Разделение воздуха методом глубокого охлаждения Т.1 - Епифанова В.И., Аксельрод Л.С.

Автор: Епифанова В.И. Аксельрод Л.С.
Теги: общее машиностроение технология машиностроения неорганическая химия строительство строительные конструкции вентиляция кондиционирование воздуха издательство машиностроение
Год: 1973
Похожие
Получение кислорода
Кислород. Справочник Ч.1. Справочник
Кислород и его получение
Расчет криогенных установок
Текст
                    

ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ
РАЗДЕЛЕНИЯ ВОЗДУХА,
СХЕМЫ И АППАРАТЫ
ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ
УСТАНОВОК
Том 1
ИЗДАНИЕ 2-е,
ПЕРЕРАБОТАННОЕ Й ДОПОЛНЕННОЕ
М О С к в А • М А Ш И НО СТРОЕ НИ Е“ •	1973
Р 17
УДК 621 593:546,217
Разделение воздуха методом глубокого охлаждения. Технология
и оборудование. В двух томах. Под ред. д-ров техн, наук профес-
соров В. И. Епифановой и Л. С. Аксельрода. Т. 1. Термодинамиче-
ские основы разделения воздуха, схемы и аппараты воздухораз-
делительных установок. Изд. 2-е, перераб. и доп. М., «Машино-
строение», 1973, 468 с.
В монографии рассмотрены термодинамические основы процессов
глубокого охлаждения и разделения воздуха, а также основная
аппаратура для осуществления этих процессов.
Описаны циклы глубокого охлаждения и принципиальные схемы
воздухоразделительных установок различного назначения, их энер-
гетические показатели, а также соотношения между основными
параметрами. Рассмотрены процессы тепло- и массообмена в аппара-
тах воздухоразделительных установок, конструкции основных
типов теплообменников, регенераторов и ректификационных колонн.
Приведены методы расчета схем воздухоразделительных уста-
новок, процессов теплообмена и ректификации, а также необходи-
мые для выполнения расчетов диаграммы и таблицы.
Монография предназначена для научных и инженерно-техни-
ческих работников, занимающихся вопросами глубокого охлажде-
ния и разделения воздуха, и может быть использована студен-
тами вузов соответствующих специальностей.
Табл. 48 ил. 300, список лит. 71 назв.
АВТОРЫ ТОМА
д-р техн, наук В. И. ЕПИФАНОВА и д-р техн, наук Л. С. АКСЕЛЬРОД (предисловие и
введение); канд. техн, наук | А. И. МОРОЗ | (главы I—II); д-р техн, наук Г. Б. НАРИН-
СКИЙ (главы III—IV); канд. техн, наук |Н. К- ЕЛУХИН| и канд. техн, наук И. Н. ЖУ-
РАВЛЕВА (глава V); канд. техн, наук В. Ф. ГУСТОВ (глава VI); д-р техн,
наук Л. С. АКСЕЛЬРОД (глава VII).
Рецензенты: д-р техн, наук М. П. МАЛКОВ и канд. техн, наук К- И. ЛЕБЕДЕВ
3142-272
038 (01)-72	'
ПРЕДИСЛОВИЕ
При подготовке второго издания книги авторы стремились учесть послед-
ние достижения в технике разделения воздуха. Во втором издании освещены
новые результаты научно-исследовательских и конструкторских разработок
и промышленного производства установок, машин, аппаратов и вспомогатель-
ного оборудования. Отражены современные технические тенденции — воз-
можность использования холодильных газовых машин как источника холода
в установках для разделения воздуха (глава IV первого тома и глава V вто-
рого тома), возможность и перспективность применения турбо детандеров
в установках среднего и высокого давления (глава VII второго тома), исполь-
зование эффективных теплообменных аппаратов (главы V и VI первого тома),
применение комплексной очистки воздуха от примесей (глава XIV второго
тома), шйрокое применение нержавеющей стали для изготовления аппаратов
(главы V—VII первого тома, первая глава второго тома) и др.
Описания устаревших типов оборудования исключены.
В новом издании использована международная система единиц измере-
ния СИ. Приложения 1 —15 переработаны канд. техн, наук М. Е. Лебе-
девым.
Все замечания и пожелания просим направлять в адрес издательства
«Машиностроение».
ВВЕДЕНИЕ
Развитие техники разделения, воздуха методом глубокого охлаждения
с целью получения кислорода, азота, аргона и криптоно-ксеноновой смеси
в последнее двадцатилетие привело к формированию самостоятельной отрасли
промышленности.
В настоящее время в эксплуатации находится большое количество
воздухоразделительных установок, перерабатывающих более 30 тыс. м3/ч
воздуха в одном агрегате. Годовой объем производства кислорода в мире
превышает -50 млрд. м3.
Быстрое развитие кислородного машиностроения обусловлено высокой
эффективностью использования кислорода, а также и других продуктов
разделения воздуха, во многих важнейших отраслях современной техники.
Народнохозяйственное значение и масштабы производства кислорода,
азота и аргона определяются главным образом развитием черной и цветной
металлургии и химической промышленности.
Советские металлурги занимают ведущие позиции в мировой науке и
технике, как в разработке технологии интенсификации кислородом метал-
лургических процессов, так и в промышленном его использовании в про-
цессах выплавки чугуна и стали.
В 1970 г. с применением кислорода выплавлено около 50% от объема
выплавки стали и около 40% от объема выплавки чугуна.
С кислородом связано развитие одного из важнейших направлений на-
учно-технического прогресса в сталеплавлении — конвертерной выплавки
стали.	,
Решениями XXIV съезда КПСС намечено увеличение объема выплавки
кислородно-конвертерной стали до 30% от общего объема. В 1975 г. объем
выплавки кислородно-конвертерной стали составит около 50 млн. т.
Кислород значительно интенсифицирует и мартеновский процесс. Вне-
дрение освоенного на заводе «Запорожсталь» комбинированного способа
подачи кислорода в факел и ванну и переоборудование мартенов с соору-
жением двухванных печей позволит повысить производительность мартенов-
ских печей на 50—70%.
Вот почему использование кислорода в черной металлургии является
одним из важных направлений увеличения производства чугуна и стали
в стране.
В связи с этим на металлургических заводах расширяются существую-
щие и строятся новые кислородные станции с производительностями, изме-
ряющимися сотнями тысяч кубометров кислорода в час. Строительство стан-
ций с крупными воздухоразделительными агрегатами открыло новые воз-
можности для дальнейшего усовершенствования металлургических процес-
сов на основе использования кислорода. В перспективе намечается весь
чугун и всю сталь выплавлять с применением кислорода.
Наметились контуры заводов будущего с непрерывным доменным и
сталеплавильным производством.
6
Не меньшее значение имеет применение кислорода в цветной металлур-
гии. Использование кислорода в процессах выплавки цинка, меди, свинца,
никеля при конвертировании медных штейнов, шахтной плавке окисленных
никелевых руд и свинцового агломерата, при обжиге цинковых концентра-
тов в «кипящем слое» и в других процессах обеспечивает повышение произ-
водительности плавильных агрегатов на 50—70%. Химическая промышлен-
ность применяет кислород и азот в процессах производства аммиака, мета-
нола, ацетилена, азотной кислоты и других химических продуктов.
Кислород широко используется в процессах резки и сварки металла
в машиностроении и металлообработке.
Кислород в последние десятилетия сыграл немаловажную роль и в раз-
витии авиации и ракетной техники, являясь одним из лучших окислителей
топлива в реактивных двигателях и ускорителях.
Наряду с кислородом широкое применение в различных отраслях про-
мышленности находит азот в газообразном и жидком виде. Газообразный
азот испрльзуется в черной и цветной металлургии, химической и нефтехи-
мической промышленности в качестве инертной среды для выплавки спе-
циальных сталей и сплавов и при производстве различных продуктов.
Жидкий азот широко применяется в современной криогенной технике,
в сельском хозяйстве для сохранения семени животных, в медицине, в пище-
вой промышленности для замораживания пищевых продуктов при длитель-
ном хранении и транспортировании, в машиностроении для упрочнения
металлов и в других областях техники.
Все большее значение приобретают выделяемые из воздуха инертные
газы. Аргон широко используется в новых металлургических процессах вы-
плавки сталей, в титано-магниевой промышленности, при производстве полу-
проводников, в процессах аргоно-дуговой сварки металлов. Криптон, ксе-
нон, неон находят широкое применение в электроламповой промышленности,
а жидкий неон может быть использован в криогенной технике.
Достигнутые за последние 10—15 лет успехи в развитии техники низких
температур и расширение базы кислородного машиностроения позволили
разработать и освоить промышленное производство широкой номенклатуры
воздухоразделительных установок и кислородного оборудования с доста-
точно высокими технико-экономическими показателями.
Отечественная промышленность выпускает крупные установки произ-
водительностью 5000, 12 500, 35 000 м?/ч кислорода, которые одновременно
с кислородом выдают азот и другие продукты разделения воздуха, а также
различные типы мелких и средних кислородных и азотно-кислородных уста-
новок, оборудование для хранения, транспортирования и газификации кисло-
рода и азота.
Крупные современные установки разделения воздуха строятся по схе-
мам одного низкого давления с использованием турбомашин. Основополож-
ником этого направления является академик П. Л. Капица, под руковод-
ством которого были созданы первые установки низкого давления и высоко-
эффективные радиальные турбодетандеры реактивного типа. Советские ученые
и конструкторы непрерывно ведут работы по усовершенствованию техноло-
гических схем аппаратов и машин воздухоразделительных установок.
РАЗДЕЛ ПЕРВЫЙ
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ
И ПРИНЦИПИАЛЬНЫЕ ТЕХНИЧЕСКИЕ СХЕМЫ
Глава I
ТЕРМОМЕХАНИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССОВ
ГЛУБОКОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
•
Глава II
ОСНОВНЫЕ ЦИКЛЫ ГЛУБОКОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
И СЖИЖЕНИЯ ВОЗДУХА
•
Глава III
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССА
РАЗДЕЛЕНИЯ ВОЗДУХА
•
Глава IV
ПРИНЦИПИАЛЬНЫЕ СХЕМЫ
ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ УСТАНОВОК
ГЛАВА 1
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССОВ
ГЛУБОКОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА ВОЗДУХА И ЕГО КОМПОНЕНТОВ
1.	СОСТАВ ВОЗДУХА
Атмосферный воздух в основном состоит из азота (78,09%), кислорода
(20,95) и аргона (0,93%). К постоянным компонентам воздуха можно отцести
также неон, гелий, криптон, ксенон и водород, содержащиеся в нем в не-
большом количестве. Довольно зна-
чительной примесью является дву-
окиси углерода, содержание которой
в приземных слоях атмосферы в сред-
нем составляет 0,03% по объему.
В очень небольшом количестве в воз-
духе содержится озон.
В промышленных районах со-
держание двуокиси углерода в воз-
духе несколько больше 0,03%.
С поверхностей морей и матери-
ков в атмосферный воздух попадает
водяной пар, содержание которого
является переменным и зависит от
многих факторов. В небольших и пе-
ременных количествах в состав воз-
духа входят такие примеси, как
Состав сухого воздуха
Г аз	Содержание в % об	Молеку- лярная масса
Азот (N2) • • Кислород (О2) Аргон (Аг) • • • Двуокись углеро- да (СО2)	• • Неон (Ne) Гелий (Не) Криптон (Кг) Ксенон (Хе) Водород (Н2) Озон (О3) •	78,09 20,95 0,93 0,03 1,8-10-» 5,24-10-4 1,0- ю-4 8,0- IO’» 5,0- IO'5 1,0- 10~6	28,016 32,00 39,944 44,010 20,183 4,003 83,80 131,3 2,016 48,00
метан, окись углерода, закись азота и другие природные и промышленные
газы, а также пыль (твердые частицы земного и космического происхож-
дения) разнообразного состава, формы и размеров.
Международным соглашением в 1947 г. в качестве стандартного принят
состав сухого воздуха, приведенный в'таблице.
Средняя молекулярная масса сухого воздуха 28.966.
2.	ТЕРМИЧЕСКИЕ ПАРАМЕТРЫ И УРАВНЕНИЯ СОСТОЯНИЯ
Основные физические свойства газа, определяющие его состояние,
обычно задаются, как это принято в термодинамике и удобно на практике,
так называемыми термическими параметрами состояния, — давлением р,
удельным объемом v и температурой Т, любые два из которых могут быть
приняты в качестве независимых.
9
Для воздуха и его компонентов, как и для любого реального газа, урав-
нения состояния, выражающие связь между термическими параметрами
в виде функции F (р, и, Т) = 0 могут быть установлены только опытным
путем.
В области небольших.давлений и не очень низких температур с доста-
точной практически точностью можно пользоваться термическим уравне-
нием (отнесенным к 1 кг газа) состояния идеальных газов — уравнением
Клапейрона:
pv = RT,	(1)
где Т — абсолютная температура в градусах Кельвина, равная 273,15 + t
(t — температура, выраженная в °C); R — газовая постоянная в дж!кг-град,
если давление р выражено в н!м2 и удельный объем v в мЧкг.
Уравнение состояния, отнесенное к произвольному количеству G кило-
граммов газа, получим умножением левой и правой частей выражения (1)
на G
pV = GRT,	(2)
где V = Gv — объем G килограммов газа.
Уравнение состояния, отнесенное к одному киломолю газа, впервые
данное Менделеевым, получим умножением левой и правой частей уравне-
ния (1) на массу киломоля ц:
pv[L = ilRT.	(3)
Величина р,/? является универсальной постоянной и согласно послед-
ним измерениям равна 8,314 кдж/(кмоль-град); газовую постоянную R для
1 кг данного вещества, получаем делением универсальной постоянной на его
молекулярную массу.
Для реального г&за уравнения (1)—(3) справедливы в пределе — при
р —> 0. Дать вполне точное уравнение состояния реальных газов не пред-
ставляется возможным.
Отступления реальных газов от законов идеальных газов хорошо охва-
тываются с качественной, а отчасти и с количественной стороны, уравнением
Ван-дер-Ваальса:
(p + -±-)(v-b) = RT.	(4)
Членом приближенно учитывается наличие внутреннего давления
в газе, вызываемого взаимным притяжением молекул, величиной b — конеч-
ный объем молекул. Величины а и b в первом приближении являются кон-
стантами, характерными для каждого газа [35].
Свойства газов описываются также универсальной формой уравне-
ния (4):
(л + -^)(3ф-1) = 8й,	(5)
которая выражает так называемый закон соответственных состояний по
Ван-дер:Ваальсу.
В уравнение (5) давление, удельный объем и температура входят в виде
приведенных величин, отнесенных к соответствующим критическим пара-
метрам:
р	v
л =	; ф —-------;
Ркр	икр
Т кр
10
Постоянные а, b и R исключаются при помощи следующих соотношений:
о 2 . у	п 8 РкрУкр п а РкрУкп
а = 3pKpvKp, b = — ;	---т^~	2,67 ~т^~'
Эти соотношения получают дифференцированием уравнения Ван-дер-
Ваальса для условий критической точки, соответствующей'точке перегиба
изотермы в координатах v и р или решением кубического уравнения Ван-
дер-Ваальса для точки, в которой три вещественных корня имеют сов-
падающие значения. Иногда для описания свойств какого-либо газа
в неизученной области пользуются экспериментальным законом соответ-
ственных состояний, приписывая газу такие же связи между приведен-
ными величинами, какие установлены по опытным данным для соответст-
вующих, состояний подобного ему газа.
Уравнение Ван-дер-Ваальса, хорошо описывая связи между терми-
ческими параметрами с качественной стороны, в количественном отноше-
нии не является достаточно удовлетворительным. После уравнения Ван-
дер-Ваальса было предложено очень много эмпирических или полуэмпиричес-
ких уравнений. Некоторые из этих уравнений имеют высокую точность, но,
как правило, сложны по форме и пригодны для отдельных газов и только
^пределах относительно узких областей состояний.
; Удобной мерой отклонений свойств реального газа от идеального яв-
ляется коэффициент сжимаемости
г=-^г.	(6)
Используя значения коэффициента сжимаемости, можно расчеты для
р еального газа в ряде случаев производить по формулам для идеального газа,
подставляя в них вместо R произведение zR. Коэффициент сжимаемости
подсчитывается на основании опытных данных; его значения обычно даются
в табличной или графической форме или в виде уравнения состояния.
От термических параметров, взаимосвязь между которыми установлена
опытным путем, и используя также данные, например, по изобарной
теплоемкости в идеально-газовом состоянии, можно перейти к функциям
состояния, включающим тепловые или энергетические величины. Для такого
перехода используется ряд термодинамических уравнений, вывод которых
базируется на первом начале термодинамики и втором начале, рассматри-
ваемом применительно к обратимым процессам.
О располагаемых экспериментальных данных по термическим свойствам
воздуха и его компонентов и полученных на основании их обработки кало-
рических свойствах подробнее сказано ниже.
3.	ПЕРВОЕ НАЧАЛО ТЕРМОДИНАМИКИ
Все количественные энергетические и тепловые связи в процессах, осу-
ществляемых над термодинамическим телом, основываются на законе сохра-
нения и превращения энергии, являющимся по существу первым началом
термодинамики. Согласно этому закону сумма всех работ, произведенных
внешней средой над телом, и количества тепла, подведенного к телу извне
за некоторый промежуток времени, равна приращению энергии тела за этот же
промежуток времени.
В общем виде закон сохранения и превращения энергии можно выразить
следующим образом [12, 26]:
l;+l;+...+(?=д£=/ид-(4-+^)+ду,	(7)
11
где Le, Le, . .	— количества подведенных работ;
Q — количество подведенного тепла;
.ЛЕ — общее приращение энергии тела;
Л4 — масса тела;
w — скорость центра инерции тела;
h — высота центра тяжести над условным уровнем;
ТИЛ	—г gh} — приращение внешней механической энергии тела —
кинетической и потенциальной;
ЛЕ — приращение внутренней энергии тела.
Потенциальной энергией поля силы тяжести, как правило, можно пре-
небречь.
Обычно первым началом термодинамики называют частный, но очень
распространенный случай указанного общего закона, когда воздействие на
тело ограничивается только механической работой и передачей тепла, при-
чем центр масс не смещается и нет изменения кинетической энергии. В этом
случае первое начало термодинамики принимает вид
Le + Q = ЛЕ	(8)
или, вводя взамен Le — работы, производимой над телом внешней средой,
механическую работу Е, которую тело производит против сил внешней
среды:
Q = ЛЕ + L	(9)
и в дифференциальной форме
dQ = dU + dL.	(10)
В дальнейшем изложении предполагается, что это уравнение и вытекаю-
щие из него относятся не к М кг, а к 1 кг, т. е. связывают удельные величины.
Работа, производимая телом, сводится к внешней механической работе
против распределенного по его поверхности давления со стороны внешней
среды.
Основными являются следующие два случая.
Первый случай — рабочее тело в течение процесса находится под равно-
мерно распределенным внешним давлением и кинетическая энергия тела не
изменяется; в этом случае уравнение можно написать в следующем виде:
dQ = dU + pdv	(11)
и для перехода из одного состояния в другое
2
Ql,2 = ^2-^1 + \pdv.	(12)
1
К этому случаю относятся, в частности, процессы, протекающие в ци-
линдрах поршневых машин.
^Второй случай — рабочим телом является элемент стационарного по-
тока сжимаемой жидкости (газа); в этом случае действительно полученная
внешняя работа или, так называемая, техническая работа dLT
будет меньше полной внешней работы, совершаемой выделенным из потока
элементом, на работу вытеснения d (pv) (нагнетания и выталкивания)
dLT = dL — d (pv),	(13)
или, с учетом возможного изменения кинетической энергии,
dLT = dL — d(pv)-d-^~.	(14)
12
Уравнение сохранения энергии для 1 кг протекающей жидкости (газа)
получим в виде
dQ = dU+ d(pv) + d-^- + dLT.	(15)
Это уравнение обычно дается в следующем виде:
dQ=	dI + d~ + dLT,	(16)
где	,
di	= dU + d (pv)	(17)
— дифференциал функции состояния I, называемой энтальпией.
Для потока, ограниченного любыми двумя сечениями, будем иметь
а>2 — ОД?
Q1.2 = fJz + PiV2-(U1 + Р1Р1) Н--2---1"
9	9
+ £г = /2_/1 + ^-+1.г	<>8)
ИЛИ
2	2
— Wy
LT — Iv —12-\- Qx 2	2---- (18a)
или, без учета изменения кинетической энергии
LT = /i-/2 + Qi,2	(186)
и при отсутствии подвода или отвода тепла
LT = Л - /2.	(18в)
Отсчет значений функции I можно вести от любого состояния, условно
принятого за начальное, так как в технических расчетах приходится поль-
зоваться только разностью ее значений.
