CC BY
157
УДК 541.182.3
АНАЛИЗ ПЛЕНОЧНЫХ ИСПАРИТЕЛЕЙ ДЛЯ ОБРАБОТКИ (ОБЛАГОРАЖИВАНИЯ И ОХЛАЖДЕНИЯ) ГИДРОЛИЗАТА ДРЕВЕСИНЫ
© Н.А. Войнов , Ю.В. Плеханов, Н.Ю. Смирнова, Н.В. Лаишевкин
Сибирский государственный технологический университет, ул. Мира, 82, Красноярск, 660049 (Россия) e-mail repyakh@sibstu.kts.ru
Проведен анализ технико-экономических показателей пленочных трубчатых выпарных аппаратов. Наибольшей производительностью и наименьшей температурной депрессией обладают пленочные аппараты со стекающей пленкой и конденсацией вторичного пара непосредственно в цилиндрических трубах греющей камеры. Представлены исследования теплоотдачи при нагревании, кипении в пленке жидкости, а также конденсации пара на теплопередающей поверхности. Реализован процесс охлаждения гидролизата древесины в вакуумном пленочном испарителе.
Введение
На предприятиях химической и биохимической переработки древесины процессы испарения применяются при охлаждении и облагораживании гидролизата в вакуум-охладительных установках, воздушных теплообменниках, градильнях; переработке дрожжевой суспензии в выпарных установках, сушилках; при культивировании микроорганизмов, например в пленочных биореакторах; при переработке продуктов экстракции в вакуумных испарителях, дистилляторах [l-З].
испарение, как правило, протекает при большом потреблении энергии, что требует поиска путей снижения затрат путем совершенствования оборудования, ведения технологического процесса с использованием вторичных тепловых потоков.
В этой связи возрастает интерес к пленочным испарителям, в которых достигается существенная интенсификация тепло- и массопереноса по сравнению с другими известными в инженерной практике аппаратами.
Пленочные испарители эффективно работают при низкой полезной разности температуры (3-6 °С) по сравнению с традиционными аппаратами циркуляционного типа (l0-l2 °С) (табл. l). Обеспечивают высокие коэффициенты теплоотдачи - до lOOOO Вт/(м2-К), большую производительность по вторичному пару -l00 кг/(ч-м2) и более, низкую температурную депрессию - 0,5 °С, малое время обработки продукта (3—10 с).
Пленочные аппараты наиболее перспективны при работе под вакуумом, так как их низкое гидравлическое сопротивление позволяет обеспечить высокий (одинаковый) вакуум по высоте аппарата. А отсутствие гидростатического напора позволяет вести процесс кипения при постоянной низкой температуре, что особенно важно при переработке пенящихся и термолабильных продуктов.
Пленочные испарители по направлению движения выпариваемого раствора разделяют на аппараты со стекающей и восходящей пленкой и комбинированные.
Наибольшее распространение в инженерной практике получили установки с восходящей пленкой. Основные схемы конструкций данных аппаратов представлены на рисунке l.
Заполнение аппаратов с восходящей пленкой раствором осуществляется на одну треть высоты труб греющей камеры. При достижении определенного соотношения пара и жидкости образуется пленочный режим течения [4]. При этом жидкость перемещается вторичным паром в виде пленки вверх, по внутренней поверхности труб, где и реализуется основной процесс испарения. Вторичный пар содержит капли жидкости, которые отделяются от пара с помощью отбойника в сепарационной камере.
* Автор, с которым следует вести переписку.
Таблица 1. Показатели выпарных аппаратов
Циркуляционного типа Пленочного типа
Показатели Нисходящий с
естественная циркуляция принудительная циркуляция восходящий сепаратором центральными трубами
Время пребывания, с Минимальный температурный напор, °С Предельная вязкость среды, Па-с Температурная депрессия, °С Испарительная способность, кг/(ч-м2) 3600-9000 10-12 0,6 1-1,5 30-80 1800-5400 3-8 1,5 1-3 35-150 180-3600 11-17 1,0 2,1-7,5 15-25 3-10 3-6 2,5 2,1-7,5 100-150 3-10 3-4 4,0 0,5 100-250
а) б) в)
ГТЇЇ 50
Ї
Рис. 1. Пленочные испарители с восходящей пленкой
Применяются аппараты с восходящей пленкой при выпаривании маловязких растворов, в том числе пенящихся и нечувствительных к высоким температурам. Их достоинством является сравнительно небольшое время пребывания в зоне высокой температуры по сравнению с аппаратами циркуляционного типа.
Основными недостатками аппаратов с восходящей пленкой являются наличие большой полезной разности температур (11-17) °С, чувствительность к изменению режима работы, зарастание верхней части труб накипью и отложениями, сравнительно невысокая зона кипения, которая различна в каждой трубе и зависит от местной скорости нагревания. Для устранения накипи на поверхности труб предложена конструкция [5] (рис. 1б), в которой предусмотрены устройства для ввода дополнительного раствора во внутрь труб греющей камеры, где он распределяется потоком вторичного пара на пленкообразующей поверхности. Известны выпарные аппараты комбинированного типа (рис. 1в), где реализуются восходящее пленочное течение и нисходящее течение выпаренного раствора. Это позволяет получить в одном аппарате более концентрированный раствор, однако при этом усложняется конструкция аппарата и увеличиваются его габариты. Использование выпарных аппаратов с восходящей пленкой для условий работы под вакуумом затруднено из-за их высокого гидравлического сопротивления.
