Глава I основные понятия

И ЗАКОНЫ МАССООБМЕНА

РОЛЬ МАССООБМЕННЫХ ПРОЦЕССОВ В НЕФТЕГАЗОПЕРЕРАБОТКЕ И НЕФТЕХИМИИ

Массообменные или диффузионные процессы играют важ­ную роль при переработке нефти, различных углеводородных и других смесей. Путем ректификациииз нефти получают различные продукты: бензин, керосин, дизельное топливо, мазут, масляные фракции, узкие (по температурам кипения) бензиновые фракции. При ректификации сжижен­ных газов выделяют этилен, этан, пропан, бутан и другие компоненты. Пу­темперегонкив вакууме получают специальные масла.

Абсорбциюжидкими поглотителями иадсорбциютвердыми вещества­ми используют для извлечения из природных и попутных газов, а также из газов нефтеперерабатывающих заводов пропан-пропиленовой, бутан-бути- леновой, бензиновой фракций, которые служат сырьем для нефтехимичес­кой промышленности.

Для извлечения ароматических углеводородов из бензиновых фракций при производстве масел и очистке нефтепродуктов применяется процесс экстракции.

Процесс сушкинашел применение в производстве катализаторов и адсорбентов.

Кристаллизацияиспользуется при депарафинизации масел, произ­водстве серы, парафинов и церезинов, разделении ксилолов.

Даже такой неполный перечень использования массообменных про­цессов в нефтеперерабатывающей и нефтехимической промышленности свидетельствует об их широком распространении и важности решаемых с помощью этих процессов технологических задач.

ОБЩИЕ ПРИЗНАКИ МАССООБМЕННЫХ ПРОЦЕССОВ

Все массообменные процессы обладают рядом общих

признаков.

1. Они применяются для разделения смесей.

2. В любом процессе участвуют по крайней мере две фазы: жидкая и паровая (перегонка, ректификация), жидкая и газовая (абсорбция), твердая и парогазовая (адсорбция), твердая и жидкая (адсорбция, экстракция), две жидких (экстракция).

3. Переход вещества из одной фазы в другую осуществляется за счет диффузии.

4. Движущей силой массообменных процессов является разность кон­центраций (градиент концентраций) фактической в данной фазе Gи равновесной с фактической в другой фазеL. Процесс протекает в направ­лении той фазы, в которой концентрация компонента меньше, чем это следует из условия равновесия (рис. 1-1).

а б в

G [ У > У, G | У<У_РG У = У_Р

L— { —х<JtpI-— I-—х >Т_Р L— —х=х^г_р

Рис. 1-1. Схема переноса вещества между двумя фазами:

а— из фазыGв фазуL ; 6 —из фазыLв фазуG;в— равновесие фаз

5. Перенос вещества из одной фазы в другую происходит через грани­цу раздела фаз.

6. Диффузионные процессы обратимы, т. е. направление процесса оп­ределяется законами фазового равновесия, фактическими концентрациями компонентов в обеих фазах и внешними условиями (температура, давле­ние). Так, например, при повышении температуры и понижении давления поглощение газа жидкостью (абсорбция) может перейти в обратный про­цесс — в удаление газа из жидкости (десорбция).

7. Переход вещества из одной фазы в другую заканчивается при до­стижении динамического равновесия. При этом обмен молекулами через границу раздела фаз не прекращается, однако концентрации компонентов в обеих фазах остаются неизмененными и равными равновесным.

СПОСОБЫ ВЫРАЖЕНИЯ СОСТАВА ФАЗ

При изучении массообменных процессов приходится иметь дело не с отдельными компонентами, а с их смесями в различных фазах. Для характеристики состава такой смеси пользуются относительными со­держаниями (концентрациями) тех или иных компонентов. Наиболее часто используют массовые, мольные и объемные концентрации, которые связа­ны между собой.

Поскольку в процессах массообмена участвуют по крайней мере две фазы, то относительное содержание компонента с номером iв одной фазе

(например, в жидкой) обозначим через х,,в другой фазе (например, в паровой) — через у,.

Если масса всей фазы равна д,а масса содержащихся в ней отдельных компонентовд,(/ = 1, 2, л, гдеп —число компонентов в смеси), то массовые доли компонентов (массовые концентрации) определяются сле­дующим образом:

(и)

i=i

Очевидно, что х,< 1 и

=i.

Аналогично для второй фазы можно записать

У,

£l

G

1=1

ХС,

Мольные доли компонентов смеси х\определяются как отношение

числа молей данного компонента N, к общему числу молей смеси

N..

1=1

т.е.

Соответственно х' < 1 и

= 1.

Аналогичные выражения можно записать и для компонентов у', второй фазы.

Массовые и мольные концентрации не зависят от температуры и давления, что выгодно отличает их от объемных концентраций.

Объемная доля и, представляет собой отношение объема данного компонента V, при заданном давлении к общему объему системы

п

V =£ V, , т.е.

1=1

г);

_

V

1=1

Если выполняется правило аддитивности объемов при смешении, т.е. если при смешении объемы отдельных компонентов не изменяются, то

±v, =V,

(=1

и в этом случае сумма объемных долей также равна единице

= 1.

(1.2)

Для взаимного пересчета массовых и мольных долей используют соотношение между числом молей 7V, , массой д_/и мольной массой М, произвольногоz-roкомпонента

И

Тогда уравнение взаимосвязи для мольных и массовых долей

9,

9i

x-

^Ni _ ^Mi _ 9Mj

_ ^м,

9i

^,=1 (=i M- (=i gM_i (-1

т.е.

M

' _ ¹*1

x,

1=1 M,

Аналогично

N. M

X.

_ 9i _

N,M,

N

±9i ±NiMi (M. tx’.M,

/=l /=1 _i=x tv (=l

т.е.

_ «; Mi

(1.3)

1>; м,

i=1

Знаменатель выражения (1.3) представляет собой среднюю мольную массу смеси

^МС_Р = Ё и.

(1.4)

7 =1

Среднюю мольную массу М_срможно найти также и через массовые доли, преобразовав выражение (1.4):

м

ср

1

При пересчете объемных концентраций в массовые или мольные (например, при пересчете кривых разгонок, построенных в объемных долях) пользуются формулами пересчета. Так, если в уравнении (1.1) массу компонента д, записать через его плотность р, и объем V_itто по­лучим

х.

9i

/=1

Рем I 4

/ = 1

iff,

р,

ч р I

Рем

i = i

т.е.

*, Рем = Ч Р, • (1-5)

Из уравнений (1.3) и (1.5) получаем соотношение

х' М о=Моv.

i * iКем срК/

Среднюю плотность смеси р_смможно определить через объемные или массовые концентрации компонентов. Так, сложив левые и правые части уравнения (1.5), получим

л

Рсм р,

1=1

С другой стороны, воспользовавшись условием (1.2), из уравнения (1.5) получим

1

Рсм = •

На практике пользуются также объемной концентрацией с„ представляющей собой отношение массы /-го компонента д, к объему

п

смеси V=^V_i ,т.е.