При постоянном давлении изменение функции I соответствует количе-
ству подведенного или отведенного тепла. Это следует из уравнения (11),
которое после введения функции / принимает вид
dQ = di — v dp	(19)
и при dp = О
dQ = dI = CpdT и Qlt2 = /2 — dT,
i
где Сп — теплоемкость при постоянном давлении в кдж1(кг-град).
Использование функции состояния I — энтальпии — имеет исключи-
тельно важное значение для количественного анализа холодильных и энер-
гетических балансов и работы машин в процессах и циклах глубокого охла-
ждения, практически всегда связанных с потоками газов. Энтальпия при
этом имеет смысл, аналогичный внутренней энергии в условиях, соответст-
вующих рассмотренному выше первому случаю.
4.	ВТОРОЕ НАЧАЛО ТЕРМОДИНАМИКИ ДЛЯ ОБРАТИМЫХ ПРОЦЕССОВ
В термодинамике может быть дан полный анализ только обратимых
процессов изменений состояния тела, если известны свойства этого тела.
Процесс называется обратимым, если возможно представить такое про-
текание его в прямом и обратном направлениях, что при возвращении тела
13
в исходное состояние во всех взаимодействующих с ним телах не возникает
каких-либо остаточных конечных изменений и они также приводятся к своим
исходным состояниям. Обеспечение обратимости требует представления о про-
цессе как о последовательности термодинамически равновесных состояний
в системе взаимодействующих тел. В соответствии с таким представлением,
являющимся, конечно, только приближенным, процесс называют также
квазистатическим.
Первого начала термодинамики недостаточно для полного описания
термодинамических процессов. Позволяя точно найти их энергетические
балансы, оно не дает никаких указаний об их направлении. Ответ на этот
вопрос дает второе начало термодинамики, одну из наиболее общих форму-
лировок которого можно дать в следующем виде: «теплота не может само-
произвольно переходить от менее нагретого тела к более нагретому».
К математическому выражению второго начала, применительно к обра-
тимым процессам, можно подойти следующим образом [26].
Количественной мерой энергетического воздействия внешней среды на
какое-либо тело или систему является величина работы. В термодинамике
энергетические воздействия внешней среды сводятся к механическим воз-
действиям, обусловливающим изменение положения или формы, и к пере-
даче тепла. Мерой механического воздействия является механическая работа.
Элементарное количество механической работы dL в общем случае выра-
жается в виде произведения некоторой обобщенной силы у на приращение
соответствующей обобщенной координаты х:
dL = у dx.	(20)
В частных случаях это может быть скалярное произведение силы на
путь, произведение момента сил на угол поворота, произведение равномерно
распределенного давления на объем и т. д.
Анализ способов количественной оценки любых других энергетических
воздействий показывает, что выражение (20) для определения количества
механической работы можно считать общим и для других видов работы.
Фактор интенсивности, напряженности, потенциала играет при этом роль
обобщенной силы, а соответствующий ему второй фактор, называемый,
иногда, фактором экстенсивности, играет роль обобщенной координаты. Так,
например, затрата электрической энергии — работа электрических сил —
представляется в виде произведения разности потенциалов на количество
электричества; работа магнитных сил при намагничивании представляется
в виде произведения напряженности магнитного поля на магнитную индук-
цию и т. д.
Хотя в процессе передачи теплоты, никаких силовых эффектов не воз-
никает, можно и для этого вида энергетического воздействия дать количе-
ственное выражение, соответствующее уравнению (20). Если принять в этом
случае в качестве фактора интенсивности абсолютную температуру, то для
количества подведенной теплоты можно написать
dQ = TdS.	(21)
Анализ обратимого кругового цикла показывает, что интеграл от
взятый по замкнутому контуру цикла, равен нулю:
^-^- = <^dS = 0,	(22)
откуда следует, что величина S, называемая энтропией, есть функция со-
стояния.
14
(23)
Характерным для этой функции является то, что она указывает на не-
обходимость протекания в Цикле теплообмена с внешней средой по крайней
мере при двух различных температурах. Действительно, если бы на всех
участках цикла, предназначенного для получения работы за счет затраты
теплоты, тело находилось бы при одной и той же температуре Т, то dQ =
= T$)ctS = 0 и не было бы возможности превратить конечное количество
теплоты в работу.
Сказанному соответствует следующее положение, являющееся одной из
формулировок второго начала термодинамики: исключена возможность та-
кого кругового процесса, в результате которого происходит превращение
теплоты в работу без перехода некоторого количества теплоты от более нагре-
того тела к менее нагретому.
Таким образом, с помощью функции S, для которой при обратимых про-
цессах
dS__ dQ __dU + pdv
.дается математическое выражение второго начала термодинамики для таких
процессов.
Для обратного цикла справедлива, очевидно, следующая формулировка,
соответствующая приведенной выше: исключена возможность такого круго-
вого процесса, в результате которого происходит перенос тепла от менее
нагретого тела к более нагретому без превращения некоторого количества
работы в тепло.
Из выражения dS =-^~ следует, что энтропия может быть определена
с точностью до постоянной интегрирования, соответствующей ее значению
для некоторого начального состояния. Термодинамика не указывает возмож-
ных способов определения численного значения этой постоянной, но для
технических расчетов в этом нет необходимости, так как для всех случаев
достаточно пользоваться только разностью значений этой функции. Поэтому
отсчет энтропии, так же как и энтальпии, можно» вести от любого ее числен-
ного значения, принятого для некоторого состояния, условно считаемого
начальным.
Использование координат S и Т является очень удобным и наглядным
-средством для представления простейшим образом наиболее часто встречаю-
щихся в технике глубокого холода процессов и циклов. Облегчая теоретиче-
ский анализ этих процессов и циклов, энтропийная диаграмма позволяет
очень наглядно наметить и характер действительного их протекания на осно-
вании величин и данных, полученных из опыта. Для анализа отдельных
процессов имеет широкое применение энтропийная диаграмма в координа-
тах S и /.
На основании первого начала и второго начала в части, относящейся
к обратимым изменениям состояния, в термодинамике выводятся дифферен-
циальные уравнения, позволяющие связать функции I/, / и Sc термическими
параметрами состояния (калорические уравнения) и ряд других дифферен-
циальных уравнений, связывающих между собой эти функции и параметры
с величинами, производными от них. Эти уравнения позволяют сократить
количество опытных данных, необходимых для определения всех термодина-
мических характеристик расчетным путем.
В частности, используя соответствующие дифференциальные уравнения,
можно расчетным путем определить термодинамические свойства реальных
15
газов, исходя из непосредственного опытного измерения эффекта Джоуля —
Томсона, — эффекта дросселирования, играющего часто решающую роль
в построении процессов глубокого охлаждения.
5.	ЭФФЕКТ ДЖОУЛЯ - ТОМСОНА
Джоуль и Томсон, проводя опыты по проталкиванию непрерывно под-
водимого газа через пористую пробку (ватный тампон), установленную в изо-
лированной трубке, впервые обнаружили, что этот процесс сопровождается
изменением температуры газа; при относительно небольших давлениях и
обычных температурах для двуокиси углерода, воздуха, кислорода и азота
наблюдалось понижение температуры, для водорода — повышение. Такой
процесс адиабатного расширения газа (рис. 1) без отдачи работы, обычно
называемый дросселированием, характеризуется одинаковыми значениями
Рис. 1. Схема процесса адиабатного
дросселирования
энтальпии до и после дросселирования.
Равенство начальной и конечной энталь-
пий вытекает из уравнения (18), которое
применительно к данному случаю, т. е.
при QL2 = 0; LT = 0, и при возможности
пренебречь изменением кинетической
энергии потока, принимает вид
(^2"Ь GA + Pi^i) = А — А — 0'
Течение самого процесса дросселирования в тампоне не удовлетворяет
условию I = const. Так как живое сечение тампона намного меньше сечения
трубки, то газ через его поры проходит с большей скоростью. Следовательно,
в порах имеет место значительное увеличение кинетической энергии потока
и уменьшение энтальпии. Восстановление энтальпии происходит при умень-
шении скорости движения газа по выходе из тампона; при этом предпола-
гается, что изменением кинетической энергии потока газа в трубке до и после
тампона можно пренебречь. На практике дросселирование имеет место при
протекании газа через местные сопротивления, в частности, через специально
устанавливаемые для снижения давления дроссельные вентили.
Изменение температуры при дросселировании называется эффектом
Джоуля — Томсона, эффектом дросселирования или дроссель-эффектом. Это
изменение характеризуется обычно величиной дифференциального дрос-
сель-эффекта;
Дифференциальный дроссель-эффект практически выражается измене-
нием температуры, соответствующим понижению давления на единицу и опре-
деляемым опытным путем при относительно небольшом изменении давления:
(25)
Интегральный дроссель-эффект для значительного изменения давления
ввиду невозможности дать аналитическое выражение для интеграла J a^dp
Ри
находят как сумму изменений температуры, получающихся при конечных,
но небольших изменениях давления:
Т2-7\ = £аг.Др.	(26)
1
16
Влияние факторов, определяющих изменение температуры при дроссе-
лировании, удобнее проследить, видоизменив схему процесса включением
после дросселя (рис. 2) подогрева (или охлаждения) газа для приведения
его температуры к начальному значению.
В этом случае
Qt = (t/2 — t/i) + P2V1 —	= h — 71,	(27)
где значения (Л, и соответствуют давлению р2 и температуре Л.
Для идеального газа при Т2 = Т\ U2 = так как внутренняя энер-
гия идеального газа зависит только от температуры и не зависит от объема
и давления и p2v2 = piVi в соответствии с уравнением состояния идеаль-
ного газа. Следовательно, в этом случае QT = 0 и Г2 = /1, т. е. дроссель-
эффект должен быть равен нулю.
Между молекулами реального газа всегда действуют силы притяжения,
и внутреннюю энергию газа можно рассматривать как состоящую из двух
частей, — кинетической энергии тепло-
вого движения молекул, являющейся
функцией температуры, и потенциаль-
ной энергии взаимодействия молекул.
Потенциальная энергия, определяю-
щаяся силами притяжения,'зависит от
объема и повышается с увеличением
объема.	Рис. 2. Схема процесса изотермического
Если бы при рассматриваемом про-	дросселирования
цессе изменялась только внутренняя
энергия, т. е. работа нагнетания р^г была бы равна работе выталкива-
ния р2у2, то Для поддержания начальной температуры Т\ необходимо было бы
сообщить газу количество тепла Qt = U2 — U\. В противном случае уве-
личение потенциальной энергии газа могло бы происходить только за счет
кинетической энергии теплового движения молекул и температура газа по-
нижалась бы. Очевидно, данный фактор всегда действует в этом направлении.
На изменение температуры реального газа при дросселировании должен
влиять также характер изменения произведения pv. Для реального газа p2v2
может быть и меньше и больше р^г.
Если совершаемая газом работа p2v2 больше работы нагнетания pivlf то
количество тепла QTi необходимое для поддержания температуры Л, будет
больше изменения внутренней энергии U2 — Ui на величину p2v2 — piV\.
Следовательно, в термически изолированной системе этот фактор будет содей-
ствовать охлаждению газа. При p2v2	т. е. если работа нагнетания
больше работы выталкивания, то количество тепла QTi необходимое для
поддержания температуры Л, будет меньше U2 — Ui> Иначе говоря, этот
фактор будет содействовать нагреванию газа. Когда p\V\ — p2v2 окажется
больше U2 — (71, то Qt будет иметь отрицательное значение и при дроссели-
ровании должно наблюдаться нагревание газа. Это, например, имеет место
для гелия в области температур выше примерно 40° К.
Величина Qr, называемая изотермическим дросселем-эффектом, взятая
с обратным знаком, равна, как следует из уравнения (27), изменению энталь-
пии при изотермическом сжатии газа от давления р2 до давления Как
будет видно из дальнейшего, именно эта величина является определяющей
в ряде холодильных процессов.
Аналогично выражению (25) для дифференциального йеотермического
дроссель-эффекта можно написать
2 П/ред. В. И. Епифановой
17
Связь между величинами az и ат может быть дана в виде следующего
выражения:
ar = cpaz.	(29)
Сделанный выше вывод, что для идеального газа дроссель-эффект равен
нулю, непосредственно вытекает из термодинамического дифференциального
уравнения энтальпии, согласно которому
.Рис. 3. Инверсионная кривая
az

ср
Для идеального газа (ру = RT) получим
Состояния реального газа, ( удовлетворяющие
уравнению (30), при которых дифференциальный
эффект дросселирования меняет свой знак, назы-
ваются точками инверсии. Геометриче-
ское место точек инверсии — инверсионная кривая, определяемая уравне-
нием (30), имеет вид, показанный на рис. 3. При давлениях ниже некото-
рого предельного, наблюдаются две точки инверсии — одна при более высо-
кой температуре, другая — при более низкой.
В области, ограниченной кривой, при дрос-
селировании может наблюдаться только
охлаждение газа. При давлениях выше ртах,
точно так же, как и при температурах выше
Ттах и ниже Тт1п может иметь место при дрос-
селировании только нагревание газа. Для
воздуха ртах 43,0 Мн/м2 и соответствует
температуре примерно 300° К. При неболь-
ших давлениях Ттах 600° К.
Наиболее полные исследования по непо-
средственному определению эффекта Джоу-
ля—Томсона для воздуха были проведены
Гаузеном.
1,5
р,1Мн/„1
0,5
3,0
100	150	200	250
Рис. 4. Дифференциальный джоуль-томсоновский эффект для воздуха
1,0
О
~о,1
18
На рис. 4 приведена диаграмма зависимости дифференциального дрос-
сель-эффекта от температуры при разных давлениях, построенная по таблич-
ным данным, полученным в результате обработки опытных данных Гаузена
и других исследователей.
В соответствии со сказанным выше дифференциальный эффект дроссе-
лирования также можно рассматривать состоящим из двух частей: az =
=	+ ари> где — часть, определяющаяся действием внутренних моле-
кулярных сил; apz) — часть, зависящая от изменения произведения pv при
постоянной энтальпии; величина аи, связанная с увеличением потенциаль-
ной энергии, всегда дает понижение температуры.
Согласно подробному анализу, выполненному Гаузеном [35], часть apv,
за исключением области температур 100—160° К и небольших давлений,
всегда имеет отрицательное значение и уменьшает эффект, вызываемый дей-
ствием молекулярных сил притяжения. В большей части области температур
и давлений, исследованной Гаузеном, величина аи является основной в общем
эффекте az и только при низких температурах, в области жидкости и высоких
давлений, дроссель-эффект становится отрицательным; точки инверсии на
диаграмме (рис. 4) определяются пересечениями оси абсцисс изобарами.
6.	ТАБЛИЦЫ И ДИАГРАММЫ ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИХ ФУНКЦИЙ
Связь между термическими параметрами и другими термодинамическими
величинами, устанавливаемая на основании опытных данных, дается обычно*
в форме таблиц или в графическом изображении. Графическое изображение
термодинамических зависимостей в виде; диаграмм состояния позволяет на-
глядно представить все основные термодинамические процессы и достаточно'
точно произвести необходимые отсчеты.
Выбор координат может быть различным, но наиболее наглядным полу-
чается представление холодильных процессов и циклов в энтропийных диа-
граммах. Наиболее полное и ясное представление, как всего цикла в целом,
так и всех его частей, получается с помощью диаграммы, построенной в коор-
динатах S и Т. Широко используется также диаграмма состояния, построен-
ная в координатах Т—/, удобная для подсчёта дроссель-эффекта и анализа
теплообмена.
Ряд отсчетов, выполняемых с помощью диаграмм S—Т и Т—/, являю-
щихся основными при анализе холодильных циклов, показан на рис. 5 и 6.
Экспериментальные исследования термодинамических, в основном тер-
мических, свойств воздуха и его компонентов — азота, кислорода и аргона —
проводились во многих лабораториях мира, разными исследователями, по
различным методикам и в различных диапазонах температур и давлений.
На основании опытных данных рядом исследователей составлялись различ-
ного вида уравнения и диаграммы состояния и таблицы термодинамических
свойств. К сожалению накопленный материал не был в достаточной мере
систематизирован; разрозненные попытки систематизации приводили к тому,
что при сопоставлении их результатов наблюдались заметные расхождения
[35]. В связи с этим в последние годы по поручению ВНИИкимаша на
кафедре термодинамики Одесского института инженеров морского флота
(ОИИМФ) была проведена работа по анализу, обобщению и увязке между
собой всех имеющихся опытных данных по термодинамическим свойствам
воздуха и его основных компонентов — азота, кислорода и аргона —
с составлением уравнений состояния, подробных таблиц термодинамических,
свойств и диаграмм состояния.
Частично результаты выполненной на кафедре ОИИМФ работы осве-
щены авторами исследований в выпущенных ими монографиях [8, 9].
2*	1&
после дросселарсб.ЯЗ/^ Р
Рис. 5. Отсчеты на диаграмме S—Т
Рис. 6. Отсчеты на диаграмме Т—I
20
В приложениях II, III и IV даны построенные в ОИИМФ диаграммы
Т—/, S—Т и S—/ для воздуха, в приложениях V, VI и VII — диаграммы S—
Т для кислорода, азота и аргона.
По табличным данным ОИИМФ построены приведенная выше на рис. 4
диаграмма зависимости дифференциального дроссель-эффекта от темпера-
туры и диаграмма S—Т, приведенная на рис. 7 для иллюстрации характера
протекания изоэнтальпий воздуха в области давлений выше 20 Мн/м?..
ПРИНЦИПЫ ПОСТРОЕНИЯ ПРОЦЕССОВ ГЛУБОКОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
7.	НАЗНАЧЕНИЕ ПРОЦЕССОВ ГЛУБОКОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
Установки для разделения воздуха являются сложными техническими
комплексами, включающими разнообразные аппараты и машины. Оборудова-
ние и рабочие процессы принципиально аналогичны применяемым в других
отраслях техники; их своеобразие и специфика определяются главным обра-
зом температурной областью, в которой протекают основные процессы. Зна-
чительная их часть имеет вспомогательный характер и предназначена для
обеспечения непрерывного и безопасного протекания основных процессов.
21
Основой комплекса процессов разделения воздуха является процесс
ректификации — физический способ, базирующийся на различии в темпера-
турах кипения отдельных компонентов воздуха. Этот процесс требует, оче-
видно, перехода через жидкое состояние и, следовательно, получения и под-
держания очень низких температур, что и является основной задачей орга-
низации цикла глубокого охлаждения. Выделение этого процесса для само-
стоятельного анализа в виде низкотемпературного холодильного цикла носит
несколько условный характер, особенно при рассмотрении таких воздухораз-
делительных установок, как установка низкого давления. Однако оно яв-
ляется методически целесообразным для сравнительной оценки различных
возможных решений, так как в ряде случаев организация холодильного цикла
сильно влияет на построение всей технологической схемы, а иногда полностью
ее определяет.
8.	НЕОБХОДИМОСТЬ НЕПРЕРЫВНОГО ПРОИЗВОДСТВА ХОЛОДА
Сжижение воздуха большей частью служит только промежуточной ста-
дией всего цикла разделения и осуществление его носит регенеративный
характер — сжижение происходит в основном вследствие последующего ис-
парения получаемой жидкости и нагрева газообразных продуктов разделе-
ния. В теоретическом случае при отсутствии теплообмена с окружающей сре-
дой и потерь давления сжижение газа с последующим его испарением и нагре-
вом до исходного температурного уровня не требовало бы никакого расхода
холода. В самом деле, при условии отвода всего количества получаемого
после испарения газа и полной рекуперации его холода, весь поступающий
газ был бы охлажден до температуры конденсации отходящим газом, кон-
денсация же происходила бы за счет испарения такого же количества ранее
сжиженного газа и цикл сжижения был бы замкнут сам на себя.
В действительных условиях такое протекание цикла неосуществимо и
прежде всего по следующим двум основным причинам: 1) вследствие необ-
ходимости обеспечения температурного напора отходящий газ не может быть
нагрет до исходного температурного уровня — происходит неполная реку-
перация холода; 2) при протекании процессов ниже температурного уровня
окружающей среды имеет место поступление тепла извне. Поэтому для обес-
печения перехода через жидкое состояние необходимо отнять соответствую-
щее количество тепла, иЛи, что то же, произвести холод в количестве, соот-
ветствующем двум его потерям: от недорекуперации и в окружающую среду.
Особенно существенным при этом является то обстоятельство, что холод,
требующийся для покрытия первой потери, а большей частью и всей второй
потери, должен быть создан таким образом, чтобы он мог быть перенесен
на самый низкий температурный уровень цикла. Подробнее этот вопрос
будет рассмотрен ниже.