В этой связи наиболее предпочтительны выпарные аппараты со стекающей пленкой [6], которые можно разделить на прямоточные и противоточные. Конструкции аппаратов с противоточным движением фаз представлены на рисунке 2.
а)
б) в)
{ БМВББ КотравБКЖРПе
Рис. 2. Пленочные испарители со стекающей пленкой раствора и противоточным движением
В рассматриваемых аппаратах раствор в виде пленки стекает вниз по внутренней поверхности труб, а образующийся вторичный пар поднимается вверх, при этом в случае стекания недогретого (до температуры кипения) раствора происходит частичная конденсация вторичного пара на поверхности пленки, что снижает производительность аппарата. Удаление капель раствора из вторичного пара осуществляется в сепараторе (рис. 2а и рис. 2б) либо за счет центробежной силы в цилиндрической трубе (рис. 2в).
Основным недостатком противоточного пленочного аппарата является сравнительно низкая производительность вследствие захлебывания аппарата при достижении определенного расхода вторичного пара. Устранение указанного недостатка частично решается [7] в противоточных аппаратах с закрученным потоком (рис. 2в). В таких аппаратах исходный раствор подается через форсунки, а греющий пар направляется тангенциально. Возникающая при этом центробежная сила отбрасывает раствор на стенки корпуса аппарата, образуя интенсивное испарение с поверхности пленки и сепарацию капель. Однако эти аппараты обладают сравнительно высоким гидравлическим сопротивлением.
Наименьшим гидравлическим сопротивлением и наибольшей производительностью обладают аппараты с нисходящей пленкой и прямоточным движением пара, схемы которых представлены на рисунке 3.
Работа испарителей со стекающей пленкой не зависит от местных скоростей кипения, расходы раствора и вторичного пара в каждой трубке практически одинаковы вне зависимости от скорости кипения. Указанные испарители могут работать в широком диапазоне производительности при малой разности температур, что позволяет проектировать испарительные системы с большим числом ступеней, получить более высокую экономию энергии и повысить концентрацию раствора. Высокая рециркуляция жидкости (большие расходы), а также хорошее ее распределение по периметру труб препятствует образованию сухих участков вследствие пересыхания при кипении, тем самым уменьшается возможность образования осадка на пленкообразующей поверхности.
Низкое термическое сопротивление стекающей пленки и ее высокая турбулентность позволяют снизить поверхность теплообмена по сравнению с восходящей пленкой. Общие эксплуатационные расходы, включающие пар, электроэнергию, охлаждающую воду и вторичный пар, у испарителей с нисходящей пленкой значительно ниже по сравнению с испарителями с восходящей пленкой. Увеличение потребления электроэнергии вследствие рециркуляции раствора через трубы компенсируется более низким потреблением пара и расширенными рабочими циклами. Эксплуатационные расходы на единицу массы воды, выпаренной из раствора, примерно на 20% ниже, чем у эквивалентного испарителя с поднимающей пленкой. Экономическим преимуществом испарителя со стекающей пленкой является менее трудоемкое обслуживание операторами благодаря стабильности работы аппарата, которая также дает им возможность легко реагировать на изменение нагрузки без остановок, что сводит к минимуму потери твердых элементов раствора в конденсат и снижает нагрузку на водоочистные установки.
а)
б)
в)
Рис. 3. Пленочные испарители со стекающей пленкой и прямоточным движением пара
С целью повышения производительности за счет увеличения длины цилиндрических труб греющей камеры разработаны испарители с выносным сепаратором (рис. 3б).
Для снижения скорости пара в трубах разработан аппарат (рис. 3в) с дополнительным отводом вторичного пара. Это позволяет частично снизить гидравлическое сопротивление аппарата, уменьшить температурную депрессию, увеличить производительность.
Для достижения высокой производительности, особенно при работе под вакуумом, наиболее перспективны пленочные трубчатые аппараты с нисходящим прямотоком и конденсацией вторичного пара на поверхности центральных труб [8]. Схемы конструкций таких аппаратов представлены на рисунке 4.
В рассматриваемых аппаратах вследствие конденсации вторичного пара на поверхности центральных труб (рис. 4а) или змеевиков (рис. 4б и рис. 4в) увеличивается движущая сила процесса; устраняется движение вторичного пара по длине трубы, что позволяет увеличить производительность аппарата, обеспечить большие нагрузки при минимальном гидравлическом сопротивлении и большой величине вакуума.
