение растворителя и исходного сырья. В случае небольшого количества растворителя он при соответствующей температуре полностью растворяется в исходной смеси, образуя гомогенный раствор. При большом количестве растворителя исходная смесь полностью растворяется в растворителе, образуя также одну фазу. Каждой величине отношения растворитель - исходное сырье соответствует определенное значение температуры, при которой и выше которой данная смесь образует однофазную систему.

Повышение температуры растворения, понижение растворяющей способности растворителя и повышение его селективности достигаются добавлением в систему компонента, который хорошо растворяется в растворителе и значительно хуже - в исходной разделяемой смеси. Такой метод применяется, например, при очистке масел фенолом с использованием воды в качестве дополнительного компонента, понижающего взаимную растворимость масла и фенола.

Для эффективного протекания процесса экстракции необходимо обеспечить интенсивное контактирование растворителя с разделяемой смесью и быстрое разделение экстрактного и рафинатного растворов, что определяется соответствующим аппаратурным оформлением процесса.

Скорость расслаивания образовавшихся экстрактного и рафинатного растворов в основном определяется разностью плотностей фаз, степенью дисперсности капель и вязкостью сплошной среды. В конечном счете эти характеристики зависят от природы растворителя и разделяемого сырья, расхода растворителя и температуры процесса экстракции.

В любом процессе экстракции можно выделить три составляющие: растворитель; извлекаемый компонент, который в общем случае может представлять собой смесь нескольких компонентов; и неизвлекаемый компонент, в общем случае также являющийся смесью нескольких компонентов. Каждая из указанных составляющих процесса описывается определенными физико-химическими характеристиками. В этой связи для расчета процесса экстракции широко используют треугольные диаграммы.

Треугольные диаграммы. Треугольная диаграмма (рисунок 2.63) представляет собой равносторонний треугольник, вершины которого характеризуют какое-либо аддитивное свойство чистых или обобщенных компонентов (концентрацию, вязкость, индекс вязкости и т.п.), а каждая точка внутри треугольника отвечает трехкомпонентной системе.

Пусть система состоит из трех компонентов А, В и L, представленных вершинами равностороннего треугольника АВL, а точка N внутри треугольника характеризует смесь указанных компонентов. Тогда, если через gА, gB и gL обозначим соответственно массовые потоки компонентов А, В и L, то концентрации соответствующих компонентов будут равны:

и

Рисунок 2.63 Треугольная диаграмма

Рисунок 2.64 Треугольная диаграмма для отсчета концентраций вторым способом

В равностороннем треугольнике сумма длин перпендикуляров, опущенных из произвольной точки N лежащей внутри треугольника, на его стороны, равна высоте треугольника. Поэтому можно записать, что

Если принять высоту треугольника h за единицу или за 100 единиц, то длины отрезков а, b и 1 будут выражать состав смеси в долях единицы или в процентах. Это свойство позволяет использовать равносторонний треугольник для характеристики состава трехкомпонентной смеси.

Любая точка N, расположенная внутри треугольника, отвечает смеси, состоящей из компонентов А, В и L, концентрации которых пропорциональны длинам отрезков соответственно а, b и 1.

Бинарная смесь исходных компонентов характеризуется точкой, находящейся на соответствующей стороне треугольника. Например, точка F представляет собой смесь компонентов А и В, компонент L в ней отсутствует (длина перпендикуляра, опущенного из точки F на сторону АВ, равна нулю).

Концентрация компонента А в бинарной смеси характеризуется длиной перпендикуляра а', а компонента В - длиной перпендикуляра b'. Так как треугольники ВСР и АСР подобны, то а' ~ ВF и b' ~ АF, т.е. концентрация компонента А в бинарной смеси компонентов А и В пропорциональна длине отрезка ВF, а концентрация компонента В пропорциональна длине отрезка АF.

На стороне AL находятся бинарные смеси компонентов A и L, а на стороне ВL - бинарные смеси компонентов В и L.

Если из каждой вершины треугольника А, В и L опустить перпендикуляр на противолежащую сторону, то длины их будут равны высоте треугольника h=1, т.е. вершины треугольника отвечают концентрациям соответствующих чистых (обобщенных) компонентов.