(=i

С:

El

v

(1.6)

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

Кроме того, из выражений (1.5) и (1.6) получим следующее соотноше­ние

Рем

9i

С» = = = *,Pcm = 4P,

УРем

При расчетах массообменных процессов могут применяться и другие способы выраже­ния состава смеси. Например, содержание компонентов могут определяться относитель­но одного из них или содержание компонентов на единицу массы (объема) растворителя и АР-

При абсорбции жирных газов, в процессах экстракции, когда происходит изменение составов и количества потоков по высоте аппарата, удобно пользоваться приведенными кон­центрациями X и Y, X’ иY', определяя составы контактирующих фаз по отношению к входя­щим потокам.

Если в процессе участвует вещество-носитель, количество которого не меняется, то со­став фаз можно выразить в относительных концентрациях, т. е. в виде отношения массы или числа молей компонента (суммы компонентов) к массе или числу молей носителя. В отличие от концентраций хи у,х'и у', которые изменяются в пределах от 0 до 1, относительные кон­центрации могут изменяться в пределах от 0 до оо.

ОСНОВНЫЕ ЗАКОНЫ МАССООБМЕНА

Массообмен — диффузионный процесс переноса распреде­ленного вещества из одной фазы в другую через разделяющую их границу или внутри одной фазы в неоднородном поле концентраций. Движущей силой служат градиенты концентраций, парциальных давлений, химических потенциалов или температур (при термодиффузии).

Различают два вида массообмена: односторонний (например, при аб­сорбции компоненты из газовой фазы переходят в жидкую) и двухсторон­ний (при ректификации).

Массообмен осуществляется путем молекулярной, турбулентнойиликонвективной диффузии,из которых наиболее медленной является первая. Перенос вещества внутри неподвижной фазы осуществляется только путем молекулярной диффузии. В движущейся среде перенос вещества может происходить как молекулярной диффузией, так и конвективным перено­сом самой средой в направлении ее движения.

Конвективный перенос вещества под действием турбулентных пульсаций называют турбулентной диффузией.

Молекулярная диффузия обусловлена переносом молекул вещест­ва из области с большей его концентрацией в область с меньшей кон­центрацией и протекает в неподвижной среде или ламинарных погранич­ных слоях. Перенос вещества при молекулярной диффузии определяет­ся законом Фика, который формулируется следующим образом. Количе­ство веществаdM, диффундирующего через слой в единицу времени, про­порционально площади слояdF,перпендикулярной направлению диффу­зионного потока, и градиенту концентраций в направлении диффузииdc/dn,т.е.

( . \

dM=-D—dF.

{dn)

Знак минус указывает на то, что диффузия вещества идет в направ- лении уменьшения концентрации.

Движущей силой процесса молекулярной диффузии является градиент концентраций dc/dn,который в общем случае изменяется в направлении переноса вещества. Средний градиент концентраций в первом прибли­жении равен

Дс

где Ас — изменение концентрации компонента по толщине слоя; 5 — толщина слоя.

Для заданной гидродинамической обстановки и конструкции контакт­ного устройства, когда толщина пограничного слоя имеет вполне опреде­ленное значение, градиент концентрации можно считать пропорциональ­ным изменению концентрации в пределах слоя.

Коэффициент пропорциональности D,характеризующий скорость диффузии, называюткоэффициентом диффузии. Он показывает, сколько вещества проходит через единицу площади поверхности в единицу времени при градиенте концентрации, равном единице.

В СИ единица обозначения коэффициента диффузии — м²/с.

Коэффициент диффузии представляет собой физическую константу и характеризует природную способность одного вещества проникать в среду другого. Коэффициент диффузии зависит от свойств диффундирующего компонента и фазы, в которой он диффундирует, а также температуры и давления. Числовые значения Dопределяют экспериментально, они

приведены в справочной литературе.

Приближенно значения коэффициентов диффузии можно рассчитать по следующим уравнениям.

При диффузии газа Ав газеВ

где Т— температура, К;Р— давление, МПа;V_AиV_B —мольные объемы газовАиВ, см³/моль;М_АиМ_в— мольные массы газовА и В,кг/моль.

При диффузии газа Ав жидкостиВпри 20 °С коэффициент диффузии можно рассчитать по формуле

где р — динамическая вязкость жидкости, мПа-с; А' и В'— поправочные коэффициенты для диффундирующего вещества и растворителя, которые учитывают отклонение свойств дан­ного вещества от свойств неассоциированных веществ.

Для температуры t коэффициент диффузии в жидкости определяется уравнением

в котором коэффициент b определяется по формуле

где ц — динамическая вязкость жидкости при 20 °С, мПа-с; р — плотность жидкости, кг/м³.

Приведенные уравнения позволяют проанализировать влияние внешних факторов (давления и температуры) на диффузию. В частности, повышение температуры приводит к увеличению коэффициента диффузии как газов, так и жидкостей. Увеличение давления в системе уменьшает скорость диффузии в газах, а повышение вязкости жидкости снижает скорость диффузии газа в жидкости.

Следует отметить, что численные значения коэффициентов диффузии в газах примерно на четыре порядка больше, чем коэффициенты диффузии в жидкостях.

Турбулентная диффузия. Количество вещества, переносимого в пре­делах фазы турбулентной диффузией, по аналогии с молекулярной диффу­зией определяют по уравнению

dF,

где — коэффициент турбулентной диффузии.

Коэффициент турбулентной диффузии имеет ту же размерность, что и коэффициент молекулярной диффузии D, т.е. м²/с, однако в отличие отDон не является физической константой и зависит от гидродинамических условий.

Конвективная диффузия. Количество вещества, переносимого в пре­делах фазы вследствие конвективного переноса вместе с самой средой в направлении ее движения, пропорционально скорости движения среды. Суммарный перенос вещества в результате конвективного переноса и мо­лекулярной диффузии по аналогии с теплообменом называютконвектив­ным массообменомиликонвективной диффузией.

Распределение концентраций при переносе вещества путем молеку­лярной и конвективной диффузии определяется в самом общем виде диф­ференциальными уравнениями.

ДИФФЕРЕНЦИАЛЬНЫЕ УРАВНЕНИЯ МОЛЕКУЛЯРНОЙ И КОНВЕКТИВНОЙ ДИФФУЗИИ

Молекулярная диффузия. Выделим в среде параллелепипед с ребрами длинойdx, dyиdzи рассмотрим потоки вещества в пределах данного объема (рис. 1-2). Если объемная концентрация на входе в выде­ленный элемент равна с, то перенос вещества будет происходить за счет наличия градиента концентраций вдоль соответствующих осей координат.

Рассмотрим, например, перенос вещества в направлении оси х.

Через левую грань параллелепипеда площадью dydzв единицу времени входит масса вещества М_х, которая, согласно закону Фика, равна

М_х= -D—dydz.

Эх

Одновременно через правую грань уходит масса вещества М которая определится следующим образом:

х + dx

b =

0,2\i

1/2

.1/3

M_x+dx =

с + — Эх dydz. Эх

Рис. 1-2. Схема к выводу дифференциаль­ного уравнения молекулярной диффузии

Разность приходной и расходной статей даст приращение вещества за счет молекулярной диффузии в направлении оси х

Э²с

dM_x= М_ж-M„_dt=D—dxdydz.