а)
б)
в)
Рис. 4. Пленочные испарители со стекающей пленкой при конденсации вторичного пара на поверхности центральных труб
В пленочных выпарных аппаратах (испарителях) наблюдаются процессы нагревания и кипения жидкости, конденсации пара на твердой поверхности и пленке раствора, испарение влаги с поверхности при нагревании. С целью выявления расчетных зависимостей для определения коэффициентов теплоотдачи в пленочном испарителе проведен анализ известных данных, а также представлены исследования теплоотдачи в пленке.
Методика исследования
Теплообмен осуществлялся между водой, стекающей в виде пленки по внутренней поверхности труб, и холодной водой или паром, которые подавались в рубашку. Использовались трубы, выполненные из нержавеющей стали (марки Х18Н10Т), диаметром 30x1,5 мм и 57x2,5 мм, длиной 2,13 и 3,9 м соответственно.
Расход воды, подаваемой в рубашку при температуре 6-12 °С, поддерживался в пределах от 0,95 до 1,2 м3/ч. Удельная тепловая нагрузка в случае подачи пара составила 10-150 кВт/м2, температура пара (105-120) °С. Расход воды в пленке жидкости изменялся в диапазоне числа Рейнольдса Яв = 4ГЫ = 1600^40000.
Формирование жидкостной пленки осуществлялось кольцевым распределителем длиной 100 мм, образующим зазор с поверхностью трубы 1-3 мм. Физические свойства среды рассчитывались по средней температуре на входе и выходе рабочего участка трубы. Измерение температуры жидкости осуществлялось термометрами, температура стенки в трех сечениях проводилась медь-константановыми термопарами.
При определении количества переданного тепла учитывались его потери в воздух с поверхности пленки. Интенсивность теплоотдачи определялась двумя способами. В первом случае коэффициент теплоотдачи со стороны пленки жидкости а2 рассчитывался по уравнению
а2 = 0/[(4 - т, (1)
где ^ - средняя температура стенки, °С; 1 - средняя температура жидкости, °С; 0 - количество переданного тепла, Вт; Б - поверхность теплообмена, м2.
По второй методике коэффициент теплоотдачи в рубашке а! при подаче в нее воды определялся по известной формуле
Ыи* = аг ё/ 1 = 0,021 (Яв )0’8 ( Рг)0’43 (Рг/Ргс )0’25, (2)
где ё - диаметр канала, м; 1 - коэффициент теплопроводности жидкости, Вт/(м К); Яв - критерий Рей-
нольдса; Рг, Ргс - критерий Прандтля, соответственно при температуре жидкости и стенки.
А в случае подачи пара в рубашку по формуле Гимбутиса
Ыи = аг в/ 1 = 0,693Яв -°’333 [1+0,02(4Яв)0’2+0,0009(4Яв)0’85Рг0’63], (3)
где в - ^2^)1/3 - приведенная толщина пленки конденсата, м.
Коэффициент теплоотдачи в пленке жидкости а2 определялся из соотношения
а2 = 1/[(1/Кп) - (1/а0 - (4/1о)], (4)
Коп = 0/(^Д), (5)
где 10 - коэффициент теплопроводности стенки, Вт/(мК); д0 - толщина стенки трубы, м; Д/ - средняя разность температур, К; Коп - опытное значение коэффициента теплопередачи, Вт/(м2К).
Расхождение теплового баланса не превышало 10%. Расчет коэффициентов теплоотдачи в пленке жидкости, выполненный по обеим методикам, показал их удовлетворительное совпадение.
Количество тепла, расходуемое на нагрев воздуха и испарение влаги с поверхности нагреваемой пленки жидкости, определялось по опытным данным
Q Ож сж(^н ^к)> (6)
где Ож - расход жидкости, кг/с; сж -теплоемкость жидкости, Дж/(кгК); ґн и ґк - начальная и конечная температура жидкости, °С.
Количество испарившейся влаги вп с поверхности пленки определялось из соотношения
Оп = Ql /г, (7)
где Ql - тепло, затраченное на испарение, Вт; г - теплота парообразования, Дж/кг.
Опытный коэффициент массоотдачи при испарении Д, рассчитывался по зависимости
ви = Оп/[п ё /(х^-х^)], (8)
где х4ж и хг - среднее влагосодержание при температуре жидкости и газа, кг/кг; / - длина трубы, м; ё -
диаметр трубы, м.
Схема установки, на которой осуществлялся эксперимент, представлена на рисунке 5.
Рис. 5. Схема экспериментальной установки: 1 - пленочный аппарат;
2 - накопительный бак;
3 - центробежный насос; 4 - мерная емкость; 5 - теплообменники;
6 - расходомер; 7 - сепаратор;
8 - охладитель
Обсуждение результатов
Нагревание. Результаты исследования теплоотдачи при нагревании пленки жидкости (табл. 2), как правило, обобщаются критериальной степенной зависимостью вида Мы=/(ЯепРГп\ Показатель степени п при числе Рейнольдса находится в широком интервале варьирования от 0,16 до 1,18. Показатель степени т при числе Прандтля лежит в интервале от 0,34 до 0,95 и зависит от гидродинамической обстановки, физических свойств среды [9-11]. Теоретические модели, направленные на определение коэффициента теплоотдачи, дают значение показателя т и 0,7-0,82. Большинство исследований осуществлено на коротких трубах (0,7-2) м вне участка стабилизированного течения.
