Диссертация (1025195), страница 12

Просмтор этого файла доступен только зарегистрированным пользователям. Но у нас супер быстрая регистрация: достаточно только электронной почты!

Текст из файла (страница 12)

Методика расчета процесса ректификации применительно к смесямизотопов гелияДля расчета количества энергетических затрат на термостатированиеконденсатораприректификациигелиевыхизотоповпринятынижеперечисленные допущения:- расчеты проводятся без учёта теплопритоков;- давление в колонне неизменно по высоте колонны;- изменение плотности смеси изотопов в кубе и конденсаторе считаетсяпри заданных температурах и соответствующем давлении, их изменение взависимости от концентрации и, как следствие, изменение равновеснойтемпературы, не учитываются;- значения теплоты конденсации изотопов принимаются при усредненныхзначениях параметров в кубе и конденсаторе;- коэффициент извлечения в расчетах принят за единицу.Зададимся различными начальными параметрами, а именно начальной иконечной относительными концентрациями3He в4He. Расчет процессаректификации принято проводить для низкокипящего компонента, то есть для3He.Начальная концентрация (смеси, которая подается на разделение)y0=10 %.Требуемая чистота продукта (смеси, которая отводится как продукт ввиде пара из конденсатора) yHe3=99,9 %.84Рисунок 2.10.

Схема ректификационной колонныДалее приведен пример расчета для принятых концентраций.Зададимся давлением в колонне (соответственно выбор давленияопределяет рабочую изобару равновесия):Pk=13,33 кПа (давление соответствующее минимальной температуреконденсатора Т - 1,8 К, которая может быть обеспечена вакуумной откачкойпаров насыщенного 4He, в случае получения чистого 3He)Таблица 11.Данные по плотности и теплоте конденсации [57, 58]T,Кн.у.1,82,6ρ3He, кг/м30,1243,2510,56ρ4He, кг/м30,16612,52--144,2ρ 4He(ж), кг/м3rк3He, Дж/г15,4rк4He, Дж/г22,8Выбирается объемный расход смеси, подающейся на разделение, чтобыобъемная доля 3He в продуктовом потоке составляла 1 нормальный литр в час:85GVсмн 1 лл  10y0 чч(2.35)Температуры соответствуют температурам конденсатора и куба призаданном выше давлении.

Значения равновесных концентраций 3He в паре ижидкости (Таблица 12) для расчета сняты с построенной изобары равновесиядля давления 13,33 кПа (Рисунок 2.11):Рисунок 2.11. Изобара равновесия смеси 3He/4He для давления 13,33 кПаОбъемный расход смеси на разделение, при поступлении в колонну:GVсм  GVсмн (y0  н 3 Heл (1  y0 ) н 4 He )  0,605 2.63 He 2.64 Heч(2.36)Расходы продукционного и отбросного потоков (отбросной поток - потоксмеси с малым содержанием 3He, отбираемый из куба колонны):GV 3 He GVсмн  y0л 1,001yHe 3ч(2.37)ллгGM 3 He  1   н3 He  (GV 3 He  1 )  н 4 He  0,124чччGM 4 He  GVсмн (1  y0 )  н 4 He  1,494гч(2.38)(2.39)Таблица 12.86Значения равновесных концентраций 3He в паре и жидкости для давления13,33 кПаy (концентрация 3He в паре, %)x (концентрация 3He в жидкости, %)0,10,02810,28630,85851,4372,01102,89154,4205,9309,534013,75018,946025,58509070,899,999,77Расчет минимального флегмового числа (Считаем, что в колоннуподается насыщенный пар, ввод питательного потока осуществляется в слойнасадкисравнойотносительнойконцентрациейизотопов.Отводитсяпродукционный поток в виде насыщенного пара.): x0=2,89 % (равновеснаяконцентрация в жидкости при y0=10 %).f min y He 3  y0 12,6y0  x0(2.40)yпр yHe 3 0,0732f min  1(2.41)Реальное флегмовое число (коэффициент 1,5 взят с учетом приближенияпараметров работы колонны к оптимальным [59]):87f real  f min 1,5  19(2.42)Массовые расходы пара и флегмы вверху колонны:GМк  ( f real  1)GМ 3 He  2,5g Мк  f real GМ 3 He  2,4гч(2.43)гч(2.44)Энергетический баланс колонны:GМсм iсм  QR  Qк  GМ 3 He iHe3  GМ 4 He iHe 4(2.45)В балансе учтены энергии входящего питательного потока, двухпродукционных потоков, а также энергии, затрачиваемой в конденсаторе и кубеколонны.Нагрузка на конденсатор (с учетом теплоты конденсации двух изотопов):Qк  g Мк (rкHe 3  н 3 He rкHe 4 (1  н 3 He ))  0,01ВтGM 3 HeGM 3 He(2.46)3В расчетах принимался расход, приведенный к 1 нлHe в час впродукционном потоке, соответственно энергия, необходимая для полученияпродукта, содержащего 1 нл 3He на температурном уровне 1,8 К:N к  Qк ч  36 Дж(2.47)Затрачиваемая энергия, приведенная к нормальному литру продукта:N к1  N к  yHe 3  36 Дж(2.48)По данной методике произведен ряд аналогичных расчетов с различныминачальнымипараметрами,составленаТаблица13сприведеннымирезультатами, в верхней горизонтальной строке концентрация Xн (начальнаяконцентрация смеси), в левой вертикальной строке Xк (конечная концентрацияпродукта), значения затрат в Дж на получение продукта, содержащего 1 нл 3He.Длярасчетаректификационныхколоннпостоянногодействиясизвестными данными характеристик массообмена необходимо использоватьметод Поншона-Бошняковича.

