Очистка промышленных газов от газообразных и дисперсных примесей (стр. 2 из 4)
Качество разделения и гидравлическое сопротивление центробежных сепараторов зависят от диаметра канала, скорости и степени закрутки потока, а также конструктивного оформления трех основных зон, обеспечивающих, соответственно, формирование закрученного потока, сепарацию и выделение дисперсной фазы. Диаметр сепаратора определяется производительностью и требуемой эффективностью разделения (для обеспечения высокой эффективности применяются элементы диаметром 30v80 мм). Наиболее существенное влияние на величину уноса дисперсной фазы из аппарата и, соответственно, эффективность разделения оказывает скорость газа. Закрутка потока газа может быть достигнута тремя основными способами (или их сочетанием) [7]: тангенциальным подводом газа, применением осевых закручивающих устройств (лопаточных, розеточных, шнековых и др.) и вращением самого сепаратора (в процессах разделения практически не используется).
Внедрение в промышленность аппаратов, работающих в дисперсно-кольцевом режиме, сдерживается недостаточной изученностью протекающих в них процессов. Сложность моделирования и расчета высокоинтенсивного межфазного взаимодействия в газо-жидкостном дисперсно-кольцевом турбулентном осевом или закрученном потоке обусловлена, в первую очередь, двойственной детерминированно-стохастической природой большинства процессов, связанных с турбулентным пульсационным движением сплошной и дисперсной фаз. Традиционный подход к изучению таких систем базируется на фундаментальных законах классической механики, механики жидкости и газа, физической химии и термодинамики. Однако при моделировании тепло- или массообменных процессов и аппаратов с интенсивным взаимодействием фаз, учитывая неоднородность структуры потоков и неравномерность распределения параметров, необходимо наряду с детерминированными использовать вероятностно-стохастические методы и модели. В общем случае должны учитываться следующие случайные факторы: полидисперсный состав дисперсной фазы (твердых или жидких частиц) и его изменение во времени, стохастический характер движения и различное время пребывания частиц в объеме аппарата, флуктуации относительных скоростей фаз.
Экспериментальная часть
При исследовании дисперсно-кольцевого режима в пленочном аппарате скорость газа по сечению трубы измерялась трубкой Пито-Прандтля, температура газа v термопарами. Исследовались трубы с гладкой и шероховатой поверхностью. Шероховатая поверхность создавалась спиралью из проволоки диаметром 3 мм на внутренней поверхности трубы с зазором 0.4v0.8 мм, расстояние между витками проволоки 30 мм. Расход жидкости варьировался от 1 до 15 м3/ч, скорость газа v от 6 до 50 м/с. Измерение средней толщины пленки жидкости осуществлялось методом отсечки питания. Минимальная и максимальная толщина пленки определялась при помощи контактной иглы, свободный конец которой соединялся с микровинтом и прозрачным капилляром. Измерение перепада давления в трубе при сильных взаимодействиях осуществлялось пьезометрическими трубками, расход воздуха определялся при помощи нормальной диафрагмы.
Исследование массоотдачи в жидкости проводилось на примере изотермической абсорбции кислорода из воздуха пленкой жидкости [8]. Опытно-промышленные исследования очистки выбросов от NO2 и SO2 в газе проводились химическим методом. Исходный газ содержал от 10 до 18 мг/м3 дисперсных частиц, от 23 до 73 мг/м3 диоксида азота NO2 и от 38 до 80 мг/м3 диоксида серы SO2 при температуре 140 0C.
При исследованиях эффективности сепарации дисперсных частиц в конденсационном режиме запыленность воздуха создавалась искусственно дозатором. Подача пара в аппарат осуществлялась из электрического парогенератора. Температура воздуха, парогазовой смеси и хладоагента измерялась с помощью термопар. Запыленность воздуха контролировалась счетчиком аэрозольных частиц АЗ-5М [9]. Эффективность сепарации дисперсной фазы оценивалась по количеству конденсата, общая эффективность очистки от пыли v по массе сухого остатка в шламе, фракционная v по массе сухого остатка на бумажных фильтрах с различными размерами капилляров, а также с помощью счетчика аэрозольных частиц АЗ-5М. В отдельных экспериментах результаты контролировались по количеству частиц, уловленных после аппарата на волокнистом фильтре типа ФП (фильтр Петрянова) с фильтрующим материалом ФПП-15-1.7 [10, 11].
На лабораторной экспериментальной установке определялись зависимости гидравлического сопротивления, теплообменных характеристик аппарата и эффективности сепарации дисперсной фазы от начальных характеристик газа, расхода пара на смешение, скорости и угла закрутки потока, дисперсного состава, концентрации и физико-химических свойств пыли в следующих интервалах изменения основных параметров: начальная температура воздуха v 20T¸80 ¦С; начальная влажность воздуха v 40T80 %; объемный расход воздуха v 0.003T0.03 м3/с; удельный расход пара на смешение v 0.01T0.1 кг/кг; массовая концентрация твердых частиц v 0T0.005 кг/м3; температура хладоагента (начальная) v 2T10 ¦С; расход хладоагента v 0.002T0.02 кг/с. В качестве дисперсной фазы в экспериментах использовались порошки различного происхождения с насыпной плотностью от 1000 до 2000 кг/м3 и размерами частиц от 0.1 до 10 мкм: стандартный кварцевый порошок М-1, окись цинка, фосфорит, сажа, антибиотики.