Исследования с целью получения аналитических зависимостей для расчета коэффициента теплоотдачи при турбулентном течении пленки жидкости в основном развивают полуэмпирические модели турбулентной диффузии импульса, которая входит в уравнение переноса импульса и энергии. В моделях течения турбулентной пленки жидкости, разработанных на основе аналогии течения сплошных потоков в цилиндрическом канале,
используется универсальный профиль скорости [24, 25], или двойная модель вихревой диффузии с применением пристенного уравнения Дейслера и уравнения Кармана для внешней части пленки [26, 27]. Существует большое число моделей, в которых использовано модифицированное линейное уравнение длины смешения, при уровне турбулентной диффузии около стенки равной нулю [28-33].
Теоретические уравнения не учитывают турбулентную активность на поверхности пленки, вызванную волнами, которые, возможно, являются источником изменения масштаба турбулентных пульсаций, зарождающихся внутри пленки [21].
Таблица 2. Зависимости для расчета коэффициента теплоотдачи в пленке при нагревании
Среда Условия эксперимента Формулы Источник
Эмпирические зависимости
Вода; трансфор- ё = 29 • 30 мм; 1 = 1,0 м; ( Рг ^ 0,25
маторное масло; Яе =1800•70000; Ни = (0,165 • Яе016 - 0,4) • Рг034 • , (9) [12]
глицерин Р II 3 •I- Р 0
Вода ё = 24,6 • 25,4 мм;
1 = 0,757м; Яе = 2500 • 39500; Ни = 0,0106 • Яе0,3 Рг0,62, (10) [10]
Рг = 2,5 • 6,87;
Вода ё = 14 • 16 мм; 1 = 1,0 м;
Яе = 500 • 5000; Ни = 0,00871 • Яе25 Рг0344, (11) [13]
Рг = 2,2 • 6,6
Вода Ни = 0,056 • Яе0 2Рг>3 , (12) [14]
Вода Яе < 15000; Рг = 3,63 Ни = 0,0078 • Яе04 Рг044, (13) [15]
Вода Ни* = 1,45 • 10-4 Яе118 Рг0 4, (14) [16]
Вода ё = 61,2 мм; 1 = 0,3 м; Ни* = 0,012-( ■ '5'\ Рг0,4,
Яе = 1620 • 13600; (15) [17]
Рг = 2,74 • 10,6; \ V )
Вода; фреон; ё = 14 • 61 мм; ( г V'83
азот; аргон; жид- 1 = 0,2 • 3,6 м; Ни = 0,011 — 1 Рг0,5, (16) [11]
кий кислород Яе < 4800 IV)
Вода; 50%-ный гидрофильная поверхность:
глицерин;гидро-лизат М-2 Яе <1950 Ни = 2,7 -10~3 Яе0'47 Рг04, гидрофобная поверхность: Ни = 2,35 • 10-3 Яе0'46 Рг04, (17) (18) [18]
Вода ё = 24 мм; 1 = 0,757 м;
Яе = 4990 • 37620; а = 0,0038 Яе0'35 Рг095, (19) [19]
Рг = 1,75 • 5,42
Вода Ни = 0,0259 •Яе^Рг^, (20) [20]
Вода ё = 14 • 16 мм;
1 = 1,0 м; Яе = 500 • 5000; Ни* = ^ЬЯе^Рг0344, (21) [21]
Р = 2, 2 •I- 6
Теоретические зависимости
Ни = (0Д65Яе0-16 - 0,4)Рг0,34, (22)
Ни = 0,047 Яе0'23 Рг13, (23) [12, 22, 23]
Ни = 0.095Яе^Рг°\ (24)
Где Ни * (т); "■ -(т) ■
Сравнение результатов расчета коэффициента теплоотдачи по теоретическим и экспериментальным зависимостям, представленное на рисунке 6, показывает большое их расхождение, что можно объяснить несовершенством методик проведения экспериментов и обработки экспериментальных данных, узкими исследованными диапазонами физических параметров и расхода теплоносителя.
При нагревании (рис. 7) наблюдаются две зоны существенного изменения коэффициента теплоотдачи от величины линейного пробега пленки. В первой области происходит уменьшение интенсивности теплоотдачи с постепенной стабилизацией, что объясняется ростом толщины пограничного слоя и его ламинарным характером. Во второй зоне коэффициент теплоотдачи не изменяется. Длина участка стабилизации теплоотдачи сопоставима с длиной начального гидродинамического участка.
При стабилизированном течении толщина гидродинамического и теплового пограничного слоя равняется толщине пленки и коэффициент теплоотдачи не меняется по длине.
Как показали исследования (рис. 8), в случае нагревания пленки горячей водой, подаваемой в рубашку (точки 1-3 рис. 8), или паром (точка 4 рис. 8) наблюдаются две характерные области изменения коэффициента теплоотдачи от расхода жидкости, что согласуется с данными, представленными на рисунке 6.