Для смеси гелиевых изотопов допущения,принимаемые в методе Мак-Кэба и Тиле вносят значительную погрешность иего можно использовать лишь на начальной стадии оценочных расчетов.88Допущениями являются утверждения, что энтальпия паровой фазы и теплотаиспарения не зависят от концентрации [60].Таблица 13.Относительные затраты, Дж/нл 3He, на температурном уровне конденсатора:Хн — относительная концентрация питания, Хк — относительнаяконцентрация продуктаХк\Х5710152030405060809099,9 3978 398 1307653362316107532199 4013 401 1317754372316107532190 4364 436 1428358392517107531-80 4754 474 154906342261810742--60 5532 549 177 102714728191052---50 5920 586 187 1087448281883----40 6307 622 197 112754827166-----30 6691 654 203 11374452311------20 7068 681 203 107673612-------15 7250 687 196985625--------10 7419 680 1767632--------77503 658 14644----------57536 620 103-----------37509 522------------17061------------н0,11-3Для дальнейшего проектирования были определены изобары равновесияв координатах энтальпия – концентрация (диаграмма Поншона), примеризобары на Рисунке 2.12.89Рисунок 2.12.

Изобара равновесия 3He-4He в диаграмме Поншона2.4.Определениеобластирациональныхзначенийпромежуточнойконцентрации фильтрационной и ректификационной стадийОдним из наиболее важных факторов в промышленной технологииявляется величина удельных энергетических затрат всей технологическойцепочки. На основании полученных данных была построена графическаязависимость, показывающая зону возможных оптимальных значений с точкизрения удельных энергетических затрат и зоны рациональных (осуществимостьпроцессов, высокий коэффициент извлечения) параметров смежных этаповразделения.Каквидноизсоотношенияудельныхэнергетическихзатрат(Рисунок 2.13), во всем диапазоне начальных природных концентраций (от 0,1до 1,4 ppm) 3He в гелии значение оптимума находится ниже рациональнойконцентрации осуществления процесса ректификации. Также удельные затратыпроцесса фильтрации слабо зависят от конечной концентрации свыше значения0,01 %, при все еще высоком коэффициенте извлечения двухступенчатогопроцесса.

Области рациональных значений промежуточной концентрациифильтрационной и ректификационной стадий соответствует от 1 до 5 %.90Рисунок 2.13. Зависимость удельных энергетических затрат (Дж/нл 3He) отпромежуточной концентрации (% 3He) фильтрационной и ректификационнойстадий на температурном уровне 1,9 К2.5.Определениеобласти рациональных значений промежуточногоконцентрирования 3He при ступенчатой ректификации в зависимости оттребуемого изотопного обогащения конечного продуктаПри концентрации изотопа 3He в сырье после сверхтекучей фильтрации1 %, степень обогащения в процессе ректификации составит ~ 100. В этомслучае, целесообразно осуществлять ректификацию в 2 этапа, так какминимальное количество теоретических тарелок для разделения смеси от 1 до99 % – 20, соответствующая минимальная высота насадочного слоя - 1000 мм.Минимальныйдиаметрколонныисходяизмаксимально-возможнойпроизводительности в непрерывном режиме 15 м3/год 3He, рабочем флегмовомчисле и рекомендуемой скорости пара – 10 мм.

Соотношение диаметраколонны к высоте насадочного слоя – >100, что слишком велико длянасадочных колонн и вызовет неравновесный массообмен по высоте аппарата,поэтому необходимо увеличивать количество ступеней ректификации. Принепрерывное обогащении и рассмотренном расходе продукта – 3,5 мл/мин не91технологично организовывать отбор и высока вероятность загрязнения/потерипродукта.

Например, производительность одного из самых небольшихмембранныхгерметичныхкомпрессоровблокапневмопитанияКВО.1527.00.000 - 0,3 нм3/ч (5000 мл/мин).Максимальный объемный расход:Vmax15 м 3 15кг м3см3 3,422год м 3 125кгмин(2.49)Также, из-за небольшого количества сырья, возможно использованиедвух колонн, работающих в различных режимах. Первая колонна работает внепрерывном режиме, накаливая концентрат для второй стадии обогащения. Навтором этапе ректификационного разделения колонна может работать соднократной загрузкой смеси в периодическом режиме, или возможноиспользование первой колонны в непрерывном режиме при коротком временирабочейкомпаниидлясокращениякапитальныхзатратибольшейтехнологичности процесса.Степень обогащения в каждой колонне может принимать значения от 30до35.Дальнейшееувеличениеколичестваэтаповректификациинецелесообразно в связи с уменьшением надежности организации процесса иувеличением капитальных затрат на создание ректификационной колонны.Согласноразработаннойметодикебыласоставленатаблицаконцентраций отбросного потока и его доли от начального количества смеси взависимости от начальной и конечной концентраций, что соответствуеткоэффициенту разделения β (Таблица 14).Исходя из вышеописанного и значений, рассчитанных в таблице, прикоэффициенте разделения выше 0,5 для осуществления процесса ректификациисо стабильными параметрами по высоте колонны рационально использоватьдве ступени разделения методом ректификации.92Таблица 14.Концентрация 3He в отбросном потоке (первое значение) и доля отбросногопотока от начального количества смеси (второе значение)y,3He — требуемая чистота продукта, %99,999 99,95 990,10,5y,0 — начальная концентрация, %151050759095980,019075 504030 20 1075310,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,0199,91 99,91 99,91 99,9 99,9 99,8 99,8 99,7 99,6 99,1 98,7 98,2 97 910,050,05 0,05 0,05 0,05 0,05 0,05 0,05 0,05 0,05 0,05 0,06 0,06 0,0999,55 99,55 99,55 99,5 99,4 99,1 98,9 98,5 97,8 95,5 93,6 91 85 550,10,199,199,1 99,10,520,52 0,52 0,53 0,53 0,55 0,56 0,59 0,65 0,91 1,495,595,5 95,59594 91 88,8 85 77,5 55 361,11,11,11,11,1 1,2 1,3 1,4 1,89191919088 82 77,5 70 559,19,19,210 12,5555554,55023,123,1 23,63032,532,5 31,82547,447,5 49,519190,11865,565,7 69,714,514,5 13,68383,4 89,811,811,8 10,90,10,1 0,1 0,1 0,1 0,11 0,11 0,12 0,12 0,1499 98,8 98,2 97,8 97 95,5 91 87 82 70------------------------------------------------------------40932.6.

Характеристики

Список файлов диссертации