Методика расчета распылительных абсорберов двухсекционных сатураторов Текст научной статьи по специальности «Химические технологии»

имелись условия увеличения производительности диффузионных установок, после модернизации она выросла на 10—30% от достигнутой ранее. При этом наблюдалось снижение потерь сахара в жоме до 0,3—0,35% к массе свеклы. Мощность, потребляемая приводом трубовала, уменьшилась на 35—40%. Полученная экономическая эффективность только на 5 заводах, по данным Укрсвекло-сахагропрома, составила 3,7 млн. рублей в год.

ВЫВОДЫ

1. Описание процесса перемещения твердой фазы в экстракторах под воздействием рабочих органов, выполненное с применением метода конечных

элементов, является основой создания экономических транспортных систем.

2. Использование численных методов решения позволило получить оптимальные формы профилей рабочих органов.

ЛИТЕРАТУРА Н., Серегин

Пушанко Н. Н., Серегин А. А. Перемещение свекловичной смеси в колонных диффузионных аппаратах//Известия вузов СССР, Пищевая технология,—1980,— № 3,— С. 66.

2. Соколовский В. В. Теория пластичности.— М.-Высшая школа, 1969.— С. 608.

Кафедра технологического оборудования пищевых производств

Поступила 26.12.89

664.1.038.3.002.5

МЕТОДИКА РАСЧЕТА РАСПЫЛИТЕЛЬНЫХ АБСОРБЕРОВ ДВУХСЕКЦИОННЫХ САТУРАТОРОВ

В. Б. ВЫСКРЕБЦОВ, В. В. ПОНОМАРЕНКО

Киевский ордена Трудового Красного Знамени технологический институт пищевой промышленности

емкс неса росо щел( барб в ат П(

И ДВ}

очии

0,7%

саха

коэф

10%

Д;

секц расп на N тура ся, ч ввер пере; жид* реак1 них угле} [«

Одним из основных недостатков типового сатуратора является явление «суммарной щелочности», когда смешиваются порции сока различной степени обработки и поэтому зоны высокой щелочности, благоприятные для интенсивной адсорбции несаха-ров на кристаллах карбоната кальция, отсутствуют [1, 2]. Это приводит к снижению эффекта очистки и коэффициента использования диоксида углерода.

Теоретически обосновано и практически доказано [2, 3], что устранить указанные недостатки типового сатуратора можно путем секционирования объема аппарата с выделением зон высокой щелочности, а повысить использование диоксида углерода — путем увеличения времени контакта фаз (например, увеличения высоты слоя жидкости) и устранения факторов, снижающих коэффициент массопередачи. Одним из таких факторов является то, что сатурационный газ подается в аппарат, не насыщенный парами воды. Известно [4], что в случае предварительного насыщения сатурационного газа водяным паром коэффициент использования СО2 возрастает.

Одной из перспективных конструкций аппаратов сатурации, позволяющей насытить газ парами воды, выделить зону интенсивной адсорбции несахаров при высокой щелочности раствора и увеличить время контакта фаз, является конструкция двухсекционного сатуратора: 1,2 — распылительные абсорберы;

3, 4 — трубопроводы сокогазовой смеси; 5 — типо-вый барботажный аппарат; 6, 7 — центробежноструйные форсунки; 8 — дефекатор; 9 — насос, 10, 11—трубопроводы подачи сатурационного газа в сатуратор; 12 — контрольный ящик с начальной распылительной ступенью контакта фаз и последующей барботажной ступенью [5].

В первую секцию сатуратора (распылительный абсорбер) подается свежий сатурационный газ и сахаросодержащий раствор с высокими концентрациями реагентов. Нейтрализуется 20—25% извести, что достаточно для зарождения кристаллического карбоната кальция, обладающего значительной

Газ 6 I атмоссреру

(Сатурационный газ

СЭ1

насы в л; абсо| воды за с всле/ Ра пока: полн: миче( можь в жи

адсорбционной способностью. Одновременно происходит насыщение сатурационного газа парами воды до равновесного парциального давления при температуре раствора.