При Яв < 12000 (переходный режим течения) наблюдается более сильное влияние расхода жидкости на интенсивность теплообмена, что обусловлено частичной затопленностью выступов шероховатости в вяз-
Рис. 6. Сравнение расчетных значений коэффициента теплоотдачи в пленке воды, стекающей по гладкой поверхности трубы, при Рг = 4.
1 -расчет по уравнению (24);
2 - (13); 3 - (12); 4 - (20);
5 - (11); 6 - (9); 7 - (10); 8 - (14); 9 - (17); 10 - 18)
ком слое. Показатель степени при числе Рейнольдса составляет 0,35.
1 ю Де-10"3
П а 1 1 1
V
ь □ □
о 0,2 0,4 0,6 0,8 1/х
а
□-1; ♦- 2; о-З; 1-4.
Рис. 7. Изменение интенсивности теплоотдачи при нагревании, от величины линейного пробега пленки по греющей части трубы при Яв =10000, Рг = 3. Экспериментальные данные (1, 2):
1 - данные [19], Х=0,76 м;
2 - данные авторов, £=1,9 м
Рис. 8. Экспериментальные значения коэффициента теплоотдачи в пленке воды, стекающей по гладкой поверхности трубы. Экспериментальые точки (1-4):
1 - Рг = 7,1-7,9,1=2,2 м, 4=30 мм; 2-3 - Рг = 3,2-3,6,1= 3,9 м , ён= 57 мм; 4 - Рг=3.2, 1=3,9 м, ён= 57 мм. Пунктирные линии (1-2): 1 - расчет по уравнению (14), 2 - (10)
При Яе > 12000 (развитый турбулентный режим) коэффициент теплоотдачи а и Яе0’2, что согласуется с результатами теоретических исследований (табл. 2).
В случае нагревания пленки жидкости паром наблюдается существенный разброс (±35%) экспериментальных данных, особенно в области низких значений расхода жидкости. Это можно объяснить образованием оголенных частей на поверхности трубы, вызванным высокими градиентами температуры и силой поверхностного натяжения по толщине пленки жидкости. Аналогичный эффект наблюдался и при контакте горячей воды (60-80 °С) с холодной стенкой (6-12 °С).
Согласно представленным данным на рисунке 9 коэффициент теплоотдачи а и Рг1,3.
Полученные результаты позволяют рекомендовать для расчета коэффициента теплоотдачи при нагревании в стекающей пленке жидкости на участке стабилизированного течения следующие зависимости.
При Яв < 12000
Ыы = 0,002Яе0’35Рг1’3, (25)
при Re > 12000
Nu = 0,012 Rea2Pru, (26)
Сплошные линии на рисунке 8, построенные по уравнениям (25) и (26), удовлетворительно согласуются с результатами исследований.
Испарение с поверхности пленки при нагревании. При турбулентном движении газа (пара) теоретический анализ массоотдачи сложен и для расчетов обычно используются эмпирические уравнения вида
Nug = ARegm (Prg)n, (27)
или зависимости, основанные на гидродинамической аналогии:
Nu
St =-----—, (28)
RePr ( )
g
где Prg=vg/Dg - диффузионный критерий Прандтля; Nug= pi/Dg - диффузионный критерий Нуссельта; Reg -критерий Рейнольдса газа; m, n - константы [34].
Для случая ректификации при Reg = 25000^160000 известно уравнение (рис. 10, линия 1) [34]:
Nug = 0,0086 Reg (Prg )0 6, (29)
где Nыg = р^/Бт - диффузионный критерий Нуссельта.
Для абсорбции аммиака водой при нисходящем прямотоке и скорости газа 14-30 м/с, плотности орошения 0,03-0,1 кг/(мс) получено выражение для коэффициента массоотдачи в виде (рис. 10, линия 3) [36]:
в = 0,005^'07 Г од, (30)
Как установлено, наибольшую сходимость с полученными авторами настоящей статьи экспериментальными значениями в (точки на рисунке 10) дают значения коэффициента массоотдачи, рассчитанные по уравнению работы [37]:
Shg = 0,019 Reg0,83.
(31)
Рис. 9. Влияние числа Прандтля на интенсивность теплообмена при Яв < 12000. Экспериментальные точки (1, 2): 1 - данные, полученные авторами;
2 - данные [19]
Рис. 10. Изменение числа Шервуда при испарении воды в поток воздуха от числа Рейнольдса газа при нисходящем прямотоке: й=21 мм, 1=0,755 м; Яв=13300, Бе =0,4, £>г=(2,5^3,5)-10'5 м2/с; линии -расчет по уравнениям: 1 - [34], 2 - [35], 3 - [36]
Коэффициент массоотдачи в газовой фазе при низких нагрузках по жидкости слабо зависит от числа Яв и может быть рассчитан по уравнению (31), которое несложно представить в виде
% = 0,026Яе60
(32)
При интенсивном брызгоуносе и Яв > 9000 коэффициент массоотдачи в газовой фазе снижается и не подчиняется ни одной из представленных выше зависимостей. Влияние сорванных капель с поверхности пленки на коэффициент массоотдачи в дисперсно-кольцевом потоке наблюдается при концентрации капель [38] более 1,7 кг/м3.