Эх

Аналогично для диффузии вещества в направлении других осей полу­чим выражения:

в направлении оси у

Э²с

dM_y= М_у - M_y+dy=D—dxdydz,

Эу

в направлении оси z

Э²с

dM_z=M_z~M_z+d2 = D—dxdydz.

dz²

Общее приращение вещества в выделенном объеме будет равно

dM = dM_r + dM_v + dM, = D

^{d²c

-.2 Э c

-ч2 Л Э с

+

Эх

Эу

dz

dxdydz.

(1.7)

У

С другой стороны, это же накопление вещества в системе может быть выражено через изменение концентрации во времени

dM-—dxdydz. (1.8)

dz

Из сопоставления уравнений (1.7) и (1.8) получим уравнение молекуляр­ной диффузии для нестационарного процесса:

(1.9)

Эс		(-ч2 л2 Э С д С	л 2 Л а с
	D	+	+
Эх		удх Эу	^3z J

Если процесс стационарный, т. е. концентрации во времени не изме­няются, то уравнение (1.9) примет вид

Э²с Э²с Э²с

2⁺2⁺2⁼

Ъх¹ Эу Ъг¹

Конвективная диффузия. В общем случае перенос вещества осуществляется путем как молекулярной, так и конвективной диффузии при движении вещества со скоростямиW_x, W_yиW₂по соответствующим осям координат (рис. 1-3).

В этом случае поток вещества, например М_хчерез левую грань вдоль осих,будет складываться из диффузионногоМ'_хи конвективногоМ"_х потоков

X'

+ М

М = М'

¹ *x+dx ^{1 l}x+dx

Соответственно расход вещества через правую грань равен

+ м

//

x+dx '

Приращение массы вещества в объеме элементарного параллелепипеда в направлении оси хсоставитdM_x =М_Х -M_x+dx =dM'_x +dM; .

Приращение массы вещества dM‘_xза счет молекулярной диффузии оп­ределяется уравнением (1.7). Для определения приращения массы вещества за счет конвективной диффузииdM"_xнайдем массу вещества, проходящую в единицу времени через левую грань параллелепипеда площадьюd_yd₂:

М_х=cW_xdydz.

На противоположной (правой) грани параллелепипеда объемная кон­центрация и скорость будут отличаться от соответствующих величин на

левой грани и будут равны

(	Эс "I		Г	aw. , 1
с +	— dx	И	wx +	——dx
V	дх j		1	Эх

Тогда через

правую грань параллелепипеда выйдет масса жидкости

Рис. 1-3. Схема к выводу дифференциаль­ного уравнения конвективной диффузии

^лГ aw ^л w. +—*-dx

Пренебрегая бесконечно малыми более высокого порядка, чем пер­вый, и приняв во внимание условие неразрывности потока

м

x+dx

эС

с + — dx

Эх

\

Эх

dydz.

aw„ aw_v aw.

Эх

Эу

Эх

= о,

получим

^M„d* =M'_+d* +M?_+d, = -~ W_x dxdydz.

Эх

Эс Эс ^ W_r + — W_v + — W_ Эх * Эу ^у Эх * ,

Полное приращение вещества в выделенном объеме составит

э²с э²с а²с^

D

+

Эх² Эу

Эг

dxdydz.

— w_x + — w_v +— W,

Эх ^х Эу ^у Эх *

С учетом уравнения (1.8) получим следующее уравнение молекулярной и конвективной диффузии для нестационарного процесса

— = а

Эт

Э с Э с Э с

Эх² Эу² Эх²

У

(

Эс

Эс

Эс

Л

(1.10)

Приведенные выше уравнения в общем виде не интегрируются, однако они могут быть использованы для получения так называемых критериев

подобия методами подобных преобразований.

При практических расчетах применяют закон конвективной диффузии в следующем

виде

dM =РдЛ-rpCi/⁷= Р_д(с -c_Tp)dF, (1.11)

где Р_л— коэффициент массоотдачи; = с — с^ — движущая сила между ядром потока и границей раздела фаз; с и с_ф— концентрации соответственно в ядре потока и на границе раздела фаз.

Уравнение (1.11) отражает факт переноса массы из ядра потока к границе раздела фаз (с > с ) или от границы в ядро потока (с < с_гр).

Коэффициент массоотдачи р_дпредставляет собой массу вещества, прошедшую через единицу поверхности в единицу времени при разности концентраций в ядре потока и на границе раздела фаз, равной единице.

Коэффициент массоотдачи характеризует скорость переноса массы в пределах одной фазы; его величина зависит от гидродинамических и физико-химических факторов, а также типа и размеров аппарата.

При переносе вещества в пределах одной фазы движущей силой является разность концентраций с — с_грв ядре потока и на границе раздела фаз.

Для расчета коэффициента массоотдачи /?_добычно используют уравнения вида

Nu_A=ARe^mPi£, (1.12)

В . J W1 Win

критерии

где Nu. = —— — диффузионный критерий Нуссельта;Re=

^А D v \i

Рейнольдса; Рг_д= = — — диффузионный критерий Прандтля;1— характерный линейный

р D D

размер, м; р — плотность потока, кг/м³;v— кинематическая вязкость потока, м²/с; р — динамическая вязкость потока, н с/м².

Величины коэффициента Аи показателей степени тип определяют в результате обработки экспериментальных данных.

ОСНОВНОЕ УРАВНЕНИЕ МАССОПЕРЕДАЧИ

Для расчета размеров аппарата, в котором должен осуще­ствляться данный процесс массопередачи, необходимо знать скорость это­го процесса.

Скорость процесса массопередачиравна массе вещества, переданного через единицу поверхности в единицу времени, т. е.dM/dF.

С другой стороны, скорость массообменного процесса пропорцио­нальна движущей силе процесса А и обратно пропорциональна сопротив­лению массопереноса R.

Следовательно, можно записать, что

Ё± = ± = КА

dF R ИЛИ

dM = KAdF. (1.13)

Величина Кназываетсякоэффициентом массопередачи,он характери­зует массу вещества, переданную из фазы в фазу через единицу поверхно­сти в единицу времени при движущей силе, равной единице.

Коэффициент массопередачи отражает уровень интенсификации про­цесса: чем больше величина К,тем меньших размеров требуется аппарат для передачи заданного количества вещества. Наибольшее влияние на ин­тенсивность массопереноса оказывают гидродинамические и конструктив­ные факторы, определяющие интенсивность и характер взаимодействия контактирующих фаз.

Поскольку обычно движущая сила изменяется в ходе процесса массопередачи, пользуются усредненными величинами К_Аи Д_ср. Тогда уравнение (1.13) в интегральной форме запишется в следующем виде

M = K_aa_cpF. (1.14)

Движущая сила А или Д_срможет быть выражена в любых единицах концентраций, о которых речь шла выше, однако независимо от этого, А = с — с_р, где с — рабочая (фактическая) концентрация компонента в ядре потока соответствующей фазы, с_р— концентрация компонента для данной фазы, равновесная с фактической концентрацией в другой фазе.