Для представления точек на треугольной диаграмме применяется также более простой способ отсчета концентраций (рисунок 2.64). Проведем из точки N характеризующей трехкомпонентную систему, прямые, параллельные сторонам равностороннего треугольника. Тогда на каждой стороне получим по три отрезка, длины которых пропорциональны длинам соответствующих перпендикуляров а, b и 1, определяющих концентрации соответствующих компонентов в смеси, что вытекает из подобия треугольников: а ~ а', b ~ b', 1 ~ 1'. Приняв сторону треугольника за единицу, убедимся, что соответствующие отрезки на сторонах треугольника равны концентрациям компонентов смеси: а' = хAN, b' = хBN и 1' =xLN. Если система двухкомпонентная, то на каждой стороне получим два. отрезка, так как параллельные сторонам треугольника линии будут исходить из точки, характеризующей бинарную систему и находящейся на соответствующей стороне треугольника.

Состав трехкомпонентной системы, определяемый точкой N на треугольной диаграмме, будет, естественно, одинаковым независимо от способа отсчета концентраций.

Чтобы упростить пользование треугольной диаграммой, можно на каждой стороне откладывать концентрацию только одного компонента, обходя треугольник по часовой стрелке (рисунок 2.65).

Рисунок 2.65 Треугольная диаграмма, стороны которой используются для отсчета концентраций соответствующего компонента трехкомпоневтной смеси

Основные методы осуществления экстракции. В зависимости от требований, предъявляемых к качествам получаемых рафинатного и экстрактного растворов, контактирование массообменивающихся фаз при экстракции может быть осуществлено по нескольким схемам. Однако любой процесс экстракции содержит следующие стадии: 1) смешение растворителя с разделяемой смесью, обеспечивающее их контактирование; 2) разделение образовавшейся смеси на рафинатный и экстрактный растворы.

Поэтому одна ступень экстракции состоит из смесителя и отстойника, оформляемых в виде различных конструктивных модификаций.

В зависимости от числа ступеней экстракции и способа их соединения различают следующие разновидности процесса экстракции: однократную, многократную и противоточную.

При однократной экстракция (рисунок 2.66) исходное сырье F в один прием обрабатывают заданным количеством растворителя L в смесителе С. Образовавшуюся в результате контакта смесь разделяют в отстойнике О на рафинатный R и экстрактный S растворы, которые отводят из аппарата.

При многократной экстракции (рисунок 2.67) исходное сырье Р и соответствующие рафинатные растворы Ri обрабатываются порцией свежего растворителя на каждой ступени экстракции, где имеются смеситель С и отстойник О. При этом рафинатный раствор направляется в следующую ступень экстракции, а экстрактные растворы S1, S2, S3, после каждой ступени экстракции выводятся из системы. При таком способе обработки исходная разделяемая смесь F поступает в первую ступень экстракции, а окончательный рафинатный раствор R3 отбирается из последней ступени.

Рисунок 2.66 Схема однократной экстракции

Рисунок 2.67 Схема многократной экстракции: 1 - 3- ступени экстракции

Очевидно, в этом случае можно получить лучшее качество рафинатного раствора по сравнению с однократной экстракцией, однако выход конечного рафинатного раствора (рафината) уменьшается.

Противоточная экстракция характеризуется многократным контактированием в противотоке рафинатных и экстрактных растворов, целью которого является обеспечение заданного изменения их составов. Противоточное контактирование фаз может быть осуществлено либо в системе аппаратов типа смеситель-отстойник (рисунок 2.68), либо в аппарате колонного типа с контактными устройствами различных конструкций (рисунок 2.69).

Противоточная экстракция обеспечивает получение продуктов заданного качества при высоких их выходах.

Многоступенчатая противоточная экстракция с флегмой. В процессе экстракции без применения флегмы концентрация экстрактного раствора на выходе из аппарата определяется условиями равновесия с исходным раствором, что ограничивает степень разделения. Чтобы увеличить степень разделения, создают возвратный поток экстракта в виде флегмы R0 (см. рисунок 2.68, б). В этом случае экстрактный раствор S1, как обычно, направляется на регенерационную установку, где из него удаляют растворитель L0, который затем смешивают с исходным растворителем L. Поток экстракта Q0, уходящий из регенерационной установки, делится на две части: часть Qк отводится в виде готового экстракта, а другая часть возвращается в аппарат в виде флегмы R0. Поток поступающей в аппарат флегмы удаляет из экстрактного раствора часть растворителя и целевых компонентов, которые в конечном итоге переходят в рафинатный раствор. В результате увеличиваются степень разделения и выход рафинатного раствора. Вместе с тем увеличивается расход избирательного растворителя (экстрагента), что приводит к увеличению размеров и стоимости экстракционной установки. Поэтому выбор доли экстракта, возвращаемого в виде флегмы, должен производиться на основе технико-экономических расчетов. При этом надо иметь в виду тот факт, что при рециркуляции части экстракта поток флегмы должен быть таким, чтобы составы экстрактных и рафинатных растворов соответствовали двухфазной области на треугольной диаграмме, т.е. возвращаемый поток экстракта не должен приводить к полной взаимной растворимости компонентов.