Затем сокогазовая смесь подается под уровень сока во вторую секцию сатуратора (барботажную

Поел

пребь

воды

I

емкость), где происходит дальнейшая адсорбция несахаров на развитой поверхности СаСОз, а сахаросодержащий раствор обрабатывается до конечной щелочности. Сатурационный газ при прохождении барботажного слоя истощается от С02 и удаляется в атмосферу.

По данным сравнительных испытаний типового и двухсекционного сатураторов, доброкачественность очищенного сока II сатурации выше в среднем на 0,7%, что позволяет дополнительно выработать сахара 0,172% к массе переработанной свеклы, коэффициент использования С02 возрастает на 5— 10%.

Для модернизации типовых сатураторов до двухсекционных необходимо уметь рассчитать объемы распылительных абсорберов. С этой целью составлена математическая модель рабочего процесса сатурации в капельном режиме. При этом принимается, что абсорберы с установленными в них соплами вверх форсунками являются аппаратами идеального перемешивания как по газовой фазе, так и по жидкой, т. е. концентрации реагентов в объеме реакторов равны концентрациям их на выходе. Для них уравнение материального баланса диоксида углерода в газовой фазе имеет вид:

Ян [С02]„=(Э [СО*] +*0Уг{[СО2]г-т [СОгИЛП

где (5Н — объемный расход газовой фазы на входе в абсорбер, м3/с\ [С02]н — начальная концентрация диоксида углерода в газовой фазе, кмоль/м3; <2 — объемный расход газовой фазы на выходе из распылительного абсорбера, м3 / с\ [С02] — концентрация диоксида углерода на выходе из распылительного абсорбера,, кмоль/м3\ — объемный коэффициент массопередачи, с-1; Уг — объем абсорбера, занятый газом, м3\ т - константа фазового равновесия; [С02]ж — концентрация диоксида углерода в жидкой фазе, кмоль/м .

Отметим, что поскольку температура процесса I сатурации составляет 85—90° С, а газовая фаза насыщена парами воды при температуре жидкости в лаверах около 40° С, то в распылительном абсорбере интенсивно протекает процесс испарения воды. В результате объем газовой фазы растет за счет насыщения парами воды и уменьшается вследствие абсорбции диоксида углерода.

Расчет, выполненный по известной методике [6], показывает, что в распылительном абсорбере выполняются условия, характерные для быстрой химической реакции в жидкой фазе, следовательно, можно пренебречь концентрацией диоксида углерода з жидкой фазе:

[С02

: 0.

(2)

Для определения расхода газовой фазы через дбсорбер воспользуемся уравнением состояния идеального газа. Поскольку основными составляющими сатурационного газа являются азот N2, диок-:ид углерода С02, пары воды Н20, то уравнение Клапейрона-Менделеева запишется в виде:

Q — (M'n^ + M'cos "Ь ^н.о ) RT/P,

(3)

где ^ — количество молей вещества, приходящееся на <2 м3 газа; И — универсальная газовая постоянная; Т — температура,0 К; Р — давление газа, Па.

Поскольку ц = С}с (с — концентрация), то (3) >апишется в виде:

<2 =(И,У>+<3[С02]+С2[Н20])/?7УЯ. (4)

После преобразований с учетом того, что за время ;ребываыия газа в абсорбере процесс испарения зоды успевает завершиться и газ достигает состоя-

9 Заказ 027

ния насыщения при температуре раствора в реакторе, выражение для <5 можно представить соотношением:

Q

VnfiT/Р

1-((С02]г +[H20])RT/P Аналогично для QH:

Qh

1-([С02]^+[Н20]„)/?Г/Я

(5)

(6)

С учетом (2), (5) и (6) уравнение (1) запишется так:

ГГП1г 1 —([C02]S +[Н20]„)Я7УРг^1г ,

1СОа]*=Т-ьс0#+[нг0)кТ/Р [С°2] +

+^r[C02]7Q„. (7)

Далее с учетом допущения (2) запишем уравнение материального баланса диоксида углерода

k0Vr[CO2]г = ft,,V,[Cas+] [СОГ],

где ku — константа скорости бимолекулярной реакции, м3/кмоль • с;

V' —объем абсорбера, занятый жидкой фазой, м3;

[Са2+] — концентрация ионов кальция, кмоль/м3 [СОз-] — концентрация анионов угольной кислоты, кмоль/м3.