Из сопоставления уравнений (1.11) и (1.13) видно, что коэффициенты массоотдачи р_ди массопередачиК_Аимеют одинаковую размерность. В зависимости от способа выражения движущей силы процесса массо- обмена будут изменяться как единицы измерения р_ди К_д, так и уравнения для их расчета.

Движущая сила процесса массообмена может быть выражена разностью концентраций в той или другой фазе. Поэтому уравнение массопередачи (1.14) можно записать в виде

^М= “,(У-У, =

Очевидно, что

(1.15)

*р -*

Отношение

У-у,

^СР _ ^Уср

Ах,

ср

ср

определяет средний тангенс угла наклона линии равновесия в рассматривае­мом диапазоне изменения концентраций, т.е. коэффициенты массопереда-

чи КиК_хвзаимосвязаны через соответствующие движущие силы.

Когда действительная поверхность контакта фаз не определена, в качестве расчетного параметра используют условную поверхность контакта (например, площадь поперечного се­чения аппарата) или рабочий объем аппарата. В этом случае получают условные величины коэффициентов массопередачи, которые, как правило, могут быть использованы при расче­тах аппаратуры только определенного типа.

Если в качестве рабочей характеристики использовать рабочий объем аппарата V,то уравнение (I. 14) запишется в следующем виде:

м = k₄a_cpf = (kj_v)д_срг =K_VA_CPV,

где f_v— поверхность контакта фаз в единице рабочего объема аппарата, м²/м³;K_v — коэффициент массопередачи, отнесенный к единице рабочего объема аппарата.

Для тарельчатого массообменного аппарата коэффициент массопередачи может быть отнесен к контактной площади тарелки

М = К_дД_срР =(kj_f )a_cpsn_a = k_fa_cpsn_x.

где f_F— поверхность контакта фаз, приходящаяся на единицу контактной площади тарелки,mVm²; K_f— коэффициент массопередачи, отнесенный к единице контактной площади тарелки; 5 — контактная площадь тарелки, м²;N_A— число тарелок в колонне.

Уравнение массопередачи (1.14) и его разновидности обычно использу­ются для нахождения поверхности контакта фаз, рабочего объема аппара­та или числа тарелок в колонне при найденных по соответствующим урав­нениям коэффициенте массопередачи и средней движущей силе процесса.

ОПРЕДЕЛЕНИЕ КОЭФФИЦИЕНТА МАССОПЕРЕДАЧИ ЧЕРЕЗ КОЭФФИЦИЕНТЫ МАССООТДАЧИ

Схема переноса вещества между фазами представлена на

рис. 1-4.

Пусть в фазе Gконцентрация рассматриваемого компонента больше концентрации того же компонента в фазе I, т. е. компонент переходит из фазыGв фазуL.

Рис. 1-4. Схема к определению ко­эффициента массопередачи через коэффициенты массоотдачи

Перенос вещества к границе раздела фаз осуществляется как путем молекулярной диффузии,т. е. движения молекул вещества через слой данной фазы, так и путемконвективной диффузии,т.е. за счет движения частиц данной фазы.

dF

В каждой фазе различают ядро потока, в котором перенос вещества осуществляется преимущественно за счет конвективной диффузии, и пограничные слои толщиной 8_Си8_ив которых массоперенос происходит в основном за счет молекулярной диффузии (роль которой возрастает при затухании вихрей по мере приближения к границе раздела фаз). Толщина пограничных слоев в первую очередь зависит от скоростей движения взаимодействующих фаз, т. е. от гидродинамического режима в каждой фазе. Поскольку в пограничном слое перенос вещества происходит медленнее, чем в ядре потока, то считают, что основное сопротивление переходу вещества из одной фазы в другую сосредоточено в пограничном слое.

В ядре потока частицы вещества перемешиваются интенсивно, что приводит к усреднению всех характеристик процесса. Поэтому прини­мают, что в ядре потока концентрации не меняются, а все изменение концентраций компонентов в каждой из фаз имеет место в пределах пограничного слоя.

На границе раздела фаз предполагается равновесие между фазами, определяющее граничные концентрации у_грсо стороны фазыGи х_грсо стороны фазыL.

Перенос массы dMвещества из фазыGк границе раздела фаз в единицу времени определяется по уравнению конвективной диф­фузии

(Мб)

Соответственно то же количество вещества передается от границы раздела фаз в фазу L, т.е.

dM=P,(_Xcp-_X)dF. (1.17)

*

Кроме того, согласно основному уравнению массопередачи, можем записать, что

dM = К_у(у -y_p)dF. (1.18)

Состояние равновесия, в том числе и на границе раздела фаз, описывается уравнением

у_р=А_рх-В_р.(1.19)

В общем случае А_риВ_рмогут быть некоторыми функциями концент­раций. При В_р= 0 коэффициент А_ротождествляется с константой

фазового равновесия.

Из уравнений (1.16) — (1-18) выразим разности концентраций через остальные переменные

(1.20)

XT' IT —	dM
У Угр	P ydP
*rp - * =	dM
	P *dF
	dM
У Ур -	KydF

Приняв во внимание уравнение равновесия (1.19), второе уравнение системы (1.20) запишем в виде

Угр

-Ур

A_pdM

M^F

(1.21)

Сложив левые и правые части первого уравнения системы (1.20) и уравнения (1.21), получим

У-Ур

dM

dF

(

1

—- +

(1.22)

Сопоставив между собой третье уравнение системы (1.20) и уравнение (1.22), приходим к следующему соотношению

= _L+ip.(1.23)

к_ур_ур,

Это уравнение и отражает закон аддитивности фазовых сопротивле­ний массопереносу. Общее сопротивление массопередаче равно сумме диффузионных сопротивлений со стороны контактирующих фаз.

Если основное уравнение массопередачи записать в виде

dM=К_х(х_р-xjdF,

то путем аналогичных преобразований получим выражение

1_ 11

(1.24)

к_хр,л_рз_у'

Это вторая форма закона аддитивности фазовых сопротивлений мас- сопереносу.

Из уравнений (1.23) и (1.24) следует, что к_ж = А_рк_у.(1.25)

В отличие от уравнения (1.15), описывающего зависимость между сред­ними величинами коэффициентов массопередачи, уравнение (1.25) справед­ливо для локального участка процесса.

Уравнения (1.23) и (1.24) позволяют определить величины коэффициен­тов массопередачи К_уиК_х, располагая коэффициентами массоотдачи Р_уи р*. При этом коэффициенты Р_уи Р, можно определять экспериментально для опытных систем, моделирующих сопротивление массопереносу пре­имущественно только в одной фазе.

Если равновесная зависимость криволинейна, то для нахождения коэффициентов массопередачи К_уиК_хпо двум коэффициентам массо­отдачи процесс массопередачи разбивают на отдельные участки, в преде­лах каждого из которыхА_рсчитают величиной постоянной. В этом случае коэффициент массопередачи будет изменяться по длине аппарата (зависеть от концентраций).

Если сопротивление массопереносу сосредоточено в одной из фаз (один коэффициент массоотдачи значительно меньше другого), то величина коэффициента массопередачи процесса может быть приравнена к меньше­му коэффициенту массоотдачи.