Применение флегмы на стороне выхода рафинатного раствора нецелесообразно.

Многоступенчатая противоточная экстракция двумя растворителями. Процесс экстракции с применением двух растворителей, имеющих ограниченную взаимную растворимость, позволяет повысить избирательность процесса, а также изменить некоторые свойства смеси, влияющие на процесс массопередачи: снизить межфазовое поверхностное натяжение, уменьшить вязкость, увеличить разность плотностей фаз и т.д. Это позволяет наиболее полно реализовать разделяющую способность растворителей по сравнению с другими методами экстракции в сопоставимых условиях. При этом один из растворителей является экстрагирующим и должен хорошо растворять извлекаемые компоненты (например, ароматические углеводороды), тогда как второй растворитель является "отмывочным" и должен хорошо растворять неизвлекаемые компоненты (например, парафино-нафтеновые углеводороды).

Принципиальная схема противоточной многоступенчатой экстракции с применением двух растворителей приведена на рисунок 2.68, в.

Рисунок 2.68 Схема противоточной экстракции в аппаратах типа смеситель-отстойник: 1,2 - п - ступени экстракции; а - противоточная экстракция с одним растворителем; б - многоступенчатая противоточная экстракция с флегмой; в - многоступенчатая противоточная экстракция с двумя растворителями

Рисунок 2.69   Схема   противоточной  экстракции   в аппаратах колонного типа

Экстракторы. Для эффективного осуществления процесса экстракции должно быть обеспечено интенсивное взаимодействие контактирующих фаз. Эффект их взаимодействия зависит от гидродинамических факторов, конструкции аппарата, способа контактирования фаз.

В промышленности применяется большое число различных конструкций экстракционных аппаратов; их можно подразделить на две основные группы: по способу смешения фаз и способу разделения фаз.

I. По способу смешения фаз экстракторы делятся на подгруппы:

1)  аппараты ступенчатого типа, имеющие определенное число ступеней (типа смеситель-отстойник), в каждой из которых происходит контактирование и последующее разделение фаз. В целом в системе осуществляется противоточное движение фаз за счет соответствующего соединения ступеней по потокам  рафинатных  и   экстрактных   растворов   (см.   рисунок 2.68);

2)  аппараты колонного типа с непрерывно изменяющимся составом фаз. Колонные аппараты могут быть пустотелыми, насадочными и тарельчатыми. Противоточное движение фаз в аппаратах колонного типа осуществляется главным образом за счет разности плотностей сырья и растворителя или соответственно рафинатных и экстрактных растворов.

II. По способу разделения фаз экстракторы делятся на подгруппы:

1)  аппараты отстойного типа;

2)  центробежные аппараты.

В свою очередь в каждой группе аппаратов процессы смешения и разделения фаз могут быть реализованы либо за счет энергии самих потоков фаз, либо за счет подвода ее извне с помощью специальных устройств (сообщение вибрации, ультразвука и т.д.). Наибольшее применение в нефтегазопереработке нашли аппараты колонного типа.

Ниже рассмотрены некоторые конструкции экстракционных аппаратов, получивших распространение в нефтегазоперерабатывающей промышленности.

Аппараты типа смеситель-отстойник. Для смешения контактирующих фаз применяют смесители различных типов, в том числе пропеллерные насосы, которые одновременно с перемешиванием обеспечивают транспортирование взаимодействующих легкой и тяжелой фаз. Из контактной зоны образовавшаяся смесь выводится в отстойную зону, где происходит разделение легкой и тяжелой фаз, поступающих затем в соответствующие ступени аппарата.