Обсуждение результатов
Исследование дисперсно-кольцевого течения. Гидродинамическая картина дисперсно-кольцевого течения носит сложный характер. Брызгоунос с поверхности пленки приводит к тому, что на расстоянии 1.5v2.0 м доля жидкости в дисперсной фазе достигает 20v80 % от общего расхода, при этом толщина пленки уменьшается и меняется структура волн на ее поверхности. При расчете потери напора в трубчатых насадках аппарата в дисперсно-кольцевом режиме течения по известной зависимости
 , | (1) |
(где DP v потери напора; L v длина трубы; r v плотность газа; w v среднерасходная скорость газа; us=1.15uпл v поверхностная скорость пленки жидкости; uпл v среднерасходная скорость пленки жидкости; hср v средняя толщина пленки жидкости; D v диаметр трубы; l v коэффициент гидравлического сопротивления; n v показатель степени) возникают проблемы в определении коэффициента гидравлического сопротивления на межфазной поверхности.
Для расчета коэффициента гидравлического сопротивления при дисперсно-кольцевом режиме течения модели Локкарта-Мартинелли [12], гомогенного течения [13], а также подход, базирующийся на раздельном течении пленки, газа и жидкости [14], принципиально непригодны. Также неэффективны зависимости, в которых коэффициент гидравлического сопротивления выражается через параметры волн на поверхности пленки [15, 16].
Наиболее приемлемым методом определения коэффициента гидравлического сопротивления представляется его расчет через экспериментальное значение градиента давления. Установлено, что суммарное значение касательного напряжения в канале постоянно по его длине. Эмпирическая зависимость для расчета коэффициента гидравлического сопротивления на межфазной поверхности при дисперсно-кольцевом режиме (как для нисходящего, так и восходящего движении) для гидравлически гладкой поверхности трубы получена в виде
 , | (2) |
где Re0 v относительное число Рейнольдса газа; Reпл = 4G/nn ж v число Рейнольдса для пленки жидкости; n и nж v коэффициенты кинематической вязкости газа и жидкости.
Аналогичные уравнения получены для труб с регулярной искусственной шероховатостью. Величина коэффициента гидравлического сопротивления в зависимости от нагрузок по газу и жидкости и состояния пленкообразующей поверхности изменяется от 0.08 до 2.
Средняя толщина пленки жидкости, через которую рассчитывается скорость пленки, может быть рассчитана по уравнениям, представленным в обзорной работе [17] (другие известные уравнения не учитывают унос жидкости с поверхности пленки, и это приводит к получению завышенных значений толщины пленки при высоких нагрузках по газу, особенно при стекании пленки по поверхности с искусственной шероховатостью).
Показатель степени n в уравнении (1), в отличие от однофазного потока (n = 2) изменяется от 1.4 до 1.8 в зависимости от концентрации капель в ядре потока. Это обусловлено гашением турбулентных пульсаций дисперсными частицами и, как следствие, частичной ?ламинаризацией¦ потока.
Коэффициент массоотдачи при очистке от газообразных выбросов в пленке при изотермической абсорбции труднорастворимых газов в зависимости от расхода газа и жидкости и состояния пленкообразующей поверхности составляет 2Ч10-3v5Ч10-2 м/с [8]. Наибольшая интенсивность передачи массы при дисперсно-кольцевом режиме достигается при движении пленки по поверхности с винтовой крупномасштабной шероховатостью. При неизотермичном процессе в случае испарения жидкости с пленки значения коэффициентов массоотдачи снижаются на 20v50 %. Наличие растворимых поверхностно-активных веществ, снижающих поверхностное натяжение жидкости, приводит к уменьшению коэффициента массоотдачи на 10v30 %. Дополнительный искусственный срыв капель жидкости с поверхности пленки приводит к увеличению эффективности абсорбции. Следует отметить, что все существующие подходы к определению опытных значений коэффициента массоотдачи не учитывают наличие (поверхность) капель в дисперсно-кольцевом потоке, что в ряде случаев приводит к серьезным ошибкам и не позволяет установить истинные значения параметров процесса.
Исследование эффективности разделения. Многочисленные теоретические и экспериментальные исследования прямоточных центробежных сепараторов показывают, что в общем случае эффективность центробежного разделения зависит от начальной концентрации дисперсной фазы, скорости потока, конструктивных особенностей и основных параметров сепаратора, а также характеристик распределения частиц по размерам. Эффективность работы прямоточных центробежных сепараторов, как и различных тепло- и массообменных аппаратов с центробежными сепарирующими элементами, в значительной степени определяется величиной уноса дисперсной фазы паровым или газовым потоком. В некоторых случаях унос может существенно снизить общую эффективность сепаратора.