Уравнение материального баланса извести:

L [СаО]„ = ДСаО] + ¿,,1/ж[Са2+] [СО§"] ,

где [СаО]я—начальная концентрация извести в жидкой фазе, кмоль/м3-, L — расход жидкой фазы, м3/с; [СаО) — концентрация извести в жидкой фазе на выходе из абсорбера, кмоль/м3.

Из последних соотношений очевидно, что

L ([СаО]„ - [CaO]) = kvVt [С02]г. (8)

Таким образом, имеются два уравнения (7) и (8), которые содержат три неизвестных — [С02]г, [СаО], kv. Для решения уравнений необходимо знать одну из неизвестных величин. Такой величиной является объемный коэффициент массопередачи kv, который определялся экспериментально в полых распылительных абсорберах диаметром 0,8, 1,2 м и высотой 1,8, 2,5 м соответственно. Начальная концентрация диоксида углерода составляла 25—29 об.%. Началь* ная концентрация извести в жидкой фазе составляла 0,15—0,22 кмоль/м3. Плотность орошения JJ варьировалась в пределах (2,3—5,3) • 10 м/с, а приведенная скорость газа w — 0,5—1,2 м/с. В ходе эксперимента было отмечено, что испарение воды с поверхности жидкой' фазы существенно замедляет процесс абсорбции вследствие наличия противоположно направленного потока водяного пара. Для учета этого явления предложено при вычислении k0 принимать во внимание напряжение объема абсорбера по испаренной влаге W/Vn характеризующее интенсивность испарения воды в газовую фазу (W —■ количество испаренной воды, кг/с).

В результате обработки опытных данных методом наименьших квадратов была получена зависимость;

kv == 0,57да°'3Т/°-5в (И^/1/г)-0-28. (9)

аппроксимирующая опытные данные со средним отклонением 7%.

Таким образом, составленная математическая модель рабочего процесса сатурации в распыли-

И

тельном абсорбере позволяет определить концентрации реагентов на выходе из абсорбера.

При разработке методики расчета распылительной ступени сатуратора в основу был положен 'тот факт, что наиболее интенсивно адсорбция примесей происходит на карбонате кальция коллоидной степени дисперсности при концентрации извести в растворе 0,14—0,18 кмоль/м3 (0,7—1% СаО). Таким образом, [СаО] считается заданной. Решая систему уравнений (7) и (8), определим концентрацию диоксида углерода на выхоДе из распылительного абсорбера и численное значение произведения kvV,

Полагая V « Ve зависимость (9) представим в следующем виде:

k0V = 0,57 (QJ)°'3(L//)0'66»'-0'281/1'28,

где f — поперечное сечение абсорбера.

С целью наиболее полного заполнения распылительного абсорбера струей распыленной жидкости и учитывая ее форму, принимаем, что высота абсорбера h =а/1/2, где а = (2—3). Тогда:

k,V =0,57Q0'3 L0’56 Г'0'28 а1'28 <-2В-о,з—o.se

Из последнего выражения получим зависимость для определения площади поперечного сечения абсорбера:

/ = 1,7а-1,2(^01/)0,94Q _0,28L И/0,28. (10)

После получения основных геометрических размеров распылительного абсорбера необходимо провести проверку правильности выполненного расчета. Для этого достаточно сравнить концентрации извести на выходе из распылительного абсорбера, полученной из расчета при данных размерах реактора (из уравнения (8)) и принятой из условий

максимальной адсорбционной способностй карбоната кальция. В случае несоответствия указанных концентраций (более 10%) необходимо провести повторные расчеты, задаваясь другим значением коэффициента а или другим значением концентрации извести на выходе из распылительного абсорбера.