Схема одной ступени аппарата типа смеситель-отстойник приведена на рисунок 2.70. Раствор легкой фазы из смежной ступени экстракции по трубопроводу 1, а раствор тяжелой фазы по трубопроводу 4 поступают на прием пропеллерного насоса 5. Сюда же по трубопроводу 10 и кольцевому каналу 3 поступает эмульсия из верхнего и нижнего слоя отстойного пространства. Уровень установки трубы 10 и канала 3 определяет долю рециркулирующей легкой и тяжелой фазы. Пройдя камеру смешения 7, смесь легкой и тяжелой фаз попадает в кольцевую камеру 9, а оттуда - в отстойное пространство 11. Тяжелая фаза из низа отстойника выводится по трубе 12 в следующую ступень экстрактора. Легкая фаза выводится из верхней части отстойной зоны через коллектор 6.

Аппараты колонного типа. Колонные экстракторы различаются по типу применяемых контактных устройств: насадок или тарелок различных конструкций. В настоящее время в нефтегазопереработке наиболее часто применяют насадочные экстракционные колонны.

Рисунок 2.70 Схема ступени (секции) экстрактора типа смеситель-отстойник: 1 - трубопровод ввода легкой фазы; 2 - смесительная труба; 3 - кольцевой канал для рециркуляции эмульсии; 4 - трубопровод ввода тяжелой фазы; 5 - пропеллерный насос; 6 - коллектор для вывода легкой фазы; 7 - камера смешения; 8 - привод; 9 - кольцевая камера; 10 - трубопровод рециркуляции эмульсии; 11 - отстойное пространство; 12 - трубопровод вывода тяжелой фазы. Потоки: I - легкая фаза; II - тяжелая фаза

В промышленности используют колонные аппараты диаметром свыше 5 м и высотой до 40 м при атмосферном или более высоком давлении. Так, в колоннах деасфальтизации масел жидким пропаном давление составляет около 5 МПа. Сравнительно высокое давление обусловливается необходимостью поддерживания пропана при температуре 70 - 900С в жидкой фазе.

На рисунке 2.71 представлена экстракционная колонна для очистки масел фурфуролом, в которой контактирование фаз осуществляется в объеме насадки из колец Рашига размером 25 х 25 мм. Насадка укладывается секциями 2 высотой от 1,2 до 3 м, число секций 8-10. Между секциями насадки имеются распределительные тарелки 1, способствующие более равномерному распределению потоков по сечению колонны. Распределительная тарелка имеет основание с патрубками диаметром до 100 мм для прохода легкой фазы и отверстия или патрубки диаметром до 10 мм для прохода тяжелой фазы.

Вывод экстрактного раствора на охлаждение осуществляют с глухих тарелок 3. Растворитель и охлажденный раствор вводятся в колонну на распределительные тарелки 1 или через специальные маточники.

Большое распространение получили также тарельчатые экстракционные колонны с ситчатыми, жалюзийными тарелками и тарелками других типов.

В колонных экстракторах с ситчатыми тарелками (рисунок 2.72) может быть обеспечено диспергирование как легкой, так и тяжелой фазы. В последнем случае переливные патрубки 2 направлены вверх, а подпорные слои тяжелой фазы образуются над тарелками. Ситчатые тарелки 1 имеют отверстия диаметром 3 - 9 мм, расположенные по вершинам равностороннего треугольника с шагом 12 - 20 мм. Скорость движения дисперсной фазы через отверстия тарелки принимают в пределах 0,15-0,3 м/с.

В экстракционных колоннах для деасфальтизации пропаном применяются жалюзийные тарелки. На рисунке 2.73 показаны схема нижней части такой колонны. Жалюзийная тарелка состоит из пластин 4, угол наклона которых задается направляющей стойкой 7. Благодаря дистанционным ребрам 5 между пластинами образуются каналы для прохода легкой и тяжелой фаз. Наклонные пластины установлены на опорных балках 8 и закреплены сверху уголком 6. Образующиеся при экстракции тяжелая фаза (раствор асфальтовых веществ в пропане) опускается, а легкая фаза (рафинатный раствор, состоящий в основном из жидкого пропана и масляной части) поднимается. Тяжелая и легкая фазы движутся в противотоке в каналах тарелки, а при входе в каналы следующей тарелки меняют направление движения. Эффективность подобных тарелок недостаточно высока и уступает эффективности тарелок и насадок других типов, однако конструкция их сравнительно проста.

Эффективность насадочных и тарельчатых колонн во многих случаях может быть повышена за счет применения пульсирующих потоков. Существует два способа введения низкочастотных колебаний в массообменные аппараты: первый основан на создании возвратно-поступательного движения контактирующих фаз, такие аппараты называются пульсационными; второй предусматривает низкочастотные колебания контактных устройств внутри аппаратов, которые называются вибрационными.