Коэффициенты массоотдачи зависят от многих факторов, определяю­щих скорость молекулярной и конвективной диффузии, т.е. скоростей фаз и их физико-химических свойств. Теоретически показано и экспери­ментально установлено, что

ft р^(0,50-0,56).

МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС МАССООБМЕННОГО ПРОЦЕССА

Взаимодействие фаз в пределах всего аппарата или его от­дельных участков (контактных устройств) может осуществляться по трем основным схемам: в противотоке, прямотоке или в перекрестном токе. От схемы движения потоков зависят пределы изменения концентраций в ап­парате.

Противоточный контакт фаз. Пусть через массообменный аппарат движутся потоки двух фаз (рис. 1-5). Секундный расход одной фазы (например, газа или пара), движущейся снизу вверх, составляетG,а другой фазы (например, жидкости), движущейся сверху вниз,— L.Концентрации компонентов в контактирующих фазах обозначим соответственно через у

и х.В результате массообмена концентрации рассматриваемого компо­нента изменятся в одной фазе от у_ндо у_к, а в другой — отх_ндо х_к, В первом приближении будем считать, что потокиСиLне изменяются по высоте аппарата.

б

Рис. 1-5. Схема к расчету потоков и концентраций в противоточном массообменном аппарате:

а — схема потоков; (> — изменение концентраций вдоль поверхности контакта фаз

Общий материальный баланс по данному компоненту для всего аппарата запишется так:

Су„ + *•*„ = Gy_K+LX_K.

Следовательно, количество переданной массы Мможно выразить следующим образом

М=G(y„-у„)= ф_ж -*„)■

Отсюда соотношение между потоками контактирующих фаз равно

Ун “Ук

(1.26)

- X.

При заданных концентрациях это выражение может быть использова­но для определения величины 1, а при заданной величинеI —для расчета одной из конечных концентраций у_килих_к.

Для определения составов внутренних потоков в произвольном сече­нии аппарата 1—1составим уравнение материального баланса, например, для части аппарата, расположенной ниже сечения1—1.Отбросив бесконеч­но малые первого порядка, получим

Gy+Lx_K=Gy_H+Lx.

Записав это уравнение в несколько ином виде, получим так называе­мое уравнение рабочей линии

У =

L

— х

+ G

(

Ун

\

(1.27)

Уравнение рабочей линии дает зависимость между рабочими (неравно­весными) составами фаз в произвольном сечении аппарата. Оно позволяет выявить изменение концентраций компонента по высоте аппарата.

В координатах х—ууравнение рабочей линии является уравнением прямой с тангенсом утла ее наклона к оси абсцисс равным1(рис. 1-6)

1. =— =const.

G

При х — х_н и у = у_куравнение рабочей линии приводится к уравнению (1.26).

На диаграмме х—урабочая линия в зависимости от направления переноса данного компонента из фазыGв фазуLили наоборот может располагаться как ниже, так и выше равновесной кривой. На рис. 1-7 даны взаимные положения равновесной и рабочей линий, соответствующие разным случаям переноса компонента между фазами.

Значение движущей силы процесса определяется как разность концентраций Дув отдельных участках массообменного аппарата: она равна при массопередаче из фазы Gв фазу I {см. рис. 1-7, а) А у = у — у , а при массопередаче из фазыLв фазуG А у =у — у (см. рис. 1-7,б).

Движущая сила процесса может измеряться также разностью концентраций в фазе L А х = х_р—хпри переходе вещества из фазыGв фазуL(см. рис. 1-7,а)и Ах=х—х_рпри массопередаче из фазыLв фазуG(см. рис. 1-7, б).

Из графиков видно, что величины движущей силы по фазам GиLдля разных сечений аппарата будут изменяться, поэтому для аппарата в целом необходимо определять среднюю движущую силу массообменного процесса Ау_сри Ах_ср.

В общем случае значения А у и А хне равны между собой и поэтому коэффициенты массопередачиК_упо фазеGиК _хпо фазеL.будут иметь неодинаковые значения.

Движущая сила процесса изменяется по его ходу. Она тем меньше, чем ближе расположены друг к другу рабочая и равновесная линии. Пересечение или касание их означает, что диффузионный процесс не может идти в заданных пределах.

Рис. 1-6. График уравнения рабочей линии для противоточного процесса

б

за

Рис. 1-7. Взаимные положения рабочей (J) и равновесной (2) линий при разных направ­лениях переноса вещества:

а — из фазы G в фазу L; б — из фазы L в фазу G

Для характеристики потоков и концентраций в локальном объеме аппарата выделим в нем элементарный объем между сечениями 1—1и2—2 (см. рис. 1-5) и составим для него материальный покомпонентный баланс

откуда

-Gdy+Ldx= 0.

(1.28)

Проинтегрировав уравнение (1.28) в пределах от начальных до конечных концентраций получим для всего аппарата уравнение (1.26), а для части аппарата — уравнение рабочей линии (1.27).

Необходимо отметить, что при противотоке может быть обеспечена большая разность концентраций у_ки х_кв потоках, покидающих аппарат. В этом состоит одно из преимуществ противоточного контактирования фаз.

Прямоточный контакт фаз. Схема прямоточного движения фаз и график изменения концентраций вдоль поверхности контакта приведены на рис. 1-8.

В случае прямотока общий материальный баланс для аппарата запи­сывается, как и для противотока, в виде уравнения (1.26). Соответственно материальный баланс для локального объема аппарата будет представлен уравнением (1.28).

Уравнение рабочей линии может быть получено при рассмотрении материальных потоков для части аппарата ниже сечения 1—1

Су и + =Gy+Lx.

Отсюда получим уравнение рабочей линии для прямотока:

У = -

Таким образом, при прямотоке в отличие от противотока тангенс угла наклона рабочей линии отрицателен. График рабочей линии прямоточного процесса представлен на рис. 1-9.

Отличительной особенностью прямоточного процесса является также то обстоятельство, что в предельном случае выходные концентрации фаз у_к и х_кстремятся к равновесию. Поэтому, как правило, разность кон­центраций компонента в фазах на выходе из аппарата незначительна.

а

б

Рис. 1-8. Схема к расчету потоков и концентраций в прямоточном массообменном аппарате:

а — схема потоков; б — изменение концентраций вдоль поверхности контакта фаз

В этой связи прямоток обычно создают в пределах отдельного кон­тактного устройства, тогда как в целом в аппарате реализуется противо­ток. Это достигается соответствующей схемой соединения потоков фаз смежных контактных устройств.

Перекрестный ток. Схема потоков и график изменения концентраций при перекрестном способе контактирования фаз приведены на рис. 1-10.

Общий материальный баланс для случая перекрестного тока предс­тавляется уравнением (1.26).

Если ввести относительную координату £ (% = h / Н, 1 > £ > 0, гдеН —общая длина контактной зоны), то для произвольного сечения1—1 можно составить следующий покомпонентный материальный баланс, под­разумевая подусреднюю концентрацию на выходе из рассматриваемого участка контактной зоны:

= Ьс + GEy.