Результаты исследования испарения с поверхности нагретой пленки при естественном перемещении газа (движение вызвано стекающей пленкой) представлены на рисунке 11. Как видно, значения коэффициента массоотдачи при стекании пленки по шероховатой поверхности трубы в 2-3 раза выше, чем по гладкой, что, видимо, обусловлено перемешиванием паро-воздушной смеси во впадинах крупномасштабной шероховатости.
Конденсация пара на поверхности трубы. При пленочной конденсации термическое сопротивление практически полностью сосредоточено в пленке конденсата, температура которой со стороны стенки обычно принимается равной температуре стенки, а со стороны пара - температуре насыщения пара. По сравнению с термическим сопротивлением пленки соответствующее сопротивление паровой фазы пренебрежимо мало. Кроме физических свойств конденсата (плотности, вязкости, теплопроводности), на теплоотдачу влияет шероховатость стенки, ее положение в пространстве и размеры; в частности, с увеличением шероховатости поверхности и высоты вертикальной стенки толщина пленки конденсата увеличивается. Режим течения пленки является функцией критерия Рейнольдса: с увеличением толщины пленки ламинарное течение пленки, имеющей гладкую поверхность, переходит в волновое, а затем становится турбулентным.
Рис. 11. Зависимость коэффициента массоотдачи при испарении жидкости от числа Рейнольдса гравитационно стекающей пленки: ё=30 мм, 1=1,92 м, ж,=30^70 °С, 4=20^28 °С; точки: 1 - гладкая поверхность; 2 - искусственная винтовая шероховатость, й=1,2 мм; я/й = 10
Переход от ламинарного течения к турбулентному определяется критерием Рейнольдса для пленки Яв=ад/у, где ю - средняя скорость пленки в рассматриваемом сечении, м/с; 5 - толщина пленки конденсата, м. Экспериментальные данные показывают, что при конденсации неподвижного пара на вертикальной поверхности наиболее вероятное значение критического числа Рейнольдса составляет 400.
Расчетные формулы для определения коэффициента теплоотдачи при конденсации пара на теплопередающей поверхности при турбулентном режиме представлены в таблице 3 и на рисунке 12.
Как видно (рис. 12), интенсивность переноса тепла в пленке конденсата слабо зависит от числа Рейнольдса жидкости и удельной тепловой нагрузки. Сопоставление полученных экспериментальных данных (точки на рисунке 12) с результатами исследований других авторов (линии на рисунке 12) показало их удовлетворительную сходимость.
Кипение в пленке жидкости. На теплоотдачу при кипении в пленке жидкости существенное влияние оказывают плотность орошения, температурный напор, длина поверхности нагрева. С повышением плотности орошения увеличивается турбулизация потока и, соответственно, интенсивность теплоотдачи. При тепловых нагрузках, равных 40-60 кВт/м2, и плотности орошения 1,5-3,0 кг/(м-с), отвечающих условиям работы промышленных пленочных выпарных аппаратов, образующиеся пузырьки пара не нарушают структуру течения пленки, что согласуется с данными работы [42].
Зависимости для определения коэффициента теплоотдачи при кипении в пленке жидкости представлены в таблице 4, а сравнение результатов расчета а показано на рисунке 13.
Таблица 3. Зависимости для расчета коэффициента теплоотдачи при конденсации пара на поверхности труб
Условия эксперимента
Яе > 100
Яе > 100 Яе < 400
Яе > 400 Яе < 400
Где Ыи*=
А я
а =
X-
Расчетная формула
0,16 - Рг73 - Яе
Яе-100 + 63 - Рг
е(- X).
Ни" = а (у2 /я)0,925 - Яе' х (1 + 0,03 - (4 - Яе)0,2 + 0,00075 - (4 - Яе)0,8 - Рг0,6),
Ыи =
1,86
Яе0
Ыи =
Яе
6,25 - (Яе- 400)
Ыи * = 0,84 - Яе
Рг033 (- Х)
+1580
, 2 Л13 о
а | V | а5
; Ыи =-
X
(33)
(34)
(35)
(36)
(37)
Источник
[39]
[12]
[40]
[40] [23]
Рис. 12. Зависимость коэффициента теплоотдачи при конденсации пара на поверхности трубы от числа Рейнольдса конденсата. Линии (1-5) расчет: 1 - по уравнению (33); 2 - (34); 3 - (35); 4 - (36); 5 - (37)
Таблица 4. Теплоотдача при кипении в пленке жидкости
Условия эксперимента Расчетная формула Источник
2000<Яе<7000 Мы = 438 • д °’32 • Г°’435 , (38) [41]
17730<Яе<70922 Мы = 0,01 • Яе^ • Рг^, (39) [42]
17021<Яе<85106 Мы = 0,003 • Яе1,06 • Рг0'43, (40) [43]
Яе >2000 а = -—- ^ 5-Рг+ 5-1п(1+5-Рг)+2,5-і/1" Рі+'0,4'Рг'п 1 (41) [44]
Яе >2000 а = (— 3 • * • 0,023 • Яе °-2! • Рг 0'5 ' (42) [45]
397<Яе<3152 Мы ”=(0,152 0,778 1 • (0,25 • Яе)0'231' ^ Рг+ 5,47) х ' (43) [46]
Яе >3152 Мы * = 0'176 • (0'25 • Яе)0'196 { 0'844 1 , 4 ’ \ Рг + 2'95) (44) [47]
Яе >2000 Мы * = 0,047 •Яе°'23'Рг>^ , (45) [48]
Яе >10000 Мы * = 0'693 - Яе "13 х х[1 + 0'02 • (4 Яе )0'2 + 0'0009 • (4 Яе )0'85 • Рг 0 65 ], (46) [12]
где д - плотность теплового потока, Вт/м2; Г - массовая плотность орошения, кг/(м с).
Рис. 13. Зависимость
коэффициента тепло-
отдачи при кипении при
стекании пленки воды по
гидравлически гладкой поверхности трубы от числа Рейнольдса жидкости. Линии (1-9) расчет: 1 - по уравнению (38); 2 - (39); 3 - (40);
1 1000 10000 Ве 4 - (41); 5 - (42); 6 - (43);
7 - (44); 8 - (45); 9 - (46)
Согласно полученным данным коэффициент теплоотдачи в пленке жидкости при кипении существенно
зависит от расхода жидкости и физических свойств среды и может быть оценен с погрешностью 35% по зависимости (42).
Исследован процесс охлаждения гидролизата древесины в пленочном вакуумном испарителе с центральными трубами (рис. 4в), установленном на АО «Красноярский биохимический завод». При рабочей высоте аппарата 1,5 м, внутреннем диаметре 70 мм и величине вакуума 92% снижение температуры гидролизата составило 30-34 °С при начальной температуре 70 °С. С увеличением числа Рейнольдса жидкости испарительная способность аппарата возрастает. При начальной концентрации фурфурола в гидролизате древесины 0,047% его конечная концентрация составила 0,029%. Разработаны рабочие чертежи пленочного испарителя.
Список литературы
1. Холькин Ю.И. Технология гидролизных производств. М., 1989. 496 с.
2. Калунянц К.А., Голгер Л.И., Балашов В.Е. Оборудование микробиологических производств. М., 1987. 398 с.
3. Мосичев М.С., Складнев А.А., Котов В.Б. Общая технология микробиологических производств. М., 1982. 264 с.
4. Хьюитт Дж., Холл-Тейлор H. Кольцевые двухфазные течения. М., 1974. 408 с.
5. А. с. 1579515 СССР. Пленочный выпарной аппарат / Войнов Н.А., Климова С.В., Воронин С.М., Терентьев
А.И. // БИ. 1990. №27.
6. Таубман Е.И. Выпаривание (Процессы и аппараты химической и нефтехимической технологии). М., 1982. 328 с.
7. Кутенов А.М., Латкин А.С. Вихревые процессы для модификации дисперсных систем. М., 1999. 250 с.
8. А. с. 1745278 СССР. Пленочный выпарной аппарат / Войнов Н.А., Николаев Н.А., Коновалов Н.М., Юда-
ков А.А. // БИ. 1992. №25.
9. Дильман В.В. К теории тепло- и массообмена нри турбулентном течении // Теор. основы хим. технол. 1967. Т. 1. №4. С. 438-445.
10. Войнов Н. А. Процесс ферментации кормового белка на гидролизате в пленочных аппаратах; способы интенсификации и методы расчета: Дис. ... д-ра. тех. наук. Красноярск, 1995. 375 с.
11. Нигматулин Р.И. Динамика многофазных сред. М., 1987. Ч. 1. 464 с.
12. Гимбутис Г. Теплообмен нри гравитационном течении пленки жидкости. Вильнюс, 1988. 232 с.
13. Brauer H. Stromung und Warmeubergang bei Rieselfilmen // VDI-Forschungsheft. 1956. Bd. 22. №457. S. 40.
14. Carey V.P. A note on heat transfer to turbulent liquid falling films at high Prandtl number // AIChE Journal. 1985.
V. 31. №9. Р. 1575-1577.
15. Бляхер И.Г., Живайкин Л.Я., Шехтман А.А. и др. Эффективность работы теплообменников пленочного тина в производстве серной кислоты // Химическая промышленность. 1978. №2. С. 46-47.
16. Тананайко Ю.М., Воронцов Е.Г. Методы расчета и исследования пленочных процессов. Киев, 1975. 312 с.
17. Szozda L., Dyduszynski J. Absorpej warst ewre ciecry Sciekajacej po sciankkach rur z nonych tworzyw o rornej. Cheopowatosci powierzchni // Prezm. Chem. 1965. V. 44. №11. Р. 235-240.
18. Ракитский В.Л. Гидродинамика и теплообмен нри пленочном течении жидкости но гладкой гидрофобной поверхности: Автореф. дис. ... канд. техн. наук. Киев., 1990. 17 с.
19. Житкова Н.Ю. Очистка газовых выбросов нри переработке растительного сырья: Дис. ... канд. техн. наук. Красноярск, 2000. 186 с.
20. Simonek K.J. A Model of Eddy Viscosity and Eddy Diffusivity of heat // Intern. J. Heat Mass Transfer. 1983. V. 26. Р. 479.
21. Wilke W. Warmeubergang an Rieselfilme // VDI-Forshungsheft. 1962. №490. S. 36.
22. Соколов В.Н., Доманский И.В. Газожидкостные реакторы. Л., 1976. 216 с.
23. Кутателадзе С.С., Накоряков В.Е. Тепломассообмен и волны в газожидкостных системах. Новосибирск, 1984. 302 с.
24. Seban R.A. Remarks on film condensation with turbulent flow // Trans. ASME. 1954. V. 76. Р. 299-303.
25. Rohsenhow W.M., Webber J.H., Ling A.T. Effect of vapor velocity on laminar and turbulent film condensation // Trans. ASME. 1956. V. 78. Р. 1637-1643.
26. Dukler A.E. Fluid mechanics and heat transfer in vertical falling-film systems // Chem. Eng. Prog. 1960. V. 56. Р. 1-10.
27. Lee J. Turbulent film condensation // AIChE J. 1964. V. 10. Р. 540-544.
28. Mudawwar I.A., EL-Masri M.A. Momentum and heat transfer across freely falling turbulent liquid films // Int. J. Multiphase Flow. 1986. V. 12. Р. 771-790.
29. Mills A.F., Chung D.K. Heat transfer across turbulent falling films // Int. J. Heat Mass Transfer. 1973. V. 16. Р. 694697.
30. Seban R.A., Faghri A. Evaporation and heating with turbulent falling liquid films // J. Heat Transfer. 1976. V. 98. Р. 315-318.
31. Hubbard G.L., Mills A.F., Chung D.K. Heat transfer across a turbulent falling film with concurrent vapor flow // J. Heat Transfer. 1976. V. 98. Р. 319-320.
32. Limberg H. Warmeubergang an turbulente und laminare riesel-filme // Int. J. Heat Mass Transfer. 1973. V. 16. Р. 1691-1702.
33. Yih S.M., Lin J.L. Prediction of heat transfer in turbulent falling films with or without interfacial shear // AIChE J. 1983. V. 29. Р. 903-909.
34. Рамм В.М. Абсорбция газов. М., 1975. 665 с.
35. Дьяконов С.Г., Елизаров В.И., Лаптев А.Г. Теоретические основы и моделирование процессов разделения веществ. Казань, 1993. 437 с.
36. Дин Вэй, Сухов В.А. Абсорбция аммиака в нисходящем потоке газа и воды // Вестн. техн. и экологич. ин-форм. 1963. №12. С. 9-10.
37. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи но курсу процессов и аппаратов химической технологии. Л., 1987. 576 с.
38. Войнов Н.А., Сугак Е.В., Николаев Н.А., Воронин С.М. Пленочные биореакторы. Красноярск, 2001. 252 с.
39. Кутателадзе С.С. Теплоообмен нри конденсации и кипении. М.; Л., 1952. 232 с.
40. Плановский А.Н., Рамм В.М., Соломон З.К. Процессы и аппараты химической технологии. М., 1968. 847 с.
41. Рычков А.И., Поспелов В.К. Исследование теплообмена нри кипении растворов едкого натра в тонком слое // Хим. Промышленность. 1959. №5. С. 56.
42. Sinek J.R., Jouung E.H. Heat transfer infallingfilm long-tube vertical evaporators // Chem.. Engeng Progr. 1962. V. 58. №12. P. 74-80.
43. Федоткин И.М., Фирисюк В.Р. Об изменении интенсивности теплообмена вдоль поверхности, орошаемой тонкой пленкой жидкости // Тепломассообмен: Межведомственный республиканский сборник. 1968. C. 182.
44. Калишевич Ю.И., Таубман Е.И., Кожелупенко Ю.Д. Экспериментальная оценка теплообмена при испарении в нисходящей пленке // Инж.-физ. журн. 1971. Т. 21. №6. С. 1039-1043.
45. Доманский И.В., Соколов В.Н. Теплоотдача к падающей пленке жидкости, предварительно нагретой до температуры кипения // Журнал прикладной химии. 1967. Т. 40. №1. С. 66-71.
46. Лабунцов Д.А. Теплоотдача при пленочной компенсации чистых паров на вертикальных поверхностях и горизонтальных трубах // Теплоэнергетика. 1957. С. 72-80.
47. Struve H. Die Warmeubergang an einem verdampfenden Rieselfilm. VDI - Forschungsheft. 1969. Bd. 534. S. 36.
48. Соколов Н.В., Яблокова М.А. Аппараты микробиологической промышленности. Л., 1988. 278 с.
Поступило в редакцию 15 марта 2004 г.