Пульсационный экстрактор (рисунок 2.75) оснащен жестко закрепленными в корпусе контактными устройствами 1 в виде чередующихся по высоте шайб и дисков и пульсационной трубой 4 для передачи пульсационных импульсов от автономного генератора колебаний, называемого пульсатором 5. В качестве рабочего тела при создании пульсационных колебаний обычно используют газ (воздух), а в качестве пульсаторов наиболее широкое промышленное применение нашли золотниковые распределительные механизмы.

                    

Рисунок 2.71 Схема насадочной экстракционной колонны:  1  - распределительная тарелка; 2  -  слой насадки из колец Рашига; 3 -   глухая тарелка;  4  промежуточные холодильники. Потоки: I -сырье; II - растворитель; III - рафинатный   раствор;      IV - экстрактный раствор.

Рисунок 2.72 Схема  экстрактора с сетчатыми тарелками: 1  -  полотно  ситчатой тарелки;   2   -   переливной патрубок.     Потоки:  I - сырье; II - растворитель; III - рафинатный   раствор; IV   -   экстрактный раствор

Благодаря тому, что сами пульсационные аппараты не имеют каких-либо подвижных деталей и не требуют обслуживания, они нашли широкое применение, особенно в радиационной химии.

На рисунке 2.75 приведена схема вибрационного экстрактора, в котором горизонтальные перфорированные пластины 5 жестко связаны системой стержней 4 со штангой 2 и при работе совершают идентичные по частоте и амплитуде (синхронные) колебания. Для более равномерного перемешивания контактирующих фаз между пакетами перфорированных пластин расположены отбойные перегородки 6.

В других конструкциях вибрирующая насадка собрана в два самостоятельных пакета, совершающие колебательные движения с одинаковой частотой, но сдвинутые по фазе на половину периода, в результате чего пакеты движутся в противоположных направлениях (асинхронно). Предложены также аппараты, в которых насадка совершает колебания поперек продольной оси аппарата или под углом к ней.

Рисунок 2.73 Схема экстракционной колонны для деасфальтизации пропаном: а - нижняя часть колонны; б - жалюзийная тарелка; 1 - корпус колонны; 2 - коллектор; 3 - жалюзийные тарелки; 4 - пластины (жалюзи); 5 - дистанционные ребра; 6 - уголок; 7 - направляющая стойка; В - балка опорного каркаса. Потоки: I - сырье; II - тяжелая фаза (раствор асфальтовых веществ в пропане).

В отстойных зонах вибрационных аппаратов созданы благоприятные условия для коалесценции и сепарации фаз, поскольку рабочие среды в этих зонах не совершают колебательных движений. Для аппарата каждого типа существуют оптимальная амплитуда и частота колебаний, обеспечивающие более интенсивное протекание процесса экстракции.

К достоинствам вибрационных аппаратов следует отнести низкие удельные капитальные вложения и эксплуатационные затраты. Они просты по конструкции, обладают малой металлоемкостью, имеют простейший привод, обладают большой производительностью при высокой эффективности массообмена. В аппаратах колонного типа уровень раздела легкой и тяжелой фаз может находиться на различной высоте.

Ниже уровня раздела фаз сплошной является тяжелая фаза, а диспергированной легкая. Выше уровня раздела сплошной фазой является легкая, а диспергированной - тяжелая. Положение уровня раздела фаз выбирается в зависимости от условий проведения процесса экстракции.

В тех случаях, когда плотность растворителя выше плотности исходного сырья, повышение уровня раздела фаз связано с увеличением количества растворителя в аппарате. Вместе с тем вязкость экстрактного раствора (тяжелая фаза) обычно меньше вязкости рафинатного раствора. Поэтому, когда тяжелая фаза является сплошной, то диспергирование и контактирование более вязкой легкой фазы облегчаются. В этом случае желателен более высокий уровень раздела фаз.

Рисунок 2.74 Пульсационный экстрактор фирмы Otto H. Yогк Соmрапу, Iпс.: 1 - контактные устройства; 2 - распределитель; 3 - система контроля за поверхностью раздела фаз; 4 - пульсационная труба; 5 - пульсатор; 6 - буферная емкость; 7 - предохранительный клапан; 8 - воздушник. Потоки: сырье: 1 - легкая фаза; IV - тяжелая фаза; продукты разделения: II - тяжелый; V - легкий; III