Состав холодильного баланса и порядок определения необходимой холо-
допроизводительности остаются такими же и в том случае, когда сжижение
воздуха является промежуточной стадией цикла его разделения. Процесс
разделения воздуха на отдельные компоненты с балансом холода не связан,
но требует для своего осуществления определенных физических условий и
потому влияет на построение холодильного цикла, ограничивая возможные
его параметры. Дополнительная расходная статья в холодильном балансе
появляется при получении части продуктов разделения в жидком отстоянии.
В ^отдельных случаях в балансе холода приходится учитывать необхо-
димость производства холода в данной системе для использования его в дру-
гой системе, или, как говорят, отдачу холода из данного цикла на сто-
рону.
22
Под производством холода понимается обеспечение возможности переноса
тепла на температурный уровень окружающей среды с некоторого более низ-
кого температурного уровня. Согласно второму началу термодинамики осу-
ществление такого направления в переходе терла требует затраты работы.
Задача, очевидно, должна сводиться к отысканию такого построения соот-
ветствующего цикла, при котором затрата работы была бы наименьшей.
9.	ИДЕАЛЬНЫЙ ХОЛОДИЛЬНЫЙ ЦИКЛ
В цикле, предназначенном для получения работы за счет затраты теп-
лоты, теплообмен с внешней средой должен протекать, по крайней мере, при
двух различных температурах. Наиболее простым и теоретически наиболее
эффективным является цикл Карно, который очерчивается двумя изотермами
и двумя идеальными адиабатами и в координатах S и Т представляется в виде
прямоугольника abed (рис. 8). При прямом протекании цикла линия ab соот-
ветствует изотермическому расширению с со-
вершением телом внешней работы и получению
тепла от источника с температурой 7\ в коли-
честве Qi = 7\ДЗ; линия cd соответствует изо-
термическому сжатию с затратой внешней
работы и отдачей теплоты приемнику с темпе-
ратурой Т2 в количестве |Q2| — T2&S. По-
скольку линии расширения be и сжатия da
являются идеальными адиабатами, для коли-
чества полученной в цикле работы можно
написать
L = Qi-\Qz\ = (Л-Л) Д5.	(32)
Количеству теплоты Q± соответствует пло-
щадь прямоугольника abef, количеству теплоты
Q2 — прямоугольника deef и количеству работы
К. п. д. цикла Карно
Рис. 8. Изображение цикла
Карно в диаграмме S—Т
L —прямоугольника abed.
_ Q1---- I @2 I _	-- ^2 _1	^2
“ Qi ~ Qi “ Л ~ Л ’
(33)
При обратном протекании цикла происходит перенос тепла на более
высокий температурный уровень; при этом линия de соответствует изотерми-
ческому расширению с совершением телом внешней работы и получению им
тепла в количестве Q2 = T2hSt которое отнимается от источника с темпера-
турой 7\; линия Ьа соответствует изотермическому сжатию с затратой внеш-
ней работы и отдачей тепла приемнику с более высокой температурой 7\,
в количестве | Qx | = T\\S.
Количество затраченной в цикле работы
L = |Q1|-Q2 = (T1-T2)AS.	(34)
Величина Q2 является, очевидно, количеством тепла, перенесенным
с температурного уровня Т2 на уровень 7\ за счет затраты работы | L |.
В холодильном цикле Тг соответствует температурному уровню окружающей
среды, Т2 — температурному уровню получаемого холода, Q2 — количеству
холода, полученного на этом уровне. В некоторых случаях для самостоя-
тельного рассмотрения может быть выделен промежуточный холодильный
цикл с температурным уровнем 7\, ниже уровня окружающей среды.
Эффективность холодильного цикла обычно характеризуется отноше-
нием количества полученного холода к количеству затраченной работы, назы-
ваемым холодильным коэффициентом е.
23
В рассматриваемом цикле

& —___________
b“|L|
(35)
Превышение этой величины холодильного коэффициента при задан-
ных 7\ и 7\ невозможно. Холодильный коэффициент обратного цикла Карно,
как следует из выражения (35), при заданном температурном уровне 7\
зависит от уровня Т2 и резко падает с его понижением.
Цикл, осуществляемый между источником тепла с температурой 7\
и теплоприемником с температурой Т2, не обязательно должен быть очерчен
двумя изотермами и двумя идеальными адиабатами. Он может быть построен
из двух изотерм и двух произвольных процессов, изображаемых в диа-
грамме S—Т эквидистантными в горизонтальном направлении линиями
(рис. 9). Линии ab и cd соответствуют изотермам, а линии Ьс и da являются
Рис. 9. Изображение в диаграмме S—Т
регенеративного цикла Карно
Рис. 10. Изображение в диаграмме
S—Т цикла сжижения
эквидистантными; площади adhg и cbef под линиями ad и cb соответствуют
отдаче и получению тепла.при протекании процессов, изображаемых этими
линиями. Для к. п. д. этого цикла остается В силе выражение (35), так как
очевидно, что площади под линиями Ьс и da равны между собой. Цикл, по-
строенный по приведенному выше принципу, называется регенеративным
циклом Карно; его называют также обобщенным циклом Карно.
Обратный цикл Карно, характеризующийся наивысшей эффективностью,
принимается за эталон для оценки степени совершенства действительных
холодильных циклов; предназначенных для осуществления процессов глу-
бокого охлаждения. В соответствии с определением такое использование
цикла Карно возможно, если холод должен быть произведен на одном тем-
пературном уровне, обычно самом низком уровне в цикле. Получение именно
такого холода и является большей частью целью построения циклов глубо-
кого охлаждения в установках, выдающих продукты разделения воздуха
в газообразном виде. Это наиболее частый случай. Обратный цикл Карно не
может быть принят за эталон для сравнения, если продукты разделения,
обычно часть их, должны быть выданы на сторону в жидком виде.
Для сжижения газа, находящегося при температуре окружающей
среды То, его необходимо предварительно охладить до температуры конден-
сации Тк, соответствующей исходному давлению, и затем ‘Сконденсировать
при этой температуре, отняв количество тепла, равное скрытой теплоте
испарения г.
24
Процесс сжижения в координатах S и Т представлен на рис. 10 изоба-
рой 1—2—3 (1—2 соответствует охлаждению газа до температуры конден-
сации, 2—3 — конденсации). Количество тепла, которое необходимо отнять,
или количество холода, которое необходимо сообщить для осуществления
процесса, изображаемое площадью, лежащей под изобарой 1—2—3, будет
равно
ЯсЖ --
[ TdS +7\(S3-S3) =
Г*
к	JP
J CpdT 4
Тк
+ г— /1 — /2"Т"Л— Л — Л— Л-	(36)
Для получения холода, необходимого для конденсации, в идеальном
случае мог бы быть применен обратный цикл, очерченный прямоугольни-
ком 5—4—3—2\ затрата работы при этом соответствовала бы площади этого
прямоугольника и была бы равна
^i = ^o(S5-S4)-Tk(52-S3) = To(S5-S4)-(/2-/3).	(37)
Холод, необходимый для охлаждения газа, должен быть сообщен при
разных температурах. Это в принципе исключает возможность идеального
решения с помощью одного обратного цикла Карно. В данном случае можно
было бы говорить только о бесконечном числе элементарных обратных циклов
Карно, соответствующих изменяющимся по линии /—2 температурам. Легко
убедиться, что суммарная затрата работы в этих циклах соответствовала бы
площади 1—5—2—1. Для охлаждения газа вместо бесконечного числа эле-
ментарных обратных циклов Карно можно было бы применить обратимый
круговой цикл с той же затратой работы, составленный из изотермы /—5
идеальной адиабаты 5—2 и линии, соответствующей изобаре 2—1.
Работа при этом была бы равна
= Т, (S, - S5) - (Л - /2),	(38)
где Т0 (S4 — S5) — тепло, отданное при изотермическом сжатии;
1± — /2 — тепло, полученное при охлаждении газа, соответствую-
щее площади, лежащей под изобарой 1—2.
Очевидно, вместо двух намеченных выше циклов для сжижения газа
можно было бы применить один круговой обратимый цикл, состоящий из
изотермы 1—4, идеальной адиабаты 4—3, изотермы 3—2 и изобары 2—1.
Этот цикл, следовательно, следует рассматривать как идеальный цикл сжи-
жения газа, обладающий максимальной эффективностью.
Непосредственно из рассмотрения этого цикла, или из выражений (37)
и (38), следует
ьсж = То (Si - s4) - (К - /з);	(39)
холодильный коэффициент
&сж = ’ (40)
/
При рассмотрении идеального холодильного цикла для сжижения газа
предполагалось, что холодильный цикл является самостоятельным циклом
со своим собственным хладоагентом.
Теоретически хладоагентом может быть такой же газ, как и газ, подле-
жащий сжижению. В этом случае, очевидно, нет необходимости замыкать
цикл для сжижения газа — достаточно осуществить его изотермическое сжа-
25
тие по линии 1—4 и изоэнтропийное расширение по линии 4—3 с той же за-
тратой работы [см. формулу (39)].
Работа, затраченная на сжижение воздуха при давлении 0,1 Мн!м?
и начальной температуре 303,15° К (+30° С) в этом идеальном случае состав-
ляет (см. диаграмму состояния) 754 кдж!кг. Практически такой идеальный
процесс сжижения воздуха неосуществим, так как он требует сжатия до
давления порядка 50 000 Мн1м\
Показатели эффективности эталонных идеальных циклов в действи-
тельности недостижимы. Это связано прежде всего с теми принципиальными
положениями, которые составляют основное содержание второго начала тер-
модинамики применительно к характеристике протекания реальных про-
цессов.
Невозможность достижения эффективности эталонных идеальных цик-
лов связана также с теми отклонениями от них действительных циклов, ко-
торые определяются располагаемыми техническими средствами и технико-
экономическими факторами, вытекающими из условий решения той или
иной конкретной задачи.
10.	ВТОРОЕ НАЧАЛО ТЕРМОДИНАМИКИ ДЛЯ НЕОБРАТИМЫХ ПРОЦЕССОВ
Все реальные процессы, протекающие в неравновесных условиях, яв-
ляются нестатическими, а происходящие при этом изменения состояния не-
обратимыми. Приведенные выше формулировки второго начала термодина-
мически справедливы как для обратимых, так и для необратимых процессов.
Для необратимых процессов математическое выражение второго начала
приобретает следующий вид [26]:
dS>f-	(41}
1 е
и для конечного изменения состояния
2
AS = S2-Sx>j^,	(42)
1 е
где Те — температура внешней среды.
Наибольший интерес, практически, представляет случай, когда внешней
средой является окружающая нас среда (природные теплоприемники — атмо-
сфера, водоемы, почва и пр.), т. е. когда адиабатной областью является сово-
купность рабочего тела и окружающей среды.
Для этого случая можно написать
AS = S2-SX>^,	(43)
1 о
где То — постоянная температура окружающей среды.
Для обратимого перехода тела из одного состояния в другое из выра-
жения (23) получим
AS = S2-SX=^,	(44)
1 о
где Q' — тепло, подведенное к телу при обратимом переходе.
Уменьшение энтропии среды в этом случае равно увеличению энтропии
тела.
При тех же начальном и конечном состояниях при необратимом про-
цессе подведенное к телу тепло и, соответственно, полученная от тела работа,
26
очевидно, меньше, чем при обратимом; потеря работы в первом случае сравни-
тельно со вторым составляет
Lnom = Q’ -Q = TobS-Q.	(45)
Действительный процесс условно можно рассматривать как частично
обратимый и изменение энтропии тела представить в виде суммы:
AS = bSo6p + bSHCrn,	(46)
где ASo6p — соответствует частичной обратимрсти;
ASttCm — полностью определяется нестатичностью процесса.
В ряде практических случаев можно при соответствующих допущениях
выделить величину AStt<?m и рассматривать ее как меру необратимости.
Часть увеличения энтропии ASo6p, связанная с частичной обратимостью
процесса, должна быть равна уменьшению энтропии среды, опрёделяемому
подводом к телу тепла
Q = TobSo6p.	(47)
Подставляя в уравнение (45) величины AS и Q в соответствии с выраже-
ниями (46) и (47), получим
Lnom = TobS- То bSo6p = То bSHCtn,	(48)
т. е. потеря работы равна произведению температуры окружающей среды на
изменение энтропии, являющееся мерой необратимости.
Следовательно, при обратимом изменении состояния уменьшение энтро-
пии внешней среды больше на величину ASrtC7n, чем при необратимом. Иначе
говоря, увеличение энтропии рабочего тела, определяемое необратимостью,
равнозначно такому же приращению энтропии окружающей среды. Опре-
деление hSHCm во многих технических задачах не представляет трудности.
/Такие, например, изменения состояния рабочего тела, как дросселиро-
вание и расширение в машине, можно рассматривать как адиабатные, про-
исходящие без теплообмена с окружающей средой. В этих случаях ASo6p = О
и все увеличение энтропии тела определяется нестатичностью процесса.
При теплообмене нестатичность характеризуется суммарным изменением
энтропий, участвующих в процессе теплообмена потоков рабочего тела, и
энтропии окружающей среды; последней величиной часто можно пренебречь.
Рассматривая процессы теплообмена в диаграмме S—Т, легко видеть, что
суммарное увеличение энтропии тем больше, чем больше разности темпера-
тур при теплообмене, причем влияние разности температур тем сильнее,
чем ниже температурный уровень.
Разности температур в процессе теплообмена позволяют судить о сте-
пени необратимости этого процесса. Теплообмен относится к основным про-
цессам, определяющим и характеризующим циклы глубокого, охлаждения,
которые являются регенеративными и замыкаются процессами теплообмена.
Степень необратимости теплообменных процессов в значительной мере харак-
теризует и эффективность всего цикла в целом. Поэтому, как подрббнее будет
показано в дальнейшем, в ряде случаев для сравнительной оценки степени
совершенства той или иной модификации цикла достаточно использовать
такой простой, предложенный нами [40] метод, _как анализ температурных
напоров,, имеющих место при теплообмене.
11. МИНИМАЛЬНАЯ ЗАТРАТА РАБОТЫ
При сравнительной оценке различный циклов глубокого охлаждения,
а также отклонений действительного их протекания от теоретического необ-
ходимо бывает определить минимальную работу, которую требуется затра-
тить для перевода рабочего тела из состояния равновесного с окружающей
27
средой в некоторое заданное состояние; совокупность рабочего тела и окру-
жающей среды рассматривается при этом как адиабатная область.
Обозначая через L3 работу, затрачиваемую на перевод рабочего тела из
состояния с параметрами pQ и То в некоторое заданное состояние при непре-
рывном потоке, согласно уравнению (18) можем написать
W2,—
Q=/-/o +-------(49)
На основании второго начала
S —So —^-^0.	(50)
1 о
Исключая из выражений (49) и (50) величину Q, получим
9	2
W — Шп
T0(S-S0)^/-/0+---------
откуда
2	‘2
-Т05)-(/0-Т030) + -Ц^-,	(51)
или, если изменением кинетической энергии потока можно пренебречь,
L3	(/ - Т 0S) - (/0 - T0S0).	(52)
Следовательно, минимальная затрата работы
Чш = - Т<& - ('о - ToSo) = TQ (So - S) - (/0 - /).	(53}
Такая затрата работы соответствует обратимому изменению состояний.
Действительная работа, очевидно, всегда больше минимальной.
Величину I—TQS при постоянной TQ можно рассматривать как функцию
состояния. Если параметры 10, То, So соответствуют состоянию равновесия
с окружающей средой, то выражение (53) дает величину минимальной за-
траты работы, необходимой для перехода тела из состояния равновесия
с окружающей средой в заданное состояние. Справедлива, очевидно, также
следующая формулировка: выражение (53) определяет величину максималь-
ной работы, которая может быть получена при обратимом переходе из задан-
ного состояния в состояние равновесия с окружающей средой. Эту величину
максимальной работы, т. е. значение функции I—T0S, отсчитанное от со-
стояния с окружающей средой, называют эксергией.
Понятие об эксергии тела, системы, теплового потока, как максимальной
способности к совершению работы в обратимом процессе с окружающей
средой в последнее время находит все большее применение в анализе тепло-
энергетических процессов. Это можно считать вполне логичным, поскольку
основным назначением этих процессов является получение работы.
Иногда предлагается использовать функцию I—T0S не только при ре-
шении отдельных технических задач в соответствии со смыслом вывода выра-
жения (53), но и положить ее, с приведенным выше определением как эксер-
гии, в основу всего термодинамического анализа низкотемпературных про-
цессов. Однако такой метод анализа сравнительно с обычным, базирующимся
на применении в явном виде основной функции второго начала — энтропии,
в области процессов, подлежащих рассмотрению в данном случае и связан-
ных прежде всего с затратой работы, преимуществ не имеет. Можно, конечно,
потери от необратимости определять по изменению значения функции I—Т0S,
но легко убедиться, что в конечном счете такое применение этой функции
сводится прежде всего к определению изменений энтропии. При выполнении
28
технических расчетов с помощью обычных диаграмм точность расчетов будет
выше, чем при использовании диаграмм, включающих функцию I—TQS.
Возможности применения этой функции, кроме того, ограничены некоторой
условностью ее определения, связанной с принятым температурным уровнем
окружающей среды и необходимостью внесения соответствующих поправок
при его изменении.
12. ОСНОВНЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ ХОЛОДА, ИСПОЛЬЗУЕМЫЕ
В ДЕЙСТВИТЕЛЬНЫХ ЦИКЛАХ ГЛУБОКОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
Процессы глубокого охлаждения, непосредственно связанные с разде-
лением воздуха, имеют регенеративный характер и включение их в холо-
дильный цикл принципиально не противоречит термодинамически правиль-
ному направлению в его построении.
Совмещение процессов, связанных с разделением, и холодильного цикла
значительно упрощает весь технический комплекс установки разделения
воздуха. Положительной стороной такого совмещения является также то,
что исключаются потери холода, которые дополнительно имелись бы в отдель-
ном холодильном цикле. Поэтому в циклах глубокого охлаждения воздухо-
разделительных установок в качестве хладоагента большей частью исполь-
зуется сам перерабатываемый воздух. Посторонние хладоагенты применяют
обычно только в случаях включения в общую технологическую схему про-
межуточных холодильных циклов на промежуточных температурных уров-
нях. В некоторых случаях часть воздуха (или выделенной из него фракции)
является хладоагентом в дополнительном холодильном циркуляционном
цикле.
При сравнительной оценке холодильных циклов для упрощения ана-
лиза их рассматривают как воздушные циклы с параметрами, соответствую-
щими в основном конечной цели их построения. При этом приближенно при-
нимают, что процессы отдачи холода во внешнюю среду и регенерации (реку-
перации) холода происходят по изобаре исходного (атмосферного) давления.
Задача создания необходимого холода сводится, очевидно, к соответствующему
уменьшению энтальпии перерабатываемого воздуха. Организация осталь-
ной части цикла должна быть такой, чтобы это уменьшение энтальпии в конеч-
ном счете могло быть реализовано на замыкающей цикл изобаре атмосфер-
ного давления.
Для уменьшения энтальпии воздуха применяют два основных способа.
1. Использование расширительной машины (детандера). Включение
в цикл процесса изоэнтропийного расширения с совершением внешней ра-
боты, как следует из анализа обращенного цикла Карно, является наиболее
правильным направлением при решении поставленной задачи. При этом про-
цессе происходит понижение температуры расширяющегося газа и он, оче-
видно, может быть использован как хладоагент для отвода тепла. Уменьше-
ние энтальпии газа, получающееся при адиабатном расширении и определяю-
щее, согласно сказанному выше, количество созданного холода, равно совер-
шаемой газом работе (при = аух) [см. уравнение (18)]. Температурный уро-
вень полученного холода определяется теми температурами, между которыми
происходит последующий нагрев хладоагента и повышение его энтальпии
по замыкающей цикл изобаре конечного давления расширения.
Принцип построения холодильного цикла с расширительной машиной
(детандером) показан на рис. 11 и 12. Сжатый газ, охлажденный водой, по-
ступает в детандер и после расширения в нем направляется в холодоприем-
ник, где используется в качестве хладоагента; в замкнутом цикле газ после
холодоприемника вновь поступает в компрессор. В теоретическом случае
29'
•сжатие предполагается изотермическим, расширение — изоэнтропийным и
холодоотдача — с нагревом газа до исходной температуры.