Отсюда получим уравнение рабочей линии для случая перекрестного

тока

(1.29)

1	f	/ ^
-X +	Ун	+ Г^Хн
		1 )

-Р_к

-Л £_

Рис. 1-0. График уравнения рабочей линии для прямоточного процесса

Рис. I-10. Схема к расчету потоков и концентраций в массообмеином аппарате перекрестного тока:

а— схема потоков;6— изменение

концентраций вдоль поверхности контакта фаз

а

\с,

\с$,у

TnTf\^dGy

L,

.и и t m м

л

и

^Хк *

Как и в случае прямотока, при перекрестном токе рабочая линия име­ет отрицательный тангенс угла наклона, величина которого (через коорди­нату Uзависит от положения рассматриваемого сечения в контактной зо­не. При этом все рабочие линии, соответствующие любому значению проходят через точкуВ(х_и,у_н). Разбив контактную зону на несколько участков, можно получить изменение концентраций вдоль контактной зоны.

Рис. 1-11. График уравнения рабочих линий для процесса с перекрестным током фаз

у

В j>

А_лА. А

г

X

х

Н

I

\

На рис. 1-11 дано графическое представление рабочих линий при пере­крестном токе.

При £ = 1 и х = х_к, у =у_куравнение (1.29) сводится к уравнению общего материального баланса (1.26).

Поскольку при перекрестном токе изменение концентраций в преде­лах контактной зоны определяется совокупностью рабочих линий, условия равновесия на выходе из аппарата уже не оказывают столь сильного влия­ния на величины концентраций х_ки у_к. Поэтому при перекрестном токе в пределах контактной зоны обеспечивается большее изменение концентра­ций, чем при прямотоке. В этом отношении перекрестный ток занимает промежуточное положение между прямотоком и противотоком, приближа­ясь к противотоку. Обычно в аппарате устанавливают ряд контактных уст­ройств, работающих по схеме перекрестного тока и соединенных после­довательно по потокам фаз. При этом по аппарату в целом осуществляется противоток.

Для бесконечно малого участка аппарата между сечениями 1—1и2—2 (см. рис. 1-10) материальный баланс будет выглядеть следующим образом:

Lx+dGy_H=L(x+dx) +dGy или (Ун-y)dG = Ldx.

Проинтегрировав это уравнение в пределах от £ = 0 до заданного значения £, получим уравнение (1.29) рабочей линии, а в пределах от £ = 0 до £ = 1 — уравнение (1.26) общего материального баланса.

СРЕДНЯЯ ДВИЖУЩАЯ СИЛА ДИФФУЗИОННОГО ПРОЦЕССА И ЧИСЛО ЕДИНИЦ ПЕРЕНОСА

Как следует из основного уравнения массопередачи (1.14), средняя движущая сила процесса определяет количество переданной массы вещества. Поскольку рабочие и равновесные концентрации изменяются вдоль поверхности контакта фаз, необходимо рассчитывать среднюю движущую силу процесса.

Поверхность фазового контакта Fопределяется из уравнения (1.14) следующим образом:

м м

F= илиF= . (1.30)

КуДУср К_хАх_ср

Для вычисления, например, А у_срнапишем дифференциальные уравнения материального баланса фазыGи массопередачи

dM= -Gdy и

dM =K_y(y-y_p)dF, откуда

_dF=-C_J«y-.

КуУ-Ур

С другой стороны,

^м=с(у_н-у_к),(1.31) т.е.

М dy

к_у(у„-Ук)у-Ур

Интегрируя последнее выражение в пределах изменения концентраций в аппарате, получим

F=—_r^Л (1.32)

К_уУн-Ук ГУ-Ур

^{V J} У YL

Сравнив это выражение с уравнением (1.30), запишем

А У

ср

_ Ун-У_к

(1.33)

Ун

/

У к

dy

У-Ур

Написав дифференциальное уравнение материального баланса и урав­нение массопередачи для фазы Lи проинтегрировав его, получим

к

dF=

X

dx

х_р-х

Сопоставив найденное уравнение с уравнением (1.30), имеем

. х_к - х„

Ах_ср=— *

При практическом использовании полученных равенств интегралы этих выражений могут быть найдены численным или графическим интег­рированием. На рис. 1-12 приведен пример графического интегрирования. Для ряда значений у находят соответствующие им величины х,у_р,у— у_ри 1/(у _у_р)₍ затем в координатах у, 1/(у — у_р) строят кривую. Площадь5_у между ординатами у_ки у_ни полученной кривой в соответствующем мас­штабе и определяет искомый интеграл.

Интегралы

У-Ур

Ун - Ук

Ду ср

(1.34)

и

*к

dx х_к - х_и х_р -X &х_ср

^хн

имеют и определенный физический смысл. В подынтегральной дроби числитель выражает изменение концентрации в фазе СилиLв результате массообмена фаз на поверхностиdF, а знаменатель — движущую силу на этой поверхности.

Дробь в целом представляет собой изменение концентраций в

пределах контактной зоны, приходящееся на единицу движущей силы, и называется числом единиц переноса(ЧЕП). В некоторых случаях удобнее

вести расчет массообменного аппарата, используя единицы переноса.

Для насадочных аппаратов поверхность массообмена можно выразить как произведение рабочего объема аппарата на поверхность контакта фаз в единице его объема f_v, тогда уравнение (1.31) можно записать в виде

откуда с учетом уравнений (1.31) и (1.34) получим

Н =

K_yf_vS

?

^dy ^Сд У-У р K_yf_v

■Л

У '

(1-35)

где НиS— соответственно высота и сечение аппарата;G— расход фазы ’G"(Kr/c);G_A= — — массовая скорость фазы "G" (кг/м^-с).

Так как в левой части уравнения (1.35) используется величина высоты аппарата, а в правой — произведение безразмерного числа единиц переноса и соотношения GJK^_V,то последнее должно выражать высоту, эквивалентную одной единице переносаН._1у1которую определяют экспериментально. Окончательно расчетное уравнение имеет вид

М—М _Эулу.

Аналогично можно получить уравнение для расчета высоты аппарата, если расчет вести по другой фазе L:

Н Н _эх л _х .

Сечение и диаметр аппарата необходимо определять при том же значении массовых скоростей, при которых были получены значения ИиН._)Х.

Если равновесная и рабочая линии являются прямыми, то могут

быть получены более простые соотношения для вычисления средних

движущих сил и числа единиц переноса.

Пусть уравнение рабочей линии будет представлено в виде у = Ах + В,

а уравнение равновесия в виде у_р= А_рх + йр.

Найдем разность рабочей и равновесной концентраций У - Ур = [a-Apjx⁺(^в“ ^В_Р)

и проинтегрируем это выражение, приняв во внимание, что dy=Adx.

о--*).

Получим

х + -

в-а

в-

^ЛУ =

Ун

J

dy

А-А

р у

х_н +

In

А-А

£_ -

А ,

ш

Ук

У-Ур А-А_р

х +

B-B_f

А-А,

А - А,

х_к +

В- В_г

к

А- А,

А - А.

y-y_t

С другой стороны,

У и У к [ Дун ДУк г

Д - Ар ^ ⁷

Применяя уравнение (1.33), получим

ЛУср

ДУн - ЛУк

In

ДУн

Ду.

А*н

III

~ Д*к

Д*Н

Д*к

Аналогично можно показать, что

Ах

ср

Таким образом, если равновесная и рабочая линии являются прямыми, то средняя движущая сила процесса рассчитывается как средняя логарифмическая движущих сил в начале и его конце.

ЧИСЛО ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК

При расчетах массообменных аппаратов широко исполь­зуется понятие о теоретической тарелке (теоретической ступени контакта),под которой понимают такое контактное устройство, которое обеспечивает получение равновесных потоков фаз, покидающих контактную зону.

На рис. 1-13 дана схема потоков для теоретической тарелки.

Потоки СиLконтактирующих фаз входят в контактную зону, имея начальные концентрации компонента у_ни х_н, В результате процесса массообмена концентрации компонента в потоках изменяются и станут равными у_ки х_к. Для теоретической тарелки эти концентрации будут равновесными, т.е.

У к = Ур.к = фк) ■

Концентрации у_них_кили у_ки х_нсоответствующих встречных потоков удовлетворяют уравнению рабочей линии.

Поскольку для достижения равновесия требуется определенное время контакта фаз, то в реальных условиях такое состояние не всегда может быть обеспечено. Это требует внесения корректив в расчеты, выполненные с использованием представления о теоретической та­релке.

В целом ряде случаев использование этого понятия позволяет ис-

Рис. ЫЗ. Схема потоков для теоретической тарелки

б

°>У*-Ур-/(**) ^L>*_H

Рис. 1-14. Графическое определение числа теоретических тарелок:

а — схема потоков; 6 — расчетный график; 1—3 — номера теоретических тарелок; АВ — рабочая линия

следовать основные закономерности процесса и получать важные практические результаты при расчете массообменной аппаратуры.

Достоинством методов расчета, основанных на использовании понятия о теоретической тарелке, является то обстоятельство, что для их реализации необходимо располагать лишь уравнениями равновесия и рабочей линии, в отдельных случаях привлекая лишь уравнения тепловых балансов.

Чтобы получить желаемое изменение концентраций потоков в аппарате, в нем необходимо иметь определенное число теоретических тарелок.

Рассмотрим графический расчет числа теоретических тарелок (ЧТТ) на примере противоточного аппарата (рис. 1-14) при переходе компонента из фазы Gв фазуL(у > у_р).

На первой тарелке поток Gс начальной концентрацией компонента(Ун) контактирует с потокомL,стекающим с вышележащей тарелки и имеющим концентрацию компонента (х₂).

В результате взаимодействия указанных потоков их концентрации изменятся и получат значения у_хих_{= х_к. Согласно определению теоретической тарелки концентрацииу_хи х^^ находятся в равновесии, а концентрации у_ни х^х* должны удовлетворять уравнению рабочей линии.

Это определяет следующий характер процедуры построения числа теоретических тарелок.

Точка В скоординатами у_них_х=х_кнаходится на рабочей линии и определяет составы потоковGна входе в аппарат и I на выходе из аппарата. ТочкаDс абсциссойx_t=x_K, находящаяся на равновесной кривой, дает состав парау_иуходящего с первой тарелки. Этот состав пара у, и состав стекающей со второй тарелки жидкостих₂должны удовлетворять уравнению рабочей линии. Проведя горизонталь через точкуDдо пересечения с рабочей линией, получим точкуЕ,абсцисса которой рав­нах₂.

Поток Gс концентрациейу_хпоступает на вторую тарелку, где вступает в контакт с потокомL,имеющим концентрацию х₃. В результате получаются потоки фаз соответственно с концентрациями у₂их₂, находящимися в равновесии. Проведя рассуждения, аналогичные тем, которые использовались при построении первой теоретической тарелки, можем определить концентрации потоков для второй теоретической тарелки, начав построение с точкиЕ.

Подобные построения проводятся до тех пор, пока последняя горизонтальная прямая не пройдет через точку Ас координатами у_ки х_н. При этом получается ломаная линия, состоящую из горизонтальных и вертикальных участков, которая вписана между рабочей и равновесной линиями. Нетрудно видеть, что число горизонтальных или вертикальных отрезков ломаной линии равно числу теоретических тарелокN_T, необходимых для заданного изменения концентраций контактирующих фаз. В данном случаеN_T= 3.

Число теоретических тарелок зависит от взаимного расположения рабочей и равновесной линий, т. е. от величины движущей силы процесса. При взаимном сближении рабочей и равновесной линии средняя движущая сила процесса уменьшается, а число теоретических тарелок увеличивается. При увеличении расстояния между рабочей и равновесной линиями средняя движущая сила процесса возрастает, что приводит к уменьшению числа теоретических тарелок. Найденное число теоретических тарелок используется для определения высоты контактной зоны аппарата Нили числа реальных тарелокN_A. В первом случае используют высоту контактной зоны Н_э, эквивалентную одной теоретической тарелке (ВЭТТ), тогда

H = H₃N_T.

Во втором случае определяют число реальных тарелок N_A, используя понятие КПД тарелки т/_т:

N=^~

^J>A'

Пт

а высоту контактной зоны тарельчатого аппарата рассчитывают, зная число реальных тарелок N_Aи расстояние между ними Н_т:

H = H.N..

~ А

Величины Н_эиц,определяют экспериментально или рассчитывают по эмпирическим уравнениям.

Для расчета массообменных аппаратов используют также понятие эффективности тарелки по парам Е _Gи по жидкостиЕ _L.В отличие от КПД тарелки7j_T, величина которой всегда меньше единицы, значение эффективности определяется схемой движения потоков на тарелке и может быть как меньше, так и больше единицы.

ПОДОБИЕ В ПРОЦЕССАХ МАССООБМЕНА

Полученные ранее дифференциальные уравнения молеку­лярной и конвективной диффузии не решаются аналитически в общем ви­де. Однако они могут быть использованы для получения безразмерных критериев подобия, применение которых при обработке эксперименталь­ных данных по массообмену позволяет получать достаточно простые рас­четные уравнения. Применение критериев подобия указывает более рацио­нальные пути постановки эксперимента (какие величины следует измерять в опытах, в каком виде обрабатывать опытные данные и в каких пределах справедливы полученные экспериментальные зависимости).

Критерии подобия могут быть получены, например, при приведении дифференциально­го уравнения к безразмерному виду. При этом следует руководствоваться правилом, в соот­ветствии с которым размерность дифференциала л-roпорядка совпадает с размерностью са­мой переменной, а произведение л дифференциалов первого порядка имеет размерность пе­ременной в п-й степени, т.е.

(1.36)

-
d^nx	=	X	i
dx^n		И		►

Рассмотрим, например, перенос вещества из ядра потока к границе раздела фаз. Тогда, согласно закону Фика, к границе раздела фаз за счет диффузии поступит следующее количество вещества в единицу времени

f del

dAf = -D — dF.

I^dnJ

Toже количество вещества будет передано к границе раздела фаз, согласно закону конвективной диффузии

dM = РД cdF.

Приравняв левые и правые части двух последних уравнений, получим dF= РДс.

Jdc⁴ -D —

\^dn;

Разделив правую часть уравнения на левую и приняв во внимание соотношения (1.36), получим диффузионный критерий Нуссельта

Nu_a

Е

D '

где I— характерный линейный размер.

Критерий Нуссельта содержит искомую величину — коэффициент массоотдачи р.

Для получения других критериев воспользуемся уравнением (МО) молекулярной и конвективной диффузии.

Разделив все члены уравнения на dc/dtс учетом правила (1.36), получим диффузионный критерий Фурье

который характеризует нестационарные диффузионные процессы.

Деление слагаемого, например, {д с/д x)W_xнаD(д ²с/д²х) приводит к диффузионному критерию Пекле

W7

Ре

А

D

Критерий Пекле можно представить также в виде произведения двух критериев: критерия Рейнольдса Re, характеризующего гидродинамическое подобие потоков в массообменных аппаратах, и диффузионного критерия ПрандтляРг_д=у/Дхаракте­ризующего влияние сил вязкости

Ре ^г л

VV7

D

т

V

— =

RePr, D _ ^;

Гидродинамическое подобие в системах, где основное влияние оказывает сила тяжести, характеризуется критерием Фруда

gi

Для потоков ламинарных и переходных перенос массы определяется критерием Архи­меда, аналогичным критерию Грасгофа в теплопередаче:

Дг= ^j3g^АР^j3P²g^АР

v²Р ц²Р

где р — плотность рассматриваемой массы вещества до массообмена; Ар — изменение плот­ности, вызванное массообменом (изменением концентраций).

Критериальное уравнение массопереноса можно представить в следующем виде:

Nu_a = / Re, Fr, Аг, Рг_д , Fo_A

Для установившегося процесса критерий Фурье исключается. В случае вынужденного движения (влияние объемных сил несущественно) критерии Фруда и Архимеда можно исключить.

В итоге формулу для расчета величины коэффициента массоотдачи ftобычно запи­сывают в виде уравнения (1.12)

Nu_a =ARe^mPr_A.

Если в результате обработки данных экспериментов найдены величины коэффициента Аи показателей степенишип,то, определив из последнего уравнения критерий Нуссельта, находят коэффициент массоотдачи

Nu.D

р =

А

1

Определив коэффициенты массоотдачи для каждой из фаз, находят коэффициент массопередачи по уравнению аддитивности фазовых сопротивлений массопереносу.

В приведенные выше критерии входит характерный размер 1,выбор которого для аппарата, в котором осуществляется процесс массообмена между двумя и более фазами, далеко не однозначен. В каждом отдельном случае для аппарата определенного типа приходится специально решать вопрос о выборе характерного линейного размера. При этом для уравнений массообмена в каждой фазе могут быть взяты различные характерные линейные размеры. Очень часто в качестве характерного линейного размера используется комбинация физико-химических характеристик, имеющая размерность длины, например капиллярная постоянная

где а — поверхностное натяжение на границе раздела фаз.

МАССООБМЕН В СИСТЕМАХ С ТВЕРДОЙ ФАЗОЙ

В случае массообмена твердой фазы с жидкостью или га­зом процесс массопередачи происходит по схеме, приведенной на рис. 1-15. Концентрация компонента внутри твердого вещества уменьшается в направлении к поверхности раздела фаз. Перемещение вещества к границе раздела фаз происходит по законам массопроводности, являющихся анало­гом законов молекулярной диффузии для жидкостей и газов. У поверхнос­ти твердой фазы возникает пограничная пленка жидкости (газа) толщиной <5, в пределах которой перенос вещества осуществляется молекулярной диффузией. На внешней границе пленки, сопрягающейся с ядром потока жидкой (газовой) фазы, происходит выравнивание концентрации с кон­центрацией в ядре потока с_ж. В ядре потока жидкости (газа) концентрации выравниваются за счет конвективной и молекулярной диффузии.

При переходе вещества из твердой фазы его содержание в этой фазе будет непрерывно уменьшаться как во времени, так и по направлению к границе раздела фаз. Поэтому все процессы с участием твердой фазы являются нестационарными.

Диффузия передаваемого компонента в твердой фазе происходит ана­логично молекулярной диффузии и уравнение массопроводности записыва­ется аналогично закону Фика

dM = -К

'de}

\^dnJ

dF,

(1.37)

где К —коэффициент массопроводности, аналогичный коэффициенту молекулярной диффузииD.

Количество вещества, перешедшее в ядро потока жидкости (газа), определяется уравнением конвективной диффузии

О С.

Пограничный слой

^г/с° о С

; о

^ фазы L или G

соо

с

г>

с

О

с

с

Рис. 1-15. Схема массопередачи с участием твердой фазы

dM =p(c_cp- с_ж^Р =PAcdF.

Поскольку на границе раздела фаз вещество не накапливается и не исчерпывается, то из уравнений (1.37) и (1.38) получим

(1.38)

-К— =(ЗДс. (1.39)

dn

Разделив правую часть уравнения (1-39) на левую и приняв во внимание соотношения (1.36), получим диффузионный критерий Био для массооб­менных процессов в присутствии твердой фазы

Bi

А

Аналогично уравнению (1.9) молекулярной диффузии можно получить следующее дифференциальное уравнение массопроводности

— =

к

Эт

/

э²

^с+_ + —

Эх² Эу'

Эг‘

(1-40)

При делении левой части уравнения (1.40) на один из членов правой части с учетом соотношений (1.36) получим диффузионный критерий Фурье для процесса массопередачи в твердой фазе

Fo, =—.

А

В пределах твердой фазы концентрация распределенного вещества все время изменяется. Чтобы получить общее уравнение взаимосвязи между переменными оказалось удобным ввести безразмерную концентрацию

с -

I

с

н

С

Р

где с, с_ни с_р— соответственно текущая, начальная и равновесная концентрации. В числителе этого выражения стоит величина движущей силы в любой момент процесса, а в знаменателе — максимальная величина движущей силы в начале процесса. Очевидно, что безразмерная кон­центрация изменяется в пределах от единицы до нуля. Кроме того, величины концентраций в отдельных точках тела зависят от их относительного положения, т.е. от симплексап/1,где п — расстояние в данном направлении, а1— характерный линейный размер.

На основе вышеизложенного обобщенное уравнение массопередачи с участием твердой фазы будет иметь вид

с-с_{р т}. п

у ^сн ^ср

, Bi_A.Fo_a,у = 0.

(1.41)

В практических расчетах обычно определяют время т_к, в течение которого средняя концентрация компонента в твердой фазе достигнет заданной величины с_к. Тогда из уравнения (1.41) можно исключить симплекс

Рис. 1-16. Общий вид зависимостей при массообмене с участием твердой фазы

геометрического подобия п/1и результирующее уравнение представить в общем виде

С —С к '-р

. Bi.

РОд = /

С —С

\ ^Lp

Общий вид подобных зависимостей приведен на рис. 1-16.

Определив величину критерия Фурье, рассчитывают требуемую продолжительность процесса

п ¹ =Fo. —.

^Ак