Таким образом, используя данную методику расчета,определяют размеры распылительных абсорберов, принимаемых в качестве начальной ступени двухсекционных сатураторов. Внедрение таких сатураторов в производство позволяет улучшить процесс очистки сахаросодержащего раствора, увеличить использование диоксида углерода из сатурационного газа. Капитальные затраты на переоборудование типового сатуратора в двухсекционные при этом незначительны.

ЛИТЕРАТУРА

1. С а п р о н о в А. Р., Б о б р о в н и к Л. Д: Сахар.— М.: Лег. и пищ. пром-сть* 1981.— С. 256.

2. С а п р о н о в А. Р. Технология , сахарного произвол ства.— М.: Агропромиздат, 1986.— С. 431.

3. Р е в а Л. П., Панкин Л. И. Испытание двухсек ционного сатуратора//Науч. технич. рефер. сб.:— М.: ЦНИИТЭИпищепром, 1978, № 5.

4. Способ повышения степени использования углекислого газа на сатурации / Л о г в и н В. М., Рева Л. П. Л огв и н 3. И. и др. // Сахар, пром-сть,— 1980.—

№ а—,С. 20—21.

5. Выскребцов В. Б., Пономаренко В. В. Бочкин В. И. Производственные испытания распы лительного сатуратора под давлением // Сахар, пром-сть.—1986.— № 9.— С. 30—32.

6. Р а м м В. М. Абсорбция газов. — М.: Химия, 1976 С. 656.

Кафедра технологического оборудования пищевых производств

Поступила 18.05.89

664.1.037.1.001.573

МАТЕМАТИЧЕСКАЯ МОДЕЛЬ ПРОЦЕССА ФИЛЬТРОВАНИЯ САТУРАЦИОННЫХ СОКОВ САХАРНОГО ПРОИЗВОДСТВА

Е. И. ВОРОБЬЕВ, П. М. НЕМИРОВИЧ

Всесоюзный научно-исследовательский институт сахарной промышленности Киевский ордена Трудового Красного Знамени технологический институт пищевой промышленности

Важной задачей прикладной теории фильтрования является прогнозирование свойств осадков, полученных на фильтрах, в частности их пористости, удельного сопротивления и характеристик сжимаемости. В сахарном производстве это позволит повысить эффективность обессахаривания и обезвоживания сатурационных осадков, увеличить производительность и стабильность работы фильтровального оборудования путем оптимизации режимов его работы.

Решение' такой задачи осложняется тем, что осадки, полученные при фильтровании сатурационных соков, являются сложными упруговязкопластичными сжимаемыми средами. В процессе фильтрования давление жидкости, пористость и проницаемость непрерывано изменяются по толщине возрастающего слоя осадка и во времени. В связи с этим необходима разработка модели динамики процесса фильтрования. При этом принимают

следующие допущения: поры осадка полностью

заполнены жидкостью; сжимаемость частиц слоя незначительна по сравнению с деформацией слоя в целом; в любой момент времени сумма давлений жидкости в порах Р и давления на частицы осадка Рч равна давлению фильтрования Р-\-Р,,= =Рф\ для слоя осадка элементарной толщины йг справедлив обобщенный закон Дарси-Герсеванова:

1 де

<?—еу„ =------5-, (1

рл дг 1

где q — скорость движущейся в порах жид кости, м/с;

и,, — скорость движущихся в слое частиц, м/с

в — коэффициент пористости осадка, е = є

пористость

1 -е

удельное сопротивление осадка, м вязкость жидкости, Па-с.

осадка); г 2

Ург

рывн(

Диі

резул

где С

УР‘

циалі

ШЄНИ'

намиї

ВрЄМ€

нами]

гР;

Эти ) жидк давж сопрс измеь циент жает (и <1 Раї завис завис завис ков я

где

Мс гралі тери:-при р мых возрг Дл по м ведеь рых сред. (4) мула данн На

СИМО'

СОКОІ

НЄЙНс

а та тельь