В диаграмме S—Т (рис. 12) линиями 1—2, 2—3 и 3—1 показано проте-
кание цикла в идеальном случае: линия 1—2 соответствует изотермическому
сжатию, линия 2—3 — изоэнтропийному рас-
ширению и линия <3—1 — нагреву газа при
холодоотдаче. В действительности протекание
всех процессов в цикле существенно отличается
Рис. 11. Схема холодильного
цикла с детандером:
/ — компрессор; 2 — холодильник;
3 — детандер; 4 — холодоприемник
Рис. 12. Изображение
в диаграмме S—Т
холодильного цикла
(теоретического)с теп-
лообменником и де-
тандером
Рис. 13. Схема холодильного
цикла с теплообменником и де-
тандером:
1 — компрессор; 2 — холодильник;
3 — теплообменник; 4 — детандер;
5 — холодоприемник
от теоретического, что характеризуется соответствующими к. п. д. и по-
терями холода. Эти отступления тщательно анализируют, так как они при-
водят, например, к тому, что воздушная холодильная машина, построенная
по указанному выше принципу, при относительно небольшом давлении,
сжатия оказывается значительно ме-
нее экономичной, чем равная ей по
холодопроизводительности паровая
Рис. 15. Характеристика эффек-
та дросселирования в диаграмме
S—T
Рис. 14. Изображение в диаг-
рамме S—Т холодильного цикла
(теоретического) с детандером
компрессионная холодильная машина, в которой холод получается на
низком температурном уровне, т. е. более ценный.
Первые воздушные холодильные машины были построены во второй поло-
вине прошлого столетия, но вследствие своей неэкономичности были вытес-
нены паровыми компрессионными машинами и сейчас применяются только
в тех случаях, когда основное значение имеет удобство использования воз-
духа в качестве охлаждающей среды.
30
Холод при намеченном выше построении цикла получается на высоком
температурном уровне. Понизить этот уровень можно включением тепло-
обменника, использованием процесса регенерации (рис. 13 и 14). В этом
случае холод получается на более низком температурном уровне и экономич-
ность цикла значительно повышается (подробнее будет показано ниже).
Развивая теплообмен, можно получать холод на все более низком темпера-
турном уровне. Это направление, намеченное еще в конце прошлого столе-
тия, своевременно не получило развития в связи с тем, что, по-видимому,
из-за неудачных конструктивных решений не удавалось дойти до температур
ниже —95° С и на первой промышленной установке в воздушном холодиль-
ном цикле для сжижения газа был использован эффект Джоуля—Томсона.
2. Использование эффекта Джоуля — Томсона. Эффект Джоуля—Томсона
выражается в том, что при дросселировании сжатого воздуха, т. е. в адиа-
батном его расширении без совершения внешней работы, в интересующей
нас области давлений и температур происходит понижение его температуры.
Расширенный до начального давления воздух при последующем его нагреве
может быть использован как хладоагент для понижения температуры дру-
гого тела или системы. Определяется этот эффект тем, что при данном тем-
пературном уровне энтальпия сжатого воздуха меньше, чем при начальном
давлении. Количество тепла, которое может быть, в пределе, подведено к рас-
ширенному воздуху, т. е. количество располагаемого холода, равно пониже-
нию энтальпии сжатого воздуха (рис. 15). Количество располагаемого холода
характеризуется заштрихованной площадкой и определяется, очевидно, по-
нижением энтальпии при сжатии на исходном температурном уровне.
Как будет рассмотрено ниже, и в данном случае, путем включения в цикл
регенеративного теплообмена можно снизить температурный уровень полу-
чаемого холода.
На этом принципе и был основан простой холодильный цикл с дроссе-
лированием, использованный Линде в первой установке для сжижения воз-
духа и нашедший широкое применение в промышленности, несмотря на термо-
динамически очевидную его низкую эффективность. Решающим фактором
в данном случае была практическая осуществимость такого цикла.
ГЛАВА II
ОСНОВНЫЕ ЦИКЛЫ ГЛУБОКОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
И СЖИЖЕНИЯ ВОЗДУХА
ХОЛОДИЛЬНЫЕ ЦИКЛЫ С ДРОССЕЛИРОВАНИЕМ
1. ЦИКЛ С ОДНОКРАТНЫМ ДРОССЕЛИРОВАНИЕМ
Принцип, на котором основано построение простого холодильного цикла
с дросселированием, был указан выше.
Можно наметить следующий постепенный переход к такому циклу для
установки разделения воздуха, который соответствовал бы пусковому пери-
оду включения установки в работу. Предположим для упрощения, что имеем
дело только с воздухом, рассматриваемым как однокомпонентный газ и что
задачей является сжижить воздух в том или ином количестве, а затем вер-
нуть его к начальному состоянию.
При изотермическом сжатии и последующем дросселировании воздуха
его температура понижается, т. е. получается холод. Количество холода
определяется разностью энтальпий воздуха до сжатия и после сжатия:
Ох = Л - /2.	(1)
Разность энтальпий и, следовательно, количество получаемого холода
тем больше, чем выше конечное давление сжатия (в пределах давлений,
применяемых на практике) и, как это будет подробно рассмотрено ниже, чем
ниже исходный температурный уровень.
В диаграмме S—Т (рис. 1) количество получаемого холода характери-
зуется площадью 1—3—3'—Г\ прямая 1—2 соответствует изотермическому
сжатию, по линии постоянной энтальпии /2 определяется конечное состоя-
ние после дросселирования, изображаемое точкой 3.
Количество тепла, отводимого при изотермическом сжатии, соответствует
площади 1—2—2'—Г и равно Q = Т\ (S* — S2). Затрата работы на изотер-
мическое сжатие при непрерывном потоке и обратимом протекании процесса
без учета-изменения кинетической энергии, согласно уравнениям (18) или
(25) главы I, составит
Lus = Q - (Л - /2) = Л (Sx - S2) - (I. - 12).	(2)
На рис. 1 затрата работы изображается площадью 1—2—2'—3'—3—1.
При обычных параметрах процесса эта работа с достаточной точностью может
быть подсчитана по формуле:
£из = рЛ1п-^ = Я7\1п^-,
Pl	Р1
(3)
32
где р — давление в нам ,
vi — удельный объем в м3/кг\
R — газовая постоянная- в дж! (кг-град).
Эффективность цикла, построенного, как показано на рис. 1, будет
очень низкой, так как холод получается на высоком температурном уровне
и является малоценным. Характеризуя эффективность цикла холодильным
коэффициентом, можно написать
__Qx	—/2	_ площадь 1-3—3'— Г—1
8 “ L^3 ~ 7\ (Sj. — S2) — (/j. — /2) “ площадь 1—2—2'—3'—3—1 ’	' '
Согласно уравнению (52) главы I минимальная затрата работы для
перехода из состояния, соответствующего точке /, в состояние, соответствую-
щее точке 5, должна была бы составить
Lmln = Л (S, - S3) - (Iг - /3) = Л («х - S8) - (7Х - /2)	(5)
и соответствовала бы площади 1—3"—3—1.
Рис. 1. Эффект дросселирования
в диаграмме S—Т
Рис. 2. Схема цикла с дроссе-
лированием:
1 — компрессор; 2 — холодильник;
3 — теплообменник; 4 — дроссель;
• 5 — холодоприемник
Холодильный коэффициент в идеальном случае был бы
__ Qx  	4 — /2	_площадь 1—3—3'—Г—1
~	~ 7\ (Si-SJ-fli-Is) ~ площадь 1—3"—3—1
(6)
Относительная эффективность, т. е. отношение минимальной затраты
работы в идеальном цикле (при обратимом протекании процесса) к затрате
работы в рассматриваемом цикле, которое можно назвать относительным
термодинамическим к. п. д. последнего, для цикла с дросселированием
(см. рис. 1) составляет
Р   8   ^min   ^1(^1 — $з)— (Л — 'з)   площадь 1—31'—3—1	/у\
0 “ гид — Lu3 ~~ 7\	- S2) - (Л — /2) площадь 1-2-2'-3'— 3—1 ’	7
т. е. и при теоретическом построении — изотермическом сжатии и полном
использовании полученного малоценного холода — является очень низкой.
Потеря работы определяется, очевидно, тем увеличением энтропии, ко-
торое получается при дросселировании (процессе полностью необратимом),
и составляет согласно уравнениям (2) и (5)
Lnom= ^из ^mln ~ ^1 (*^3	*^2)-	(^)
Температурный уровень получаемого холода можно понизить (рис. 2)
включением в цикл теплообменника для охлаждения сжатого воздуха рас-
ширенным в дросселе воздухом. Если весь холод, соответствующий дроссе-
3 П/ред. В. И. Епифановой	33
лированию без предварительного охлаждения, передать сжатому воздуху, то
энтальпия последнего понизится на такую же величину. При последующем
дросселировании может быть получено прежнее количество холода, но уже
на более низком температурном уровне; эффективность цикла повысится.
В установившемся состоянии в диаграмме S—Т получается следующий тео-
ретический цикл (рис. 3). Воздух изотермически, при температуре 7\, сжи-
мается от давления рг до давления р2, причем его энтальпия уменьшается
на величину — 12. Сжатый воздух при постоянном давлении р2 охла-
ждается в теплообменнике, где его энтальпия понижается с 12 до /3 за счет
повышения энтальпии расширенного воздуха от /4 = 12 до /4 при нагре-
вании от температуры Т4 до температуры Т\; при этом 12 — /3 = /х — /4.
Расширенный в дросселе воздух отдает холод Qx = /4 — /5, получая тепло
Рис. 3. Цикл с теплообменни-
ком и с дросселированием в
диаграмме S—Т
извне между температурами Т5 и Т4, а затем
охлаждает сжатый воздух, нагреваясь от Т4
до 7\.
На диаграмме цикл изображается фигу-
рой 1—2—3—5—4—1. Количество произведен-
ного и отданного на сторону холода соответ-
ствует площади 4—5—5'—4—4 и равно
Qx = Л Л ~ Ji	(71 Ю ~
= Л-/5-(/2-/з) = /1-/2,	(9)
так как 1Ъ = /3, т. е. оно равно разности
энтальпий на исходном температурном уровне.
Таким образом, включение теплообменни-
ка позволяет получить то же количество холода
при более низких температурах, а так как зат-
рата работы остается прежней, то относитель-
ная эффективность цикла, характеризующая
степень его совершенства, его термодинамический к. п. д., становится выше.
В идеальном случае для получения холода, соответствующего изменению
энтальпии /4—/5, т. е. для изменения состояния, соответствующего точке 4,
до состояния точки 5, согласно уравнению (52) главы I, необходимо затратить
работу
Lmln = T1(S4-S5)-(Z4-/5),
(10>
соответствующую площади 4—4"—5"—5—4.
Относительная эффективность цикла была бы равна
о ^min___	— S5) — (/4 — /6) _ площадь 4 4	5	5 4
°~ Lu3 ~ TiiSL-SJ-Ui-IJ “площадь 1-2-2’-4'-4-1 ’
(11)
т. е. заметно больше, чем в предыдущем случае.
Потеря работы
Lnom — LU3 — Lmln — 7\ (Sx S2)	(1г	I2)
-	(S4 - S5) - (/4 - /5)] = 7\ (S4 - S2) - 7\ (S4 - S5) =
= T1(S6-S2) + T1(S1-S4).	(12)
Прибавляя и отнимая в правой части уравнения величину 7\S3, получим
^ = T1(S5-S3) + T1[(S1-S4)-(S2-S3)],	- (13)
где	Ti (S6 — S3) — потеря работы, определяющаяся увели-
чением энтропии воздуха при дроссели-
ровании;
34
7i [(Sx — S4) — (S2 — S3)] — потеря работы, определяющаяся сум-
марным изменением энтропии воздуха
при теплообмене.
Продолжая развивать теплообмен между расширенным и сжатым воз-
духом, можно получить все большее понижение конечной температуры. При
этом потеря от необратимости в теплообменнике будет увеличиваться, а по-
теря при дросселировании уменьшаться и на
столько, что будет уменьшаться сумма потерь
и, следовательно, повышаться к. п. д. цикла.
Понижая температуру, можно, наконец,
перейти в область влажного пара, когда
часть воздуха, пройдя дроссель, будет по-
ступать в холодоприемник уже в жидком
виде. Такое протекание цикла в диаграмме
S—7 изображается линиями 1—2—3—4—
5—1 (рис. 4). Здесь площадь 5—1—Г—5'—5
соответствует рекуперированному холоду
отходящего расширенного воздуха, т. е.
направленному на охлаждение сжатого воз-
духа и равному /х — /5. Количество тепла,
отнятого от сжатого воздуха, соответствует
площади 2—3—3'—2'—2 и равно /2— 1з-
Очевидно, /2 —13 = /х — /5, откуда следует,
что /6 — 13 = /5 — /4 = Qx = /1 —12, т. е.
7
Рис. 4. Изображение протекания
цикла в диаграмме S—Т с перено-
сом холода на самый низкий темпе-
। ратурный уровень
холодопроизводительность, соответствующая
площади 4—5—5'—4'—4, и в данном случае определяется понижением
энтальпии при изотермическом сжатии. В этом количестве холод может быть
отдан на сторону (в холодоприемник 5, см. рис. 2) при почти постоянной
температуре 7б, соответствующей температуре кипения под давлением рх.
Таким образом, понижение энтальпии,
получающееся при изотермическом пере-
ходе от начального
давления к конеч-
Рис. 6. Простой цикл с дросселиро-
ванием в диаграмме S—Т
Рис. 5. Схема простого цикла с дроссе-
лированием:
1 — компрессор; 2 — холодильник; 3 — теп-
лообменник; 4 — дроссель; 5 — холодоприе-
мник; 6 — испаритель
ному давлению сжатия, и является получением глубокого холода — холода,
который может быть реализован на самом низком температурном уровне цикла.
Развивая дальше теплообмен установкой, например, для дополнитель-
ного охлаждения сжатого воздуха испарителя получающегося жидкого
воздуха (рис. 5), можно конечное состояние после расширения в дросселе
(точка 4 на рис. 6) переносить все глубже в область влажного пара, приближая
•его к предельной кривой жидкости, т. е. проходя в цикле через все большую
степень промежуточного сжижения воздуха. В этом случае (рис. 6), кроме
3*	’	35
Рис. 7. Влияние потерь холода на использование
холодопроизводительности цикла
рекуперируемого в теплообменнике холода I ± — 12 газообразного продукта,
соответствующего площади 6—1—Г—6'—6, будет рекуперироваться в испа-
рителе холод /6—/б влажного пара воздуха, соответствующий площади 5—
6—6'—5'—5. К. п. д. цикла (считая линию 4—5—6 горизонтальной) при этом
не меняется, — увеличение потери от необратимости при теплообмене будет
компенсироваться уменьшением потери при дросселировании. Холодопроиз-
водительность установки, определяющая холод /5 — /4, отдаваемый на сто-
рону (в холодоприемнике 5, рис. 5) и соответствующий по величине пло-
щади 4—5—5'—4'—4, будет, очевидно, и в этом случае равна изменению
энтальпии при изотермичес-
ком сжатии:
Qx = Z5-/4 = Z1-/2. (И)
Для отдачи такого коли-
чества холода на температур-
ном уровне кипения жидкости
(предполагается постоянным)
испаритель, конечно, не
нужен; о целесообразности
введения его в цикл будет
сказано ниже.
При предыдущем рас-
смотрении предполагалось
теоретическое протекание
цикла — с полной рекупера-
цией холода и без поступле-
ния тепла извне, кроме того
тепла, съем которого является
целью построения цикла.
Холод, отдаваемый в соот-
ветствии с заданием на
охлаждение какого-то тела
или системы, в данном слу-
чае полностью соответствовал холодопроизводительности цикла.
В действительности же, вследствие необходимости обеспечения темпера-
турного напора в теплообменнике и несовершенства изоляции всегда будут
иметь место как потеря от неполноты рекуперации (температура уходящего
из установки воздуха будет более низкой, чем поступающего воздуха), так
и потеря холода в окружающую среду. Влияние этих потерь на использо-
вание холодопроизводительности цикла иллюстрируется в диаграмме S—Т
(рис. 7).
При отсутствии потерь холода уменьшение энтальпии сжатого воз-
духа /2 — /3 в теплообменнике так же, как и на рис. 4, было бы равно уве-
личению энтальпии —/5 отходящего газа. При этом располагали бы холо-
дом — «продуктом» /5—/4, соответствующим площади 4—5—5'—4'—4. Ко-
личество этого холода было бы равно холодопроизводительности цикла, опре-
деляемой, как и раньше, разностью энтальпий —12.
Недорекуперация, полностью характеризующаяся разностью темпера-
тур ДТ на теплом конце теплообменника, приводит,к тому, что холод отхо-
дящего воздуха в количестве QH = ср&Т, соответствующем на диаграмме
площади 10—1—Г—10'—10, не может быть использован для охлаждения
сжатого воздуха. При недорекуперации воздуха (и отсутствии потери холода
в окружающую среду) на холодном конце теплообменника может быть до-
стигнута энтальпия /3 сжатого воздуха, которая будет выше на величину
36
/6 — I3 = QH = c'pkT. После дросселирования получим точку 7 вместо
точки 4, т. е. из всего произведенного часть холода /7 —	= Ц — /3 = QH,
соответствующая площади 4—7—Т—4'—4 и равная площади 10—1—Г—
10'—10, теряется.
Кроме недорекуперации имеет место еще и поступление тепла из окру-
жающей среды в количестве Qo, при этом энтальпия сжатого воздуха на
холодном конце теплообменника будет еще выше на величину /8 — /б = Qo
и после дросселирования получим точку 9, следовательно, будет потеряна
еще часть холода 19 — /7 = 18 — /6 = Qo, соответствующая площади 7—
9—9'—7'—7.
Таким образом, из всего произведенного холода Qx = Iг — 12 на сто-
рону может быть отдано Qn = Qx — QK — Qo. При рассмотренном построе-
нии потери QH и Qo являются по существу
потерями холода на самом низком темпера-
турном уровне, имеющемся в цикле.
Если не ставится цель выработки холода
для отдачи на сторону, то для обеспечения
протекания всего процесса достаточно иметь
холодопроизводительность в цикле, соответ-
ствующую только потерям QH и Qo, т. е.
иметь Qx = QH + Qo, что большей частью
и имеет место на воздухоразделительных
установках. Для обеспечения в последнем
случае необходимой холодопроизводительно-
сти, очевидно, требуется подобрать такое
давление сжатия, при котором /2 = I г —
Qh Qo-
Сточки зрения задачи построения именно
Рис. 8. Упрощенная схема установ-
ки с однократной ректификацией:
1 — компрессор; 2 — холодильник;
3 — двухсекционный теплообменник;
4 — колонна однократной ректифи-
кации
холодильного цикла — холод Qx = QH + Qo
также является целевым «продуктом», по-
скольку без производства этого холода не
могла бы быть обеспечена работоспособность
установки, а следовательно, и разделение воздуха. Стой или иной степенью
условности применение в качестве хладоагента самого разделяемого воздуха
позволяет потери холода отнести на процесс разделёния воздуха.
Все эти рассуждения остаются справедливыми и для случая с тепло-
обменом, дополнительно развитым включением в схему испарителя (см. рис. 5
и 6); соответственно изменится только потеря холода в окружающую среду.
Цикл, максимально развитый в направлении, показанном на рис. 5,
полностью соответствует циклу с дросселированием в установке для разде-
ления воздуха (рис. 8) с колонной однократной ректификации; при этом
только несколько усложняется теплообмен из-за наличия двух продуктов
разделения. Характер протекания такого процесса в диаграмме S—Т изобра-
жен приближенно на рис. 9, где процесс сжатия показан изотермическим и
условно не учтена некоторая разница в температурных уровнях продуктов
разделения. Охлаждение воздуха по линии 2—3 должно соответствовать
рекуперации холода отходящих продуктов разделения при нагреве их от
состояния сухого насыщенного пара (точка 6) до температуры Т7 (точка 7),
определяемой недорекуперацией и потерей холода теплообменником в окру-
жающую среду. Охлаждение воздуха по линии 3—4 соответствует испаре-
нию жидкости куба колонны по линии z5—6 с учетом потери холода в окру-
жающую среду ректификационной колонной. >
Принципиально в холодильном цикле ничего не изменится, если ввести,
например, такое усложнение в процесс охлаждения воздуха, которое
37
намечено в диаграмме S—Т на рис. 10. Здесь охлаждение воздуха по линии
2—3 соответствует рекуперации холода по линии 9—10. Охлаждение по линии
3—4 предполагается путем испарения жидкости в испарителе. Линия постоян-
ной энтальпии /4—/5 соответствует дросселированию до некоторого проме-
жуточного давления р5. При этом промежуточном давлении происходит даль-
нейшее охлаждение — конденсация воздуха в соответствующем конденса-
Рис. 9. Цикл с дросселированием
в установке для разделения воз-
духа с колонной однократной
ректификации в диаграмме S—Т
Рис. 10. Цикл с дросселирова-
нием и конденсатором-испари-
телем в диаграмме S—Т
Рис. 11. Упрощенная схема
установки с двукратной ректи-
фикацией:
1 — компрессор; 2 — холодильник;
3 — двухсекционный теплообмен-
ник; 4 — колонна двукратной
ректификации
торе-испарителе по линии 5—6 до предельной кривой жидкости. От точки 6
при энтальпии /б = /7 жидкий воздух дросселируется до начального давле-
ния. При испарении жидкости по линии 7—8—9 в испарителе-конденсаторе
происходит конденсация пара при промежуточном давлении р5 и охлаждение
в испарителе. Холодопроизводительность, определяемая разностью энталь-
пий	— 12, должна покрыть (при отсутствии
целевой отдачи холода на сторону) потерю от
недорекуперации, соответствующую разности
температур на теплом конце теплообменника,
и потерю холода в окружающую среду всеми
элементами установки, находящимися ниже
температуры этой среды, т. е. входящими в так
называемый блок разделения.
Такое протекание цикла в принципе и имеет
место в установке (рис. 11) для разделения
воздуха с ректификационной колонной двук-
ратной ректификации. Схема действительной
установки может быть усложнена такой аппа-
ратурой, как фильтры, адсорберы, переохлади-
тели, введение которых, с точки зрения холо-
дильного цикла, по существу, может отразиться
только на потере холода в окружающую среду.
Другие* изменения в схеме блока разделения
и их влияние на порядок построения холодиль-
ного баланса будут разобраны при рассмотрении технологических сх>ем уста-
новок. На характере холодильного баланса при данном построении цикла, по
существу, не отражается построение и сочетание отдельных процессов внутри
установки. Так, например, при условии той же рекуперации необходи-
мая холодопроизводительность не зависит от воздушных «и газовых сопро-
тивлений теплообменных аппаратов и от потерь давления как до дросселя,
38
так и после него; количество произведенного холода не зависит от того, со-
храняется ли давление сжатого воздуха в теплообменнике постоянным и рав-
ным р2, или в теплообменнике имеет место значительное дросселирование —
лишь бы была сохранена степень рекуперации холода и падение давления
в теплообменнике было бы меньше разности р2 — так как давление %р5
связано с работой колонны.
Не оказывая влияния при той же полноте рекуперации на холодопроиз-
водительность, промежуточное дросселирование может повлиять на размеры
теплообменных поверхностей, так как оно должно приводить к уменьшению
температурного напора. Повышение сопротивления потока отходящего газа
вызывает также увеличение давления в колонне, изменяя характер протека-
ния процесса ректификации. На необходимой производительности, конечно,
отразится изменение потерь в
окружающую среду. Оптимальные
соотношения ддлжны устанавли-
ваться путем сравнительных под-
счетов и соответствующего конст-
руктивного оформления аппара-
туры.
Из рассмотрения величин
дроссель-эффекта следует, что зна-
чения интегрального дроссель-
эффекта с повышением давления
сжатия увеличиваются до некото-
рого предельного давления. Гра-
фик (рис. 12) построен для давле-
ний до 20,0 Мн/м\ причем началь-
ный температурный уровень при-
нят равным 303,15° К, началь-
ное давление воздуха равным
0,1 Мн/м2. Этими величинами
Рис. 12. Характеристики цикла с однократным
дросселированием
определяется и холодопроизводи-
тельность Qx простого цикла с дросселированием при исходном темпера-
турном уровне 303,15° К и давлении отходящего газа 0,1 Л4н/м2.
С повышением давления (см. рис. 12) не только увеличивается холодо-
производительность цикла Qx, но и заметно повышается его эффективность.
Кроме зависимости от давления интегрального изотермического дроссель-
эффекта, на графике даны также зависимости от давления (при температуре
303,15° К) затраты работы на изотермическое сжатие холодильного
коэффициента действительного цикла &д, эффективности действительного
цикла по отношению к идеальному (к. п. д.) по полной холодопроизводитель-
ности &Од и относительной эффективности год (к. п. д.) по холоду, отданному
на сторону. Если холодопроизводительность повышается почти пропорцио-
нально давлению сжатия, рост затраты работы, зависящий от. величины
In у- и очень быстрый при относительно небольших степенях сжатия,
резко замедляется при значительном увеличении конечного давления. Это
должно приводить к заметному росту эффективности с повышением давления.
Пользуясь зависимостью интегрального изотермического дроссель-эф-
фекта, или, что то же, уменьшения энтальпии от давления сжатия, можно
определить то давление, при котором будет обеспечена требуемая холодо-
производительность цикла.
Если принять для врздухоразделительной установки неполноту реку-
перации, отнесенной к 1 кг перерабатываемого воздуха, равной 5,0 кдж!кг,
39
что соответствует недогреву газообразных продуктов разделения на 5°, и
потерю холода в окружающую среду, равной 6,5 кдж/кг, то полный расход
холода составит Qx = QH + Qo = 5,0 + 6,5 = 11,5 кдж/кг. Для обеспече-
ния такой холодопроизводительности давление сжатия должно быть около
5,5 Мн/м1 2 (рис. 12). Действительное рабочее давление при установившемся
режиме на установках относительно небольшой производительности, рабо-
тающих по рассматриваемом^циклу, составляет 5,5—6,0 Мн/м2', при пуско-
вом режиме для обеспечения охлаждения установки и накапливания жид-
кости давление поднимается до величины порядка 20,0 Мн/м2.
Выше уже указывалось, что цикл с дросселированием по самому существу
своему должен быть весьма неэффективным.
В рассматриваемом примере даже при изотермическом сжатии, т. е. при
теоретическом протекании процесса сжатия, удельный расход энергии со-
ставит 350 кдж/кг. Оценивая цикл, как цикл холодильный, назначением ко-
торого является обеспечение холодопроизводительности Qx = 11,5 кдж/кг,
иначе говоря, относя потери холода на процесс разделения, — для холо-
11 5
дильного коэффициента получим следующее значение: &т =	= 0,033.
OOU
Степень приближения рассматриваемого цикла к идеальному циклу — обрат-
ному циклу Карно — будет характеризоваться отношением их холодильных
коэффициентов. Поскольку температурный уровень получаемого холода
в цикле соответствует примерно температуре кипения воздуха под атмосфер-
ным давлением, т. е. около 80° К, для холодильного коэффициента идеаль-
ного цикла можно принять: &ид = —qtt = 0,36.
0U0 — oU
Тогда для отношения холодильных коэффициентов, которое будем назы-
вать относительной эффективностью или термодинамическим к. п. д. рассма-
триваемого цикла eozn =	= ~033- = 0,092.
&ид Н,оо
Выше, при определении затраты работы, предполагалось, что процессы
сжатия происходят изотермически. Принимая для перехода к действитель-
ному циклу изотермический к. п. д. t]w3 = 0,6, получим, что действительный
удельный расход энергии составит 585 кдж/кг. Холодильный коэффициент
и относительная эффективность (к. п. д.) действительного цикла при этом
будут равны, соответственно: ед 0,02 и год = 0,055. Таким образом, сте-
пень приближения данного холодильного цикла к идеальному составляет
только 5,5%, т. е. является очень низкой.
Обычно в установках, предназначенных для получения газообразного
кислорода, расход энергии относят к 1 ж3 получаемого кислорода в нормаль-
ных условиях х. Если принять выход кислорода равным 0,18 я3 на 1 я3 пере-
рабатываемого воздуха, то удельный расход энергии в данном случае составит
585-1,205	п < о
—— = 3900 кдж на 1 м6 получаемого кислорода.
С увеличением давления выше необходимого для покрытия расхода
холода в данной установке образуется избыток холода. С другой стороны,
с повышением давления будет иметь место заметный рост эффективности.
Так, при повышении давления с 5,5 до 20,0 Мн/м2 холодопроизводитель-
ность увеличится с 11,5 до 34 кдж/кг, или в 2,9 раза, тогда как затрата ра-
боты на изотермическое сжатие увеличится с 350 до 460 кдж/кг — т. е. на
31%; в результате эффективность цикла повысится в 2,2 раза — холодиль-
1 Под нормальными условиями здесь и в дальнейшем понимаются: температура 293,15° К
(+20° С) и давление 10132,5 я/м2 (760 мм рт. ст.). В дальнейшем тексте 1 м3 относится к газу,
приведенному к нормальным условиям (1 кмоль идеального газа равен 24 м3).
40
ный. коэффициент действительного цикла составит &д = 0,044, а его отно-
сительная эффективность (к. п. д.) еод = 0,12.
На рис. 12 показано изменение величин &д и еод с увеличением давления,
причем для перехода к действительным условиям принято, как и выше,
Лиз = 0,6. При этой оценке эффективности потери холода условно отнесены
на процесс разделения. Очевидно, что, если бы цикл строился как чисто
холодильный, то его эффективность следовало бы оценивать по количеству
холода, отданного на сторону, т. е. по холодопроизводительности, уменьшен-
ной на величину потерь холода. Соответствующие значения относительной
эффективности (к. п. д.) &Од нанесены на рис. 12 пунктирной линией, причем
потеря холода от недорекуперации принята равной 5,0 кдж!кг и потеря
в окружающую среду — 3,35 кдж!кг.
Здесь не дается анализ потерь холода от необратимости по элементам
цикла, так как причины очень низкой эффективности цикла с дросселиро-
ванием и влияние на нее параметров процессов с достаточной очевидностью
вытекают из приведенных выше общих соображений. Никаких дополнитель-
ных сведений анализ необратимости по элементам с количественной ее оцен-
кой в данном случае не дает. Потеря от недорекуперации при этом анализе
в явном виде выражена быть не может, — уменьшение или увеличение
недорекуперации, совершенно определенно отражающееся на балансе хо-
лода, ведет к уменьшению или увеличению потерь от необратимостй одно-
временно в теплообменнике и дросселе; любое распределение по элементам
заданной потери в окружающую среду, однозначно влияющее на баланс
холода, приводит только к перераспределению приращений /энтропии,
суммарное увеличение которой остается при этом без изменения.
Заметный рост эффективности цикла с повышением давления может
оправдать специальное использование получающегося при этом избытка
холода. Можно, например, построить так называемую воздухоразделитель-
ную установку двух давлений. В этой установке часть, в которой произ-
водится холод, дополняется второй частью, предназначенной толь'ко для
разделения воздуха. Последняя может работать на низком давлении, вели-
чина которого определяется условиями процесса ректификации. Однако
для небольших установок такое решение ввиду значительного усложнения
почти не применяется; для крупных установок используются более эффек-
тивные решения.
С повышением давления сжатого воздуха выше 20,0 М.н1м2 рост холодо-
производительности все более заметно уменьшается и прекращается при
достижении точки инверсии, соответствующей при температуре 300° К
давлению, равному примерно 43,0 Мн1м?. Рост холодопроизводительности
при этом, сравнительно с соответствующей давлению 20,0 Л4«/ж2, может
составить около 11 кдж/кг. В связи с замедлением роста холодопроизводи-
тельности при значительном повышении давления, а также неизбежным
усложнением конструкций, удорожанием оборудования, дополнительными
затруднениями в эксплуатации на практике ограничиваются давлением
порядка 20,0—22,0 Мн!м2.
Специальное использование избытка холодопроизводительности для
получения жидкого продукта ограничивается относительно небольшим
возможным выходом последнего при данном цикле. Так, например, при
давлении сжатия 20,0 Мн1м2 избыток холода, который можно было бы
направить на получение жидкого продукта, составил бы при прежних
потерях холода:	= 34,0 — 11,5 = 22,5 кдж!кг. Таким образом, прини-
мая, что на ожижение 1 кг воздуха необходимо примерно 425 кдж (с учетом
принятой в балансе недорекуперации) можно было бы получить 0,053 кг
жидкого воздуха на 1 кг перерабатываемого. Увеличение удельного расхода
41
энергии при этом составит около 30% или 180 кдж на 1 кг и 220 кдж на 1 м3
перерабатываемого воздуха. В виде жидкого продукта обычно отводится
жидкий кислород; его можно было бы получить в данном случае около
0,056 кг на 1 кг или 0,05 м3 на 1 м3 перерабатываемого воздуха, т. е. около
28% от всего выхода. Если все увеличение расхода энергии отнести на
жидкий продукт, то суммарный удельный расход энергии на него будет
3900 +	= 8300 кдж/м3 или 6250 кдж/кг.
и,ио
Сравнительно небольшая конечная величина, характеризующая удель-
ный расход на получение части кислорода в жидком виде, при указанном
условном пересчете, определилась, очевидно, использованием для сжижения
относительно эффективного способа выработки дополнительного холода.
Принцип такого увеличения холодопроизводительности и положен в основу
построения следующего рассматриваемого цикла — цикла с циркуляцией
и двойным дросселированием.
Приведенное выше очень подробное рассмотрение наиболее простого
из применяемых в установках разделения воздуха цикла глубокого охлаж-
дения имело целью возможно более полное выяснение ряда принципиальных
вопросов. Это позволит упростить анализ других, более сложных, циклов
и избежать излишних повторений.
2. ЦИКЛ С ДВОЙНЫМ ДРОССЕЛИРОВАНИЕМ И ЦИРКУЛЯЦИЕЙ
При одном и том же перепаде давлений Др = р2 — рх эффективность
холодопроизводящей установки должна быть тем больше, чем выше давле-
ния Pi и р2, — во всяком случае в пределах тех давлений, которые приме-
няются на практике. Так, например, при изотермическом сжатии при 300° К
и давлении 0,1—4,0 Мн/м2 энтальпия изменяется (см. рис. 12) на 8,6 кдж/кг
при затрате работы на изотермическое сжатие 320 кдж/кг, что соответствует
холодильному коэффициенту 0,026, а при сжатии от 16,0 до 20,0 Мн/м2
энтальпия изменится на 4,8 кдж/кг, затрата работы на изотермическое сжатие
составит 19,3 кдж/кг и холодильный коэффициент будет равен 0,25, т. е.
в 10 раз выше.
f Из сказанного следует, что при построении холодильного цикла, осно-
ванного на Использовании дроссель-эффекта, эффективность может быть
повышена включением в цикл циркуляционного потока между конечным
давлением сжатия и некоторым промежуточным давлением с соответству-
ющим, очевидно, промежуточным дросселированием. Соотношения между
конечным и промежуточным давлениями, между засасываемым и циркули-
рующим количествами воздухах, а также температурные уровни и по-
токи при теплообмене могут быть намечены по-разному. Решение, обеспе-
чивающее оптимальные условия, зависит от поставленной конкретной
задачи.
Упрощенная схема одного из возможных циклов с циркуляцией дана
на рис. 13. Характер протекания этого цикла в диаграмме S—Т условно
(так как отдельные процессы относятся к разным количествам газа) пока-
зан (рис. 14) применительно к теоретическому случаю.
Засасываемый под атмосферным давлением перерабатываемый воздух
сжимается в отдельном компрессоре, или первых ступеням комбинирован-
ного компрессора, до промежуточного давления рп по линии 1—3. При этом
давлении к перерабатываемому воздуху присоединяется а кг циркулиру-
ющего воздуха. Затем весь воздух сжимается до конечного давления по
1 Количество циркулирующего воздуха ограничивается условиями теплообмена.
42
линии 3—2 и с параметрами точки 2 поступает в основной теплообменник,
где охлаждается по линии 2—4 при организации процесса рекуперации по
линии 5—3 холода циркулирующего воздуха и по линии 9—1 — холода
отходящего газа. По линии 4—5 сжатый воздух а кг дросселируется с давле-
ния р2 до давления рп и отводится в основной теплообменник. По линии 4—6
воздух высокого давления >(1 кг) охлаждается в процессе рекуперации хо-
лода отходящего газа по линии 8—9 в дополнительном теплообменнике,
устанавливаемом для уменьшения необратимости при теплообмене, после
чего дросселируется до начального давления и подается в холодоприем-
ник, откуда в виде сухого насыщенного пара отводится в теплообменник
для рекуперации холода. В холодоприемнике предполагается испарение
жидкости для отдачи холода на сторону или выдача жидкого продукта.
В последнем случае отводимая на ректификацию паровая фаза уменьшается
Рис. 14. Схема цикла с цирку-
ляцией в диаграмме S—Т
Рис. 13. Схема цикла с двойным дроссе-
лированием и циркуляцией:
1 — компрессор среднего давления; 2 — ком-
прессор высокого давления; 3— холодильники;
4 — теплообменник; 5 — дополнительный теп-
лообменник; 6— дроссели; 7—холодоприемник
и соответственно меняются соотношения потоков -при теплообмене, в част-
ности, может быть увеличено .количество циркулирующего потока.
Холодопроизводительность цикла, отнесенная к 1 кг засасываемого
воздуха
Qx = Л-/2 +л(/3-/2).
При оценке увеличения холодопроизводительности необходимо учи-
тывать, что оно должно быть частично направлено на покрытие дополни-
тельных потерь холода, вызванных циркуляционным потоком, — на недо-
рекуперацию на этом потоке и, в той или иной мере, в окружающую среду.
Характерным для такого цикла является возможность (сравнительно с цро-
стым циклом с дросселированием при том же конечном давлении сжатия)
значительного увеличения удельной холодопроизводительности, отнесенной
к засасываемому воздуху, особенно при высоких давлениях. При давлениях
сжатия 10,0—20,0 Мн/м2 оптимальное промежуточное, давление составляет
2,5—3 Мн/м2. Холодопроизводительность, отнесенная к 1 кг засасываемого
воздуха и подсчитанная с учетом дополнительных потерь в циркуляционной
ветви, будет при указанных давлениях сжатия примерно одинаковой. Это
определяется возможностью увеличения количества циркулирующего по-
тока при более низком давлении сжатия. Эффективность цикла будет тем
выше, чем выше конечное давление сжатия.
Если принять конечное давление сжатия р2 = 20,0 Мн/м2, промежу-
точное давление р = 3,0 Мн/м2, количество циркулирующего потока
43
a = 4,5 кг* на 1 кг засасываемого воздуха и дополнительные потери на недо-
рекуперацию и в окружающую среду для циркуляционного потока Q^ =
= 7,0 кдж!кг, то холодопроизводительность составит: Qx =	— /2 +
+ а (/3 — /2) — а<2пц = 34,8 + 4,5-28,4 — 3-7,0 = 131 кдж!кг.
Соответственно работа, затраченная на изотермическое сжатие Lu3 =
= 457 + 4,5-165 = 1200 кдж!кг.
Действительный удельный расход энергии при изотермическом к. п. д.
TU = 0,6 будет
Ьэ =	= 2000 кдж/кг.
Соответственно для холодильного коэффициента и относительной эффек-
тивности (к. п. д.) получим: гд = 0,066 и &од = 0,18, что на 50% выше,
чем в простом цикле с конечным давлением сжатия р2 = 20,0 Мн/мР. С уче-
том большей удельной холодопроизводительности относительное повышение
эффективности будет еще больше.
Если удельные потери в установке, кроме учтенных в циркуляционном
потоке, составляют QK + Qo = 11,5 кдщ!кг, то избыток холода Q = 131 —
— 11,5 = 119,5 кдж!кг.
При использовании этого холода можно получить около 0,28 кг жидкого
воздуха, т. е. холода в этом случае больше, чем необходимо для отвода
в жидком виде всего кислорода, получающегося в процессе разделения \
Расход энергии, отнесенный к получаемому жидкому воздуху, составил бы
7510 кдж1кг.
Учитывая значительную удельную холодопроизводительность, этот
цикл иногда применяют для небольших воздухоразделительных установок.
Недостатками этого цикла, как и вообще циклов с развитыми циркуляцион-
ными потоками, являются связанные с этими потоками дополнительные
потери холода, увеличение размеров и стоимости оборудования, а также
усложнение эксплуатации. К тому же удельные расходы энергии получаются
относительно высокими.
При применении .циклов, основанных на использовании дроссель-
эффекта, возможны другие, более рациональные, способы увеличения удель-
ной холодопроизводительности и повышения общей экономичности.
3.	ЦИКЛ С ДРОССЕЛИРОВАНИЕМ И ПРОМЕЖУТОЧНЫМ
(АММИАЧНЫМ) ОХЛАЖДЕНИЕМ
Разность энтальпий воздуха при данных начальном и конечном давле-
ниях тем больше, чем ниже температурный уровень и с понижением тем-
пературы увеличивается все быстрее (табл. 1). Понижение температуры
воздуха с 300 до 285° К увеличивает холодопроизводительность,определяемую
компрессором, примерно на 10%, т. е. на холодопроизводительности может
довольно заметно отразиться даже температура охлаждающей воды в хо-
лодильниках компрессора. Если же для основной части установки, тре-
бующей глубокого холода, обеспечить понижение температурного уровня
с 300 до 230° С, то очевидно, для этой части при конечных давлениях 6,0—
20,0 Мн!м? можно увеличить холодопроизводительность на 76—78%.
* Это количество соответствует разности температур на холодном конце основного тепло-
обменника — около 5 град для циркуляционного и обратного потоков; сближение температур
обратного и прямого потока достигается установкой дополнительного теплообменника (см.
рис. 13).
1 При отводе жидкости и, следовательно, уменьшении в теплообменниках обратного
потока можно было бы еще увеличить количество циркулирующего воздуха.
44
Теплоемкость воздуха с повышением давления увеличивается и на
охлаждение сжатого воздуха между двумя заданными температурами тре-
буется большее количество тепла, чем необходимо на нагрев (в том же
интервале температур) воздуха при начальном1 давлении. Очевидно, что
такое охлаждение не может быть получено за счет рекуперации (в заданном
интервале температур) холода отхо-
дящих газов, оно возможно только
при дополнительной отдаче некото-
рого количества тепла постороннему
агенту. Этим определяется дополни-
Таблица 1
Разность энтальпий воздуха —12
(в кдж/кг) при различных температурах
в °К
Давление р2 в Мн[м2	Температура в °К					
	300	288	270	250	230	220
6,0	12,8	14,2	15,9	18,8	22,5	24,6
20,0	34,8	39,0	43,9	51,7	61,7	67,6
тельное уменьшение энтальпии и,
следовательно, увеличение холодо-
производительности. Поскольку та-
кое увеличение холодопроизводи-
тельности получается за счет отвода
тепла на относительно высоком тем-
пературном уровне, оно должно
быть выгодным, так как потребует
сравнительно небольшого расхода
энергии. При рекуперации (полной)
холода 1Г—/5 отходящего газа между
температурными уровнями Тп и 7\
(рис. 15) сжатый газ будет охлажден на 12 — /3 =	— /5. Температура
в точке 3 будет выше Тп и, если за счет постороннего источника холода
отнять от сжатого газа тепло = 1з — К* то Для всея части установки,
работающей после этого охлаждения, мы, по существу, получаем новый
температурный уровень, определяемый температурой Тп. Холодопроиз-
Рис. 15. Схема процесса с промежуточ-
ным охлаждением в диаграмме S—Т
водительность по глубокому холоду
для этой части установки будет
Qx = h --- ^4 = Л -- ^2 +
+ /3-/4 = /1-/2 + Qom- (16)
Рис. 16. Схема цикла с дросселирова-
нием и промежуточным (аммиачным)
охлаждением:
1 — компрессор; 2 — холодильники; 3 —
предварительный теплообменник; 4 —про-
межуточный теплообменник; 5 —основной
теплообменник; 6 — ректификационная
колонна; 7 — воздушный дроссельный
вентиль; 8 — аммиачный компрессор;
9 — аммиачный конденсатор
В воздухоразделительных установках для промежуточного охлаждения
обычно применяют аммиачную холодильную машину. Упрощенная схема
цикла с промежуточным охлаждением показана на ри'с. 16. Теплообменник,
служащий для рекуперации холода отходящих газов, разделен на пред-
варительный и основной. Между этими теплообменниками расположен
45
промежуточный теплообменник, в котором воздух охлаждается испаря-
ющимся аммиаком.
Характер изменения температур при рекуперации холода отходящего
газа в простом цикле с простым дросселированием и в цикле с промежуточ-
ным охлаждением показан (схематично) на рис. 17, соответствующем верх-
ней части линии рекуперации. При этом предполагается недогрев газа
в основном и предварительном теплообменниках на AT = Та — Tt = Td —
— Тк. В простом цикле с дросселированием и рекуперацией холода по ли-
нии g—I уменьшение энтальпии сжатого газа шло бы по линии а—т. При
наличии промежуточного охлаждения уменьшение энтальпий за счет реку-
перации будет идти по линии а—b в предварительном теплообменнике и
при рекуперации холода отходящего газа
в цикле с простым дросселированием и в
цикле с промежуточным охлаждением
по линии d—е — в основном; умень-
шение энтальпии по линии b—с будет
получено в результате промежуточного
охлаждения. Дополнительное уменьше-
ние энтальпии сжатого воздуха яв-
ляется, по существу, получением до-
полнительного глубокого. холода —
холода, который может быть реализо-
ван на самом низком температурном
уровне цикла. Таким образом, в данном,
случае имеет место перенос холода,,
полученного на относительно высоком
температурном уровне, на самый низкий
уровень. Возможность этого переноса,
определяется, очевидно, большей теп-
лоемкостью сжатого воздуха.
В простом цикле с дросселирова-
нием при охлаждении воздуха за счет
рекуперации холода отходящего газа процесс теплообмена протекает при
все большем увеличении разности температур. Наличие больших темпера-
турных перепадов при теплообмене в этом цикле является показателем его
несовершенства, так как в соответствии со сказанным ранее, определяет
значительные потери от необратимости. Сближение линий теплообмена при
введении промежуточного охлаждения указывает на уменьшение необра-
тимости при таком видоизменении цикла и, следовательно, повышение-
эффективности (уменьшаются затраты работы при той же холодопроизво-
дительности или увеличивается холодопроизводительность при той же
затрате работы). Сближение температур не только уменьшает потерю от
необратимости при теплообмене, но уменьшает и потерю при дросселирова-
нии (вследствие понижения температуры прямого потока перед дросселем).
Количество необходимого аммиачного холода при одинаковой недоре-
куперации в основном и предварительном теплообменниках определится
увеличением холодопроизводительности, соответствующим переходу на более
низкий температурный уровень, и потерями в окружающую среду в аппа-
ратуре предварительного охлаждения. При большей недорекуперации в пред-
варительном теплообменнике потребуется, очевидно, соответствующее уве-
личение расхода аммиачного холода. При использовании предварительного
охлаждения также для осушки воздуха в балансе аммиачной установки
должна быть учтена и связанная с этим процессом статья расхода холода.
Если для воздухоразделительной установки принять потери холода
равными 11,5 кдж!кг, то для обеспечения соответствующей холодопроиз-
водительности при данном цикле, с промежуточным охлаждением до 230° К>.
необходимое давление сжатия будет равно 3,1 Мн/м\ Удельный расход,.
46
энергии при изотермическом к. п. д., равном 0,6, и холодильном коэффи-
циенте аммиачной установки 1,2 составит 500 + 5 = 505 кдж/кг или
610 кдж/м3 перерабатываемого ^воздуха; при выходе кислорода, равном
18,0% от объема перерабатываемого воздуха, удельный расход энергии
составит = 3400 кдж/м3 получаемого кислорода. Таким образом,
включение в цикл промежуточного аммиачного охлаждения позволяет
снизить давление сжатия с 5,5 до 3,1 Мн/м2, уменьшить расход энергии
на 13% сравнительно с простым циклом с дросселированием.
Использование роста холодопроизводительности при увеличении давле-
ния для перехода к воздухоразделительной установке двух давлений при
данном построении цикла должно дать значительно больший эффект. Напри-
мер, давлению сжатия 12,0 Мн/м2 и температурному уровню 230° К соответ-
ствует холодопроизводительность 43 кдж/кг. Если принять потери холода
равными 10 кдж/кг перерабатываемого воздуха — высокого и низкого давле-
ния, — то избыток холода на 1 кг воздуха высокого давления составит
43 — 10 = 33 кдж/кг. При давлении во втором потоке, равном 0,65 Мн/м2,
понижение энтальпии на температурном уровне 230° К, являющееся холодо-
производительностью этого потока, составляет около 2 кдж/кг. Следова-
тельно, за счет холода высокого давления необходимо покрыть на 1 кг воз-
духа низкого давления 10 — 2 = 8 кдж/кг.
При располагаемом избытке холода 33 кдж/кг можно, очевидно, обес-
печить подачу на 1 кг воздуха высокого давления около 4,0 кг воздуха низ-
кого давления.
' Расход энергии при изотермическом к. п. д. 0,6 на сжатие 1 кг воздуха
до 12,0 Мн/м2 составит 695 кдж и на сжатие 4 кг воздуха до 0,65 Мн/м2 —
.1090 кдж. Полный расход энергии на сжатие 5 кг воздуха будет равен
.1785 кдж.
Расход аммиачного холода на увеличение холодопроизводительности
^составит около 21 кдж на весь перерабатываемый воздух. Если принять
недорекуперацию в предварительном теплообменнике Л71 = 10 град и
потери холода аммиачной установкой в окружающую среду оценить в 10%,
то полный расход аммиачного холода на весь воздух будет равен 52,5 кдж,
а соответствующий расход энергии — 45 кдж.
Суммарный расход энергии составит 1830 кдж на 5 кг перерабатывае-
мого воздуха, а удельный расход 366 кдж/кг; при выходе кислорода, равном
.18%, удельный расход будет 366Q^05 = 2450 кдж на 1 м3 кислорода.
Таким образом, повышение давления до 12,0 Мн/м2 при промежуточ-
ном охлаждении до 230° К и использование получающегося увеличения
холодопроизводительности для перехода к схеме двух давлений позволило
получить дальнейшее уменьшение удельного расхода энергии примерно
на 28%.
В установке двух давлений соответствующим построением материально-
теплового баланса можно несколько увеличить обратный поток сравнительно
с прямым в части низкого давления. Соответственно можно уменьшить
’Обратный поток., идущий на теплообмен с воздухом высокого давления, что
должно дать, как это следует из сказанного выше, дополнительное увеличе-
ние холодопроизводительности цикла, за счет аммиачного холода.
Следовательно, в установке двух давлений, используя несколько боль-
шую теплоемкость потока воздуха, подаваемого под технологическим давле-
нием, по сравнению с теплоемкостью обратного потока всегда имеется воз-
можность перенести на самый низкий температурный уровень некоторое
.количество холода, произведенного на более высоком уровне. Это положение
47
является весьма существенным, так как оно справедливо не только в рас-
сматриваемом случае, но имеет общий характер.
Упрощенная схема построения цикла с двумя давлениями применительно
к воздухоразделительной установке дана на рис. 18. По этому принципу
в основном строятся схемы довольно крупных установок, предназначенных
для получения азота. Действительные параметры при нормальном режиме
близки к принятым в приведенном выше примере. Компрессор обеспечивает
возможность повышения давления сжатия до 20,0 Мн/м2 и резерв холодо-
производительности используется для покрытия дополнительного расхода
холода при пусковом периоде и при
ухудшении условий эксплуатации.
Больший эффект, чем при цикле с
простым дросселированием, должно дать
использование роста холодопроизводи-
тельности при включении промежуточного
охлаждения и для получения части про-
дукта в жидком виде. В данном случае
будет иметь место дополнительное, до
некоторой степени косвенное, повышение
холодопроизводительности цикла; оно свя-
зано с тем, что не все количество холода,
необходимое для сжижения, должно быть
передано на самом низком температурном
уровне и соответствует охлаждению от
начального температурного уровня до
промежуточного той части продукта,
которая выдается, в конечном счете,
в жидком виде. Вследствие уменьшения
количества холода, рекуперируемого
между этими уровнями, соответственно
может быть увеличено количество холода,
передаваемое сжатому. воздуху аммиаком
при охлаждении его до промежуточного
температурного уровня. Иначе говоря,
за счет аммиачного, полученного на отно-
уровне, холода будет уменьшено коли-
чество холода, необходимого для сжижения.
Например, npji давлении сжатия 20,0 Мн/м2, температурном уровне
230° К, потере холода на недорекуперацию и в окружающую среду
11,5 кдж/кг избыток холодопроизводительности, который может быть ис-
пользован на выдачу жидкого продукта, составит С1Ж = 61,7 — 11,5 =
= 50,2 кдж 1кг.
Количество холода, которое необходимо затратить на сжижение 1 кг
воздуха при начальной температуре 230° К, будет меньше, чем при началь-
ной температуре 300° К, на 1,0-70 = 70 кдж/кг и будет равно примерно
355 кдж/кг. Следовательно, за счет избытка холодопроизводительности
можно получить 50,2/355 = 0,14 кг жидкого воздуха или примерно 0,15 кг
кислорода на 1 кг перерабатываемого воздуха. При суммарном выходе кис-
лорода 18% или 0,18 м3 на 1 .м3 перерабатываемого воздуха выдача кисло-
0,15.1,205.100	7Г-0/ п
рода в жидком виде составит . * п .д— =75%. Расход энергии на
сжатие воздуха до 20,0 Мн/м? при изотермическом к. п. д. т]„э = 0,6 равен
757 кдж/кг.
Рис. 18. Цикл с дросселированием,
промежуточным (аммиачным) охлажде-
нием и двумя давлениями:
1 — компрессор низкого давления; 2—ком-
прессор высокого давления; 3 и 4 — холо-
дильники; 5 и 6 — предварительные теп-
лообменники; 7 и 8 — аммиачные тепло-
обменники; 9 и 10 — основные теплооб-
менники; 11 — ректификационная колон-
на; /2—воздушный дроссельный вентиль;
13 — аммиачный компрессор; 14— аммиа-
чный конденсатор
сительно высоком
48
Расход аммиачного холода составит: а) на увеличение холодопроиз-
водительности 26 кдж!кг\ б) на дополнительное охлаждение воздуха, за-
меняющее рекуперацию холода части продукта, выданной в жидком виде, —
0,14-70 = 9,8 кдж!кг. Если принять суммарный расход аммиачного холода
с учетом потерь равным 1,25-35,8 = 45 кдж!кг, то соответствующий расход
энергии будет около 40 кдж!кг.
Суммарный удельный расход энергии составит 757 + 40 = 797 кдж!кг,
т. е. будет больше, чем при получении газообразного продукта на 797 —
— 505 = 292 кдж!кг или 352 кдж'м? перерабатываемого воздуха. Если все
это увеличение расхода энергии отнести на жидкий кислород, то оно соста-
352
вит 075 0 18 = 2600 кдж!м? и удельный расход, отнесенный к жидкому
кислороду, можно считать равным 3400 + 2600 = 6000 кдж!м? или
4500 кдж!кг.
Таким образом, понижение температурного уровня с 300° К до 230° К
путем применения промежуточного аммиачного охлаждения дает уменьше-
ние удельного расхода энергии примерно на 13% на газообразный и на
28% — на жидкий продукт; при этом выход жидкого продукта увеличи-
вается больше чем в 2,5 раза.
4.	ЦИКЛ С ДВОЙНЫМ ДРОССЕЛИРОВАНИЕМ, ЦИРКУЛЯЦИЕЙ
И ПРОМЕЖУТОЧНЫМ (АММИАЧНЫМ) ОХЛАЖДЕНИЕМ
Промежуточное охлаждение может быть включено и в цикл с циркуля-
цией. Видоизменение схемы цикла (см. рис. 13) будет состоять только в том,
что основной теплообменник разделяется на две части, между которыми для
охлаждения всего воздуха высокого давления вводится аммиачный холо-
дильник. Влияние промежуточного охлаждения и качественно, и количе-
ственно вполне аналогично тому, которое получается при применении
в простом.цикле с дросселированием.
Выше отмечалось, что характерной особенностью цикла с циркуля-
цией является большая холодопроизводительность. При применении про-
межуточного охлаждения эта особенность будет еще более выраженной.
Холодопроизводительность (полная), отнесенная к 1 кг засасываемого воз-
духа, будет
Qx =	+	-IK),	(17)
где /н, In IK, — значения энтальпии при начальном, промежуточном и ко-
нечном давлениях, но взятые не на начальном температурном уровне, на-
пример, 300° К, а на промежуточном, например, 230° К; а — количество
циркулирующего воздуха (на 1 кг засасываемого).
Порядок определения расхода аммиачного холода такой же, как и
в предыдущем цикле.
При построении цикла в соответствии с оптимальными условиями
может быть обеспечена эффективность, близкая к эффективности наиболее
совершенных циклов, но при очень большой удельной холодопроизводи-
тельности. Так, например, при конечном давлении сжатия 20,0 Мн!м\
промежуточном давлении 4,0 Мн!м\ промежуточном температурном уровне
230° К и количестве циркулирующего воздуха а = 1,9 кг!кг может быть
направлено, за вычетом потерь от недорекуперации и в окружающую среду,
на получение жидкого продукта около 126 кдж!кг.
При таком количестве холода можно выдать в виде жидкого продукта
около 36% всего засасываемого воздуха, т. е. количество холода в этом слу-
чае значительно больше, чем необходимо для получения всего кислорода
4 П/ред. В. И. Епифановой	49
в жидком виде. Изменение параметров цикла с целью уменьшения холодо-
производительности должно привести к снижению эффективности. Неиз-
бежное при этом понижение давлений противоречит, по существу, самому
принципу построения цикла. В силу этого обстоятельства применение дан-
ного цикла, связанное со значительным усложнением аппаратуры и всего
комплекса оборудования, еще менее может быть оправдано на установках,
предназначенных для получения газообразного технического кислорода, и
построенных с технологическим потоком одного давления. С другой стороны,
вследствие большой удельной холодопроизводительности и относительно
высокой эффективности не исключена возможность использования рассма-
триваемого принципа построения цикла для отдачи холода «на сторону»
в комбинированных технологических схемах.
5.	ЦИКЛ С ДРОССЕЛИРОВАНИЕМ И МНОГОСТУПЕНЧАТЫМ (КАСКАДНЫМ)
ПРОМЕЖУТОЧНЫМ ОХЛАЖДЕНИЕМ
При рассмотрении цикла с дросселированием и промежуточным аммиач-
ным охлаждением отмечалось, что чем ниже температурный уровень цикла,
тем выше холодопроизводительность.
Дальнейшее понижение температурного уровня, определяющего холодо-
производительность, возможно при включении в цикл более глубокого
промежуточного охлаждения в виде второй ступени промежуточного охлаж-
Рис. 20. Характер изменения
холодопроизводительности цик-
ла с дросселированием при пони-
жении температурного уровня
в зависимости от конечного дав-
ления сжатия
Рис. 19. Характер изменения тем-
ператур при рекуперации холода
отходящего газа для двух ступеней
охлаждения
дения. Например, используя во второй ступени в качестве холодильного
агента этилен, можно получить промежуточный температурный уровень
175° К- Значительное дополнительное увеличение холодопроизводительности,
при этом хотя и получающееся за счет уже несколько более глубокого хо-
лода, должно дать дальнейшее повышение эффективности цикла что, в част-
ности, и характеризует дальнейшее сближение линий теплообмена (рис. 19).
Промежуточный температурный уровень можно понизить до 115° К, если
включить в цикл третью ступень охлаждения с таким холодильным агентом,
как метан.
Характер роста холодопроизводительности с понижением температур-
ного уровня будет зависеть от конечного давления сжатия (рис. 20). При
относительно высоких температурных уровнях повышение давления сжатия
вызывает постепенный рост холодопроизводительности. С понижением тем-
50
пературного уровня наблюдается замедление ее роста при повышенных
давлениях в связи с приближением к точкам инверсии. Сильное изменение
холодопроизводительности наблюдается в области температур и давлений,
близких к критическим. При температурах ниже критической резкий скачок
величины холодопроизводительности соответствует давлению конденсации
при данной температуре. Некоторое понижение холодопроизводительности
в этом случае с дальнейшим повышением давления связано с переходом
через точку инверсии.
Уже при промежуточном температурном уровне 175° К холодопроиз-
водительность (с учетом уменьшения затраты глубокого холода для сжижения)
больше той, которая требуется для получения всего кислорода в жидком
виде. Использование же избытка холода для построения схемы воздухо-
разделительной установки двух дайлений не оправдывается ввиду значи-
тельного усложнения всего комплекса оборудования и условий эксплуатации.
Как показывает более полный анализ, видоизменение цикла в рас-
сматриваемом направлении с дальнейшим понижением температур стано-
вится все менее целесообразным. При температурном уровне порядка 115° К
для получения большой холодопроизводительности уже нет надобности
в прйменении высоких давлений и по существу имеет место переход от ре-
генеративного холодильного цикла, основанного на принципе использо-
вания дроссель-эффекта, к так называемому, каскадному методу сжижения
газа с выдачей его в жидком виде, когда вопрос о рекуперации холода обрат-
ного газа или не возникает, или не имеет решающего значения.
Каскадный метод, впервые примененный Пикте для получения сжижен-
ного газа, в дальнейшем был усовершенствован Каммер л инг-Оннесом и.
использован им для создания в Лейдене (Голландия) лабораторной уста-
новки для получения низких температур и сжижения газов. В промышлен-
ном масштабе каскадный метод, несмотря на очень высокую эффективность,,
не нашел применения, за исключением единичных решений, вследствие*
большой сложности.
ЦИКЛЫ С ДЕТАНДЕРОМ
6.	ЦИКЛ С ДЕТАНДЕРОМ НА НИЗКОМ ТЕМПЕРАТУРНОМ УРОВНЕ
Принцип построения холодильного цикла воздухоразделительной уста-
новки является в основном регенеративным. В этом направлении построены
рассмотренные выше холодильные циклы. Такое же направление было на-
мечено для понижения температурного уровня получаемого холода и при
рассмотренци способа уменьшения энтальпии расширением газа в детан-
дере. Развивая теплообмен, можно и в данном случае получить холод на
самом низком температурном уровне, соответствующем начальному давле-
нию цикла, переходя все более в область насыщенного пара. Основной зада-
чей при организации теплообмена в схеме воздухоразделительной установки
явДяется обеспечение рекуперации холода отходящих газообразных про-
дуктов разделения путем нагрева их в процессе охлаждения перерабаты-
ваемого воздуха.
Схематически протекание такого цикла в диаграмме S—Т (рис. 21^
предполагается при изотермическом сжатии, изоэнтропийном расширении
сжатого воздуха, полной рекуперации холода отходящих газообразных
продуктов и отсутствии потерь в окружающую среду. Для упрощения цикл
будем рассматривать как воздушный холодильный (рис. 22).
После изотермического сжатия по линии 1—2 (см. рис. 21), при котором
энтальпия понижается с до /2, воздух охлаждается в теплообменнике при
4*	5В
постоянном давлении р2. В теплообменнике энтальпия воздуха по линии 2—3
понижается с /2 до /3 вследствие нагревания по линии 5—1 отходящего
газа, энтальпия которого повышается с /5 до Охлажденный сжатый
воздух направляется в детандер, где по линии 3—4 происходит изоэнтро-
пийное его расширение и энтальпия понижается с 13 до /4. После детандера
весь холод, полученный в цикле, отдается по линии 4—5 на сторону в хо-
лодоприемнике и энтальпия воздуха повышается до /5; с этой энтальпией
в виде сухого насыщенного пара воздух отводится в теплообменник ^а реге-
нерацию его холода.
При отсутствии потерь в теплообменнике имеем
12	3 = ^1	5 ИЛИ /5	/ з = IJ	/2 = Qdp,
где [Qdp — холод, определяемый дроссель-эффектом и полученный в ком-
прессоре.
Холод, полученный в детандере, соответствует понижению в нем энталь-
пии воздуха при его расширении:	= /3 — /4 = /6 — /4.
Рис. 21. Цикл с детандером на низком
температурном уровне в диаграмме
S—T
Рис. 22. Схема цикла с де-
тандером на низком темпе-
ратурном уровне:
1 — компрессор; 2 — холодиль-
ник; 3— теплообменник; 4—де-
тандер; 5 — холодоприемник
Для полного количества произведенного в цикле холода имеем
Qx= 15 Ь Л + Л — Л = Л ^3~\~ ^tn =
= I1-I2^hm = Qdp + hm,	(18)
т. е. полная холодопроизводительность является суммой холода, получен-
ного в компрессоре, и холода, полученного в детандере. На диаграмме S—Т
полное количество холода изображается заштрихованной площадью, соот-
ветственно складывающейся из двух частей.
В действительных условиях имеются потери холода от недорекупера-
ции QH и в окружающую среду Qo; кроме того, вследствие отклонения про-
цесса расширения в детандере от адиабаты, действительное понижение
энтальпии в нем будет меньше теоретического, соответствующего изоэнтро-
пийному процессу расширения.
Действительное понижение энтальпии (называемое также теплопере-
падом) в детандере h находится по теоретическому hm с помощью так назы-
ваемого адиабатического к. п. д. детандера т]аэ, определяемого опытным
путем:
Л — 'Цад^гп1
(19)
52
С учетом потерь количество располагаемого холода для отдачи на сто-
рону (если при построении цикла поставлена будет такая задача)
Qn — Qx—Qh — Qo — Qdp + — Qh — Qo = 11 — ^2 +
+ ^\adhm — Qh — Qo-	(20)
При подсчете расхода энергии учитывается, что детандером возвра-
щается работа
^эд = ^ад^тЛмех^эл >	(21)
где Цмех и Лэл — к. п- Д- соответственно механический и мотора (генера-
тора).	f
При намеченном выше порядке построения вся линия расширения
в детандере или часть ее попадает в область влажного пара. В теоретических
условиях необратимый процесс дросселирования в цикле полностью исклю-
чается, но вследствие различия в теплоемкостях прямого и обратного пото-
ков имеет место заметная необратимость при теплообмене. В действительно
осуществляемых циклах, как правило, ставится условие, чтобы в конце
расширения состояние пара по крайней мере соответствовало предельной
кривой, т. е. пар был сухим насыщенным. Требование это вызывается небла-
гоприятным влиянием влажности пара на адиабатический к. п. д.
Выход из области влажного пара возможен, очевидно, только при
соответствующем повышении температуры перед детандером без повышения
температурного уровня конечного получаемого холода. Обязательным усло-
вием сохранения наиболее низкого температурного уровня является обеспе-
чение полной рекуперации холода отходящего газа от состояния, соответ-
ствующего предельной кривой области насыщенного пара. Решение задачи
возможно путем отвода в детандер части охлаждаемого сжатого воздуха при
температуре, при которой в конце расширения получается сухой насы-
щенный пар, и включением в цикл дополнительного теплообменника, так
называемого (по Клоду) сжижителя. В этот теплообменник направляется
остающаяся после ответвления детандерного потока часть сжатого воздуха
в количестве, необходимом для обеспечения полной рекуперации холода.
Упрощенная схема построения соответствующего цикла показана на
рис. 23. Протекание цикла в диаграмме S—Т иллюстрируется (условно)
на рис. 24. По линии 2—3 происходит охлаждение сжатого воздуха в основ-
ном теплообменнике в процессе рекуперации холода по линии 7—8. В точке 3 к
кг воздуха ответвляется в детандер, где расширяется до состояния, соответ-
ствующего точке 6, лежащей на линии сухого насыщенного4 пара. По ли-
нии 3—4 (1—к) кг сжатого воздуха охлаждается в сжижителе в процессе
рекуперации холода по линии 6—7. Располагаемый холод может быть отдан
на сторону по линии 5—6 в количестве /6—/5, соответствующем заштрихо-
ванной площади.
Соотношения потоков должны быть подобраны таким образом, чтобы при
теплообмене в сжижителе во всяком случае была обеспечена разность тем-
ператур не менее некоторой принятой величины ДТт1п.
При соблюдении требования обеспечения рекуперации холода отходя-
щего газа возможность отвода той или иной части воздуха в детандер опре-
деляется увеличением теплоемкости воздуха при повышении давления.
Ход процесса теплообмена в данном случае схематично может быть пред-
ставлен так, как это показано на рис. 25>* **. Линии теплообмена здесь и
* Строго говоря, следовало бы ввести еще опытный коэффициент, больший единицы,
учитывающий, что в действительности процесс в детандере не является адиабатным. Поступле-
ние тепла извне следовало бы учесть и при оценке необратимости процесса.
** Точки 1—8 на рис. 25 соответствуют точкам 1—8 на рис. 24.
53
в других аналогичных построениях соответствуют А/ для 1 кг и а\1 —
для а кг газа.
Расхождение линий теплообмена по мере понижения температуры
охлаждаемого воздуха в основном теплообменнике дает возможность отвести
Рис. 23. Схема цикла с
детандером и ожижителем:
1 — компрессор; 2 — холо-
дильник; 3 — основной теп-
лообменник; 4 — детандер;
5 — ожижитель; 6 — дрос-
сельный вентиль; 7 — холо-
доприемник
Рис. 24. Цикл с детандером и ожи-
жителем в диаграмме S—Т
часть воздуха при заданной температуре Т&
в детандер; на теплообмен в сжижителе
должно быть оставлено столько воздуха,,
чтобы в месте наибольшего сближения
линий теплообмена была обеспечена некоторая заданная минимальная
разность температур &Тт[п.
Для определения начального состояния воздуха перед детандером
можно воспользоваться следующим построением в диаграмме S—/ (рис. 26)/
[49]. С достаточной степенью точности
изобару pKi соответствующую конеч-
Рис. 25. Процесс теплообмена в цикле
с детандером и сжижителем
Рис. 26. К определению начального
состояния воздуха перед детандером
ному давлению расширения в детандере,
можно считать прямой линией.
Откладывая на вертикали, проходящей через любую точку с этой изобары,,
f	1	V	О ”I*’
отрезок о—а, удовлетворяющий отношению ,
Лад
1 Лад
соеди-
54
•няем точки а и d. Линия а—d будет геометрическим местом точек, удовлетво-
ряющих условию	Точкой пересечения^ этой линии с изобарой рн,
соответствующей начальному давлению воздуха, подаваемого в детандер,
определится начальное состояние воздуха перед детандером, а следовательно,
и его температура. Чем выше будет адиабатический к. п. д., тем выше
должна быть температура перед детандером.
Задаваясь неполнотой рекуперации, из теплового баланса теплообмен-
ника можно определить энтальпию и температуру отходящего газа между
сжижителем и теплообменником, соответствующую точке 7 (см. рис. 24
Рис. 28. Цикл с детандером на низ-
ком температурном уровне приме-
нительно к воздухоразделительной
установке в диаграмме S—Т
Рис. 27. Схема цикла с детанде-
ром на низком температурном
уровне применительно к возду-
хоразделительной установке:
1 — компрессор; 2 — холодильник;
—	основной теплообменник;
—	детандер; 5 — сжижитель;
— дроссель; 7 — ректификацион-
ная колонна
з
4
6
и 25). Затем, задавшись минималь-
ным температурным напором АТт1п
в сжижителе, из баланса последнего
можно найти количество воздуха,
подаваемого в сжижитель, а следовательно, и то предельное количество
воздуха, которое может быть направлено в детандер.
Холодопроизводительность цикла при этом
Qx — Qdp ”Ь ^ad^m
(22)
я располагаемый холод для отдачи на сторону
Qn = Qdp + M]adhm — Qh — Qo-	(23)
Как будет видно из дальнейшего, в принципе, данный цикл, но с вы-
водом детандера из области влажного пара путем введения, в той или иной
форме, в теплообмен «петли» для обратного нагрева воздуха перед детанде-
ром, доложен в основу холодильных циклов современных крупных устано-
вок низкого давления.
С точки зрения энергетических показателей, при условии обеспечения
максимального эффекта разделения воздуха и при прочих равных условиях,
наиболее выгодным является полное использование в процессе разделения
всего перерабатываемого воздуха. Это положение в основном соблюдается
в установках, предназначенных для получения технического кислорода,
газообразного или жидкого с максимальным коэффициентом извлечения
«конечного продукта высокой чистоты. В этом случае обычно применяют
55
колонну двукратной ректификации, в которую воздух должен быть подан
под давлением порядка 0,6 Мн/м2.
Этим давлением (в дальнейшем его будем называть технологическим)
и ограничивается состояние воздуха после детандера. В принципе же схема
в отношении холодильного цикла будет аналогична показанной на рис. 23.
В воздухоразделительной установке, предназначенной для получения тех-
нического газообразного кислорода (рис. 27), давление после-детандера огра-
ничивается давлением в нижней колонне. Внутренний теплообмен в колонне,
организованный аналогично рассмотренному выше (см. рис. 10 и 11), для
получения жидких фракций, — с холодильным циклом связан только
ограничением давления воздуха после детандера. На рекуперацию холода
тз°к 1_,ах«д*/кг
к г
Рис. 29. Характеристики цикла с детандером на низ-
ком температурном уровне:
Тд — температура перед детандером; L — затрата работы
в кдж/кг\ — холодильный коэффициент действительного
цйкла; ео0 — эффективность действительного цикла по
отношению к идеальному (термодинамический к. п. д.)
подаются продукты разделе-
ния. Схематично в диаграмме
S—Т характер протекания
цикла показан на рис. 28;
для упрощения цикл рассма-
тривается как— воздушный
холодильный, но с внутрен-
ним теплообменом в области
пара, аналогичным теплооб-
мену, происходящему в ко-
лонне (линия 3—4 соответ-
ствует охлаждению в сжи-
жителе и испарителе колон-
ны, линия 5—6—7 — кон-
денсации в колонне). По
намеченному выше принципу
строятся так называемые
установки среднего давления
для получения газообразного
технического кислорода.
При использовании холо-
дильных циклов с дроссели-
рованием параметры самого
процесса разделения в ректификационной колонне при данной холодопро-
изводительности цикла на затрату энергии не влияли, хотя сам процесс
разделения по существу требует определенной затраты энергии. При по-
строении холодильного цикла с детандером процесс разделения отражается
на общей затрате энергии, так как ограничивает конечное давление расши-
рения величиной порядка 0,6 Мн/м2 и, следовательно, при той же холодопро-
изводительности требует повышения давления, а значит, увеличения затраты
энергии по сравнению с затратой энергии в чисто холодильном цикле. Вслед-
ствие принципиально более правильного построения цикла с детандером рас-
ход энергии на разделение воздуха, несмотря на ограничение конечного да-
вления расширения воздуха в детандере, получается значительно меньшим.
Так, если суммарные потери холода от недорекуперации и в окружа-
ющую среду составляют 11,5 кдж/кг, то (рис. 29) соответствующая холодо-
производительность Qx может быть обеспечена при давлении 1,2 Мн/м2
и удельный расход электроэнергии при выходе кислорода, равном 18%
объема перерабатываемого воздуха, составит около 2500 кдж/м* (при нор-
мальных условиях) получаемого кислорода \ т. е. будет примерно на 35%
меньше, чем при простом цикле с дросселированием.
1 В эксплуатационных условиях давление составляет 2,0—2,5 Мн/м? и удельный расход,
энергии около 2900 кдж/м3.
56
Ограничение конечного давления расширения в детандере очень сильно
сказывается на получаемом в нем теплоперепаде, так как относительное
понижение энтальпии при расширении особенно значительно именно в об-
ласти низких давлений, вследствие увеличения степени расширения. Напри-
мер, если при расширении с 1,2 до 0,6 Мн/м2, с адиабатическим к. п. д.
т|а(? = 0,65 и при условии получения в конце расширения сухого насыщен-
ного пара теплоперепад составляет около h = 11,6 кдж/кг, то при расшире-
нии в тех же условиях с 0,6 до 0,1 теплоперепад будет h = 28,8 кдж/кг,
т. е. в 2,5 раза больше. Для покрытия .принятых потерь холода в детандер
можно было бы отвести соответственно меньшее количество (около 40%)
перерабатываемого воздуха.
С повышением к. п. д. детандера и уменьшением потерь холода коли-
чество воздуха, которое необходимо отвести в детандер, уменьшается. При
тех значениях v\ad и тех величинах потерь холода, которые могут быть обес-
печены на крупных воздухоразделительных установках, количество воздуха,
отводимого в детандер, составит только 20—25%, что может быть сделано без
значительного ущерба для процесса разделения. Этим оправдывается отступ-
ление от указанного выше принципа полного использования воздуха для
его разделения и снятие ограничения по конечному давлению расширения
в детандере на крупных установках технологического кислорода низкого
давления. В этих установках холодильный цикл строится при исходном
давлении сжатия, соответствующем технологическому давлению в той или
иной мере, конечно, за счет процесса ректификации. Подробнее об этом будет
сказано ниже.
С повышением давления сжатия увеличивается холодопроизводитель-
ность и повышается эффективность цикла. Рост холодопроизводительности
отчасти связан с увеличением количества холода, полученного в компрес-
соре, в основном же он определяется увеличением холода, полученного
в детандере. С повышением давления возрастает располагаемый в детандере
теплоперепад hm и хотя по условиям теплообмена количество воздуха х,
подаваемого в детандер, уменьшается, конечный эффект, определяющийся
произведением xhm, все же заметно увеличивается.
Влияние давления на показатели цикла характеризуется кривыми 1
(рис. 29).
При построении кривых, относящихся к данному циклу, согласно ска-
занному выше, принято, что состояние воздуха после детандера должно
соответствовать сухому насыщенному пару при давлении 0,6 Мн/м2, и что
количество воздуха, оставляемого для теплообмена в сжижителе, должно
обеспечить на холодном его конце разность температур не менее 7 град.
В качестве исходных величин также приняты: начальный температурный
уровень 303,15° К, разность на теплом конце теплообменника 5 град, к. п. д.
детандера = 0,70.
Порядок расчета следующий [49]: 1) по заданному состоянию воздуха
после детандера, пользуясь приемом, показанным на рис. 26, определяют
температуру перед детандером Т'о', 2) из баланса основного теплообменника
находят температуру отходящего газа Тгп между ожижителем и теплообмен-
ником; 3) при принятой разности температур на холодном конце сжижи-
теля и найденной температуре Тгп проверяют возможность осуществления
теплообмена в сжижителе; 4) из баланса сжижителя определяют количество
воздуха, которое должно быть оставлено для теплообмена в сжижителе,
т. е. 1—х, а следовательно, и то, которое может быть направлено в детан-
дер, т. е. х.
Проверка возможности теплообмена в сжижителе необходима в связи
с сильным изменением теплоемкостей при понижении температур, особенно
57
при давлениях, близких к критическому, и с конденсацией воздуха прк
давлениях ниже критического.
Определить температуру Тгп и проверить возможность теплообмена
можно [49], пользуясь построением, показанным на рис. 30. По оси ординат
отложены изменения энтальпии воздуха при разных давлениях с пониже-
нием его температуры, причем за исходный уровень для давления р =
= 0,1 Мн!м2 принята температура 298,15° К, а для других давлений тем-
пература 303,1,5° К. Линию при р = 0,1 Мн!м2 можно рассматривать, как
характеризующую протекание процесса рекуперации холода отходящего
газа от температуры 82° К до температуры 298,15° К, на некоторой
части — в теплообменнике, на остальной — в сжижителе. Линии, начи-
Рис. 30. К определению количества воздуха, отводи-
мого в детандер
кающиеся от температуры.
303,15° К, отвечают, на соот-
ветствующем участке, охлаж-
дению воздуха в теплообмен-
нике, недорекуперация хо-
лода в котором характери-
зуется ДТ = 5 град. Гори-
зонтальные расстояния между
линией для р = 0,1 Мн!м2'
и кривыми для воздуха соот-
ветствуют разностям темпе-
ратур, имеющим место в про-
цессе теплообмена.
Часть процесса, относя-
щаяся к теплообменнику,
определяется принятой тем-
пературой перед детандером,,
в рассматриваемом случае
найденной из условия полу-
чения за детандером сухого
насыщенного пара. Горизон-
тальной линией, проходящей
через точку, соответствую-
щую Tq, определяется тем-
пература нагреваемого газа Тгп между теплообменником и сжижителем,
ниже этой температуры процесс теплообмена происходит в сжижителе.
При отводе части воздуха в детандер в сжижителе будет иметь место-
сближение температур и тем большее, чем больше будет отведено воздуха
в детандер.
Выше для характеристики предельного сближения температур была
намечена в качестве минимальной разность температур на холодном
конце сжижителя, равная ДТт1п = 7 град, т. е. допускалось охлаждение
воздуха, направленного в сжижитель, до температуры 88° К, до которой
и доведены линии изменения энтальпии воздуха, показанные на рис. 30.
Разности температур характеризуются, как это следует из самого построе-
ния, расстояниями между кривыми для воздуха и соответствующими им.
пунктирными прямыми линиями. Принятая разность температур на холод-
ном конце сжижителя, равная ДТ = 7 град, вполне обеспечивает в данном
случае возможность теплообмена в сжижителе при всех давлениях воздуха,,
так как она действительно оказывается минимальной. Этим построением,,
по существу, и определяется количество воздуха, которое необходимо оста-
вить для теплообмена в сжижителе, а значит, и то количество, которое может/
быть направлено в детандер.
58
На рис. 31 дана часть построения рис. 30 для давления воздуха 4,0 Мн/м1 2,
относящаяся к «ожижителю» х. Для охлаждения 1 кг воздуха от температуры
Т'д = 161° К (равной температуре перед детандером) до температуры 89° К
необходимо было бы отнять количество тепла, соответствующее отрезку а—с
ги равное 223 кдж/кг, тогда как отходящий газ может в ожижителе принять
только 50 кдж/кг, соответствующие отрезку b—с. Очевидно, 1—х = Ь~с =
= 50 = 0,22 и х = 1—0,22 = 0,78.
2,2,0	d с
Сравнивая графики рис. 12 и 29, можно видеть, что в рассматриваемом
цикле при высоких давлениях холодопроизводительность и эффективность
'более чем в 2 раза выше, чем в простом
цикле с дросселированием; особенно замет-
ное улучшение получается при относительно
невысоких давлениях.
Если сравнивать данный цикл и цикл
с дросселированием и промежуточным
охлаждением, улучшение будет заметно
меньше — при высоких давлениях, холодо-
производительность примерно на 10% боль-
ше, а эффективность — на 20%, но при
невысоких давлениях улучшение получается
весьма значительным, так, при давлении
3,0 MhIm2, холодопроизводительность и
эффективность в данном цикле повышаются
примерно в 3 раза. Приведенные выше по-
казатели получены при ограничении про-
цессом ректификации конечного давления
расширения в. детандере и при относительно
низком адиабатическом к. п. д. детандера,
который был принят т]а£ = 0,70. При повы-
шении к. п. д. г]ад улучшатся и показатели
цикла.
Температура
Рис. 31. К определению количества
воздуха, отводимого в детандер
При описанном выше построении предполагалось, что детандерный
-поток на подогрев обратного газа не направляется. В данном случае, когда
минимальная разность температур должна обеспечиваться на холодном
конце теплообменника, соответствующий температурный уровень может быть
несколько повышен включением в теплообмен детандерной ветви, имеющей
-сравнительно с обратным потоком повышенное давление. Соответственно
может быть увеличена доля воздуха, направляемая в детандер.
Рост холодопроизводительности при высоких давлениях может быть
использован в холодильных циклах для установок двух давлений и для
получения жидкого кислорода.
Цикл с детандером, при несколько измененных параметрах (о чем будет
сказано ниже) применяется в ряде установок двух давлений. В этом цикле
так же, как и в цикле с дросселированием и аммиачным охлаждением, путем
соответствующего построения материального баланса всей установки можно
несколько увеличить обратный поток в части установки низкого давления
и соответственно уменьшить обратный поток в холодильном цикле, что
1 При давлениях выше критического наименование «ожижитель» носит несколько услов-
ный характер. По мере повышения давления и повышения температуры перед детандером все
-большая часть теплообмена приходится на этот аппарат и он становится, по существу, основ-
ным теплообменником. В дальнейшем это наименование все же сохраняется как некоторая
.характеристика принципа построения цикла.
59
приведет к увеличению его холодопроизводительности. Влияние обратного
потока на холодопроизводительность особенно заметно и должно обязательно
учитываться при использовании цикла для получения части продукта в жид-
ком виде.
Количество жидкого продукта, которое может быть получено, опреде-
ляется соотношением
__ Qdp xh — QH — Qq
. ,	QcM
где QCM — количество холода, необходимое для сжижения 1 кг продукта,
охлаждаемого от исходного температурного уровня в кдж!кг.
В данном случае потеря от недорекуперации
Qu — (1	У) сРМ\,
где ср — теплоемкость воздуха при р = 0,1 Мн/л1 2;
А7\ — разность температур на теплом конце теплообменника.
Подставляя это выражение в приведенное выше соотношение, получим
,,  Qdp + xh— Qo — СрЬТц	/94Л
У ~ QCM-cp^TH •
Чем больше у, тем меньше обратный поток,, холод которого должен
быть рекуперирован, и тем больше может быть отведено воздуха в детандер,
а следовательно, больше получено холода. Выражение (24) дает связь
между х и у.
Другая связь может быть получена из баланса теплообмена в виде
следующего уравнения, где количество рекуперированного холода прирав-
нивается количеству тепла, отнятого при охлаждении воздуха ь.
(Л« —/2п)(1 — 4/) = Л —/э + (1 — х)(/а —/«),	(25)
здесь 1гк и 1гп — энтальпии потока обратного газа на выходе из тепло-
обменника й на входе в сжижитель;
Л, I'd, Ik — энтальпии сжатого воздуха перед теплообменником, перед
детандером (между теплообменником и сжижителем) и
на выходе из сжижителя.
Увеличение количества воздуха, подаваемого в детандер и .связанное
с ним повышение холодопроизводительности соответствуют, по существу,
получению и использованию этого дополнительного холода на более высоком
температурном уровне.
В принятой выше методике определения параметров процесса, связан-
ных с работой детандера, исходным положением было обеспечение получе-
ния сухого насыщенного пара за детандером. Получающийся при этом тем-
пературный уровень перед детандером не обязательно должен был соответ-
ствовать оптимальным условиям.
Протекание теплообмена имеет характер, схематично иллюстрируемый
сплошными линиями на рис. 32. Повышение температуры перед детандером Т&
увеличивает теплоперепад, но приводит к уменьшению количества подавае-
мого в него воздуха. Получающееся при повышении Т'э смещение линий
(пунктирных) теплоотдачи в сжижителе указывает на сближение линий
теплообмена и, следовательно, на целесообразность этого повышения.
Оптимальным условиям будет соответствовать максимальное сближение
этих линий. Максимальное сближение кривых, имеющих точку перегиба,
будет, очевидно, достигнуто при получении принятого минимального тем-
1 При этом не учитывается некоторое влияние на теплообмен потери в окружающую среду
теплообменником и сжижителем.
60
соотношений величин х и 1 — х
пературного напора, и на холодном конце сжижителя щ в некоторой проме-
жуточной точке. Дальнейшее повышение Т$ должно привести к расхождению
линий на холодном конце и, вообще говоря, к ухудшению показателей.
Включение в теплообмен детандерной ветви в этом случае на количество
воздуха, отводимого в детандер, отразиться не может и повлияет только на
использование температурных напоров.
Очевидно, что при работе на выдачу жидкого продукта, получение ко-
торого связано с отдачей значительной части холода на повышенных темпе-
ратурных уровнях, увеличение тем-
пературы перед детандером будет еще
более целесообразным.
На приведенном выше рис. 29 нане-
сены характеристики цикла (кривые 2)
при оптимальных соотношениях, наме-
ченных в соответствии со сказанным
выше [49]. Повышение холодопроизво-
дительности и эффективности сравни-
тельно с соответствующими получению
в конце расширения сухого насыщен-
ного пара составляет 3—5%, если же
при более высоких Т'д принять =
= 0,75, то оно составит около 8%. При
увеличении давления до 20,0 Мн/м2
температура перед детандером может быть повышена примерно до 260° К.
Ниже дается более подробное сравнение показателей циклов при давлении
сжатия 20,0 Мн/м2 с расширением воздуха в детандере до состояния сухого
насыщенного пара
(цикл 1) и с повышением температуры перед детандером
261° К (цикл 2); расширение в детандере пред-
полагается в соответствии с основным назначе-
нием рассматриваемых циклов др давления
0,6 Мн/м2.
В табл. 2—4 приведены параметры процессов
и распределение потерь от необратимости в от-
дельных звеньях цикла. Нумерация точек (1—12)
соответствует схематическому изображению цикла
в диаграмме S—Т, показанной на рис. 33. По
линии 2—3 происходит охлаждение 1 кг сжатого
воздуха при подогреве обратного газа по линии
7—8\ из состояния, соответствующего точке 5, х кг
сжатого воздуха расширяется в детандере до
состояния, соответствующего точке 9 (в цикле
1 — до состояния сухого насыщенного пара при
давлении 0,6 Мн/м2)\ детандерная ветвь в теп-
ло линии 3—4 1—х кг воздуха охлаждается за
7
1
X К с
вп а°с
о	s
Рис. 33. Цикл с детандером
на повышенном температур-
ном уровне в диаграмме S—Т
лообмен не вводится и
счет подогрева обратного газа по линии 6—8\ из состояний, соответст-
вующих точкам 4 и 9, предполагается дросселирование воздуха до давления
0,1 Мн/м2 и смешение потоков до состояния, соответствующего точке 12\
переход от точки 12 к точке 11 соответствует отдаче (полезной) холода на сто-
рону Qn и отточки 11 к точке 6 — потере холода Qo в окружающую среду.
Потери и затраты работы, связанные с отдельными звеньями цикла,
определяли обычным методом — по суммарному приросту энтропии рабочего
тела, умноженному на температуру окружающей среды, за вычетом тепла,
поступающего в данном звене извне или, что то же, с учетом соответствующего
уменьшения энтропии внешней среды. Очевидно, тот же результат полу-
61
Параметры процессов при давлении сжатия 20,0 Мн/м2,
Таблица 2
№ точек	Цикл 1			Цикл 2		
	Т в °К	I в кдж/кг	S в кдж/ (кг- град)	Т в °К	I в кдж/кг	S в кдж/ {кг-гр ад)
1	303,15	303,5	6,879	303,15	303,5	6,879
2	303,15	269,4	5,252	303,15	269,4	5,252
3	. 228,7	166,5	4,860	261,0	213,9	5,054
4	87,8	—101,1	3,022	87,8	—101,1	3,022
5	79,2	—101,1	3,304	79,2	—101,1	3,304
6	81,6	79,1	5,546	81,6	79,1	5,546
7 '	195,8	195,5	6,454	242,9	242,9	6,661
8	298,15	298,4	6,863	298,15	298,4	6,863
9	100,9	89,5	5,188	125,3	118,2	5,446
10	91,5	89,5	5,666	119,5	118,2 '	5,941
11	81,6	72,6	5,466	81,6	72,6	5,466
12	80,7	6,6 х = 0,565	4,651	80,7	4,2 х = 0,48	4,621
Баланс холода (в кдж на 1 кг перерабатываемого воздуха)
Таблица 3
Наименование	Цикл 1	Цикл 2
Количество холода, полученного:		
в компрессоре	— /2 • •	34,1	34,1
в детандере Qdem = х(13 — Z9)	43,5	45,9
Полная холодопроизводительность	77,6	80,0
Потери холода:	5,1	5,1
от недорекуперации QH = 1± — /8		
в окружающую среду		6,5	6,5
Холод, отданный на. сторону (полезный)	66,0	68,4
Таблица 4
Затраты работы
Наименование	Цикл 1		Цикл 2 '	
	в, кдж/ кг	в %	в кдж/кг	В %
Потери от необратимости: в основном теплообменнике L0.m~ 303,15 [(S8-S7) - - (S2- S3)]		5,2	\ М	1,3	0,3
в ожижителе Ьож = 303,15 [(S7 — -S6)-(l-x) (S3 - S4)]	32,8	7,1	17,1	3,7
при дросселировании — от точ- ки 3 к точке 4 Ldp = = 303,15 (1 — х) (S5 — S4)	37,2	8,1	44,6	9,7
от точки 9 к точке 10 Ьдр = = 303,15% (S10 — S9) • • • •	81,9	17,8	72,1	15,7
при смешении LCM = 303,15 [S12— (1	%) ^5	xS10] • • • •	3,7	0,8	15,9	3,5
.62
Продолжение табл. 4
Наименование	Цикл 1		Цикл 2	
	в кдж/кг	В %	в кдж/кг	В %
в детандере ^попг. дет ~ = 303,15* (S9 — 83) ....	56,2	12,2		12,4
с уходящим обратным газом Ly.s= 303,15 (Sj-Sg) - — Q„ = 303,15 (Sx-Sg) — - (A - A) 		0,013	0,003	0,013	0,003
Затрата на холод, потерянный в ок- ружающую среду, Lo= 303,15 X X (S6 - Sn) Qo = 303,15 (S6 — Sn)	(/e — Л1)	Qo х. у 303,15-—Тп Гц	17,7	3,9	17,7	3,9 ‘
Затрата на холод, отданный на сто- рону (полезный) Ьпол = 303,15 X X («$ц — 512) — Qn = 303,15 (8П ^12) — (Л1	Л2)		181,7	39,5	187,8	40,8
Работа, полученная в детандере ^дет ~ х (J3	^э)	 ।	43,5	9,5	45,9	10,0
Всего- . •	459,9	100,0	459,4	100,0
Работа, затраченная на изотермиче- ское сжатие Lu3 = 303,15 (8г — — s2) — (А — А) 		459,3		459,3	
Действительная работа сжатия (при Лиз 0>6)	 ...	766,0	167,0	766,0	167,0
Возврат работы детандером (при ЦмехЧэл 0,85)			37,0	8,1	39,0	8,5
Действительная затрата работы • • Эффективность (холодильный коэф- фициент) действительного цикла: ,	по полной холодопроизводитель- ности				729,0	10,7	727,0	11,0
по холодопроизводительности, отданной на сторону •	—	9,1	—	9,4
Относительная эффективность (тер- модинамический к. п. д.) действи- тельного цикла: по полной холодопроизводитель- ности еоа 			29		30
по холоду, отданному на сторо- «У еод			—	25	—	26
чился бы при построении анализа по изменению эксергий, так как определе-
ние потерь от необратимости и в этом случае, в конечном счете, сводится
к определению произведений То^ AS.
В выполненном анализе потеря' холода в окружающую среду не связыва-
лась с определенным элементом цикла. Предполагалось, что она происходит
так же, как и отдача (полезная) холода на сторону, на самом низком темпе-
ратурном уровне. Характерно, что на сумме потерь не отразилось бы, если
бы потеря в окружающую среду былд отнесена к теплообменнику, причем
безразлично — ко всей его длине, к холодному или теплому его концу. При
этом произошло бы лишь соответствующее перераспределение остальных
\	63-
потерь. Конечно, в последнем случае при подсчете потери работы необходимо
было бы из произведения T0&S рабочего тела вычесть тепло, полученное
из окружающей среды, или учесть соответствующее изменение ее энтропии..
Из табличных данных видно, что при принятом в расчете повышении
температуры перед детандером потери от необратимости вследствие дроссе-
лирования практически не изменились, ходопроизводительность несколько
увеличилась, повысилась и эффективность цикла несмотря на некоторое
увеличение потери от необратимости при смешении потоков, проходящих
через дроссель и через детандер. Это увеличение полностью компенсируется
уменьшением потери от необратимости при теплообмене в результате сбли-
жения температур. Последнее, являющееся характерным для перехода
Рис. 34. К характеристике необратимости при теплообмене
к рассматриваемому циклу и по существу определяющим целесообразность
его применения, очень хорошо можно проследить на рис. 34, где кривые 1
и 2 относятся соответственно к циклу 1 и циклу 2. При переходе от цикла 1
к циклу 2 эффект был бы несколько меньше при включении в теплообмен
в цикле 1 детандерной ветви; долю воздуха, отводимого в детандер, в этом
случае можно было бы увеличить до 0,575.
Сближение температур при теплообмене, приводящее к уменьшению
потерь от необратимости, при условии одинаковых потерь от недорекупера-
ции и одинаковой минимальной разности температур при теплообмене,
является настолько характерным для оценки степени совершенства приме-
няемых в интересующей нас области циклов (в основном регенеративных),
что это позволило нам положить в основу сравнительного анализа циклов
и поиска более совершенных решений, именно, оценку потери от необрати’
мости при теплообмене. Нет необходимости проводить детальный анализ
потерь от необратимости в отдельных звеньях цикла — достаточно оценить
потерю при теплообмене, причем большей частью для этого можно
просто проследить за ходом изменения температур при рекуперации холода
обратных газов. Такое упрощение сравнительного анализа является тем
более целесообразным, что термодинамический анализ по элементам цикла
не позволяет дать в явном виде оценку потерь работы вследствие недоре-
куперации, а как правило, и поступления тепла из окружающей среды,
64
которые, однозначно определяя соответствующее увеличение требуемой
холодопроизводительности, приводят к повышению необратимости в разных
элементах цикла.
Конечным эффектом уменьшения потери от необратимости при тепло-
обмене и получающегося при этом, как правило, уменьшения потери от дрос-
селирования вследствие понижения температуры ветви, направляемой на
дроссель, является увеличение количества холода, образуемого расшире-
нием остальной части газа с совершением внешней работы.
В связи с некоторым увеличением холодопроизводительности и повыше-
нием температуры перед детандером при намеченном выше методе назначе-
ния параметров можно обеспечить и несколько больший выход жидкого
продукта. Количество получаемой жидкости можно определить, пользуясь
соотношениями (24) и (25).
При работе на жидкость
температуры перед детан-
дером могут быть еще не-
сколько повышены.
Количество получаю-
щейся жидкости у, при-
веденное на рис. 35, под-
считано по соотношениям
(24) и (25) в соответствии
с рис. 29 (кривые 2). При
подсчете не учтена воз-
можность некоторого даль-
нейшего повышения темпе-
ратуры перед детандером
при работе на жидкость.
На графике, показанном
на рис. 35, нанесены также
Рис. 35. Показатели цикла с детандером на низком тем-
пературном уровне при работе на жидкости
количества воздуха, отводимого в детандер х, удельные затраты энергии
(на 1 кг жидкости) и значения эффективности цикла по отношению к
идеальному циклу сжижения год. Характерно, что при работе на жидкость
относительная эффективность цикла заметно ниже, чем в случае, соответ-
ствующем рис. 29. Связано это с тем; что основная часть холодопроизво-
дительности цикла может быть реализована на самом низком темпера-
турном уровне. При давлении 20,0 Мн/м? количество воздуха, отводимого
в детандер, увеличилось на 30% и количество получаемого жидкого воздуха
составило 0,19 кг на 1 кг перерабатываемого воздуха при удельном расходе
энергии 3800 кдж на 1 кг жидкости.
В современных установках адиабатический к. п. д. поршневого детан-
дера может быть принят равным 0,72—0,75, несколько снижены потери
холода и при выходе кислорода, равном 19% (от объема перерабатываемого
воздуха), он весь может быть выдан в жидком виде. Расход энергии при этом
составит 3400—3600 кдж на 1 кг жидкого кислорода.
Намеченное выше построение цикла с раширительной машиной можно
рассматривать, в той или иной мере, как «классическое» для холодильного
цикла воздухоразделительных установок. Показатели его по холодопроиз-
водительности и эффективности, как цикла холодильного, несколько огра-
ничены конечным давлением расширения в детандере, принятым равным
технологическому давлению. Снятие этого ограничения в случае, например,
применения данного цикла только как чисто холодильного или для полу-
чения жидкого воздуха позволило бы значительно повысить холодопроиз-
водительность при более высокой эффективности.
5 П/ред. В. И. Епифановой	[65
Значительные теплоперепады в области низких давлений и ряд преиму-
ществ работы в этой области давлений реализуются в цикле низкого давле-
ния с высокоэффективной расширительной машиной, предложенном
акад. П. Л. Капицей для получения жидкого воздуха, а затем и для полу-
чения жидкого кислорода (см. главу IV). Тенденции повышения температуры
перед детандером соответствует предложенное Гейляндтом построение цикла
с раширительной машиной на исходном температурном уровне, хотя оно и
определилось несколько иными соображениями. Предложенное Гейляндтом
решение нашло применение и получило широкое распространение значи-
тельно раньше, чем выявилась и была реализована фирмой Лер Ликид
в цикле с детандером на низком температурном уровне (цикле Клода) целе-
сообразность повышения температуры пёред детандером.
Прежде чем перейти к рассмотрению цикла с детандером на исходном
температурном уровне остановимся на следующих двух модификациях цикла
с детандером на низком температурном уровне: предложенном Клодом двух-
ступенчатом расширении и предложенной Ле-Ружем установке детандера
на обратном потоке повышенного давления.
При построении цикла с детандером на низком температурном уровне
для обеспечения условий работы детандера и вывода с этой целью конца
расширения из области влажного пара было использовано повышение тем-
пературы перед детандером. Решить эту задачу можно и другим путем.
Клодом было предложено применить двухступенчатое расширение. При
этом имеется в виду не ступенчатое расширение в последовательно работа-
ющих цилиндрах, а установка отдельных детандеров с промежуточным
подогревом между ними воздуха, подаваемого в последующий детандер.
Такой цикл, до некоторой степени, аналогичен применяемому в паро-
технике циклу расширения с Промежуточным перегревом, но имеется и су-
щественное различие. В то время, как в паровых двигателях преследуется
цель возможно большего увеличения работы путем некоторого повышения
основной затраты тепла, сопровождаемого возрастанием энтальпии пара,
при построении холодильного цикла основной задачей является не возвра-
щение части затрачиваемой на сжатие работы, играющее относительно
незначительную роль, а возможно большее понижение конечной энтальпии
хладоагента. Выполнение последнего требования при минимальном значе-
нии энтропии в конце процесса подготовки хладоагента исключает возмож-
ность промежуточного подогрева за счет получения тепла извне. Цикл
может строиться только при промежуточном подогреве за счет дополнитель-
ного охлаждения сжатого газа и при условии рекуперации холода отходя-
щих газов.
Анализ возможного эффекта распределения расширения на два детандера
показывает, что такое видоизменение цикла сравнительно с рассмотренным
выше повышением температуры перед детандером ведет к уменьшению коли-
чества холода, получаемого при расширении, а следовательно, и эффектив-
ности. В этом можно убедиться также, анализируя характер протекания
линий теплообмена в обоих случаях.
Цикл этот, несмотря на некоторые преимущества в отношении возмож-
ности уменьшения потерь при расширении, не нашел применения в промыш-
ленности, вследствие более низкой общей эффективности, а также большей
сложности.
Расширение в двух и более ступенях, во всяком случае теоретически,
могло бы быть оправдано при условии возможности отдачи на сторону холода,
соответствующего изменениям температуры между ступенями.
Заметный эффект также может быть достигнут при расширении части
воздуха в последней ступени до давления, близкого к начальному давле-
66
нию цикла — атмосферному. Такой перепад давлений может быть осуще-
ствлен конечно только за счет процесса разделения; он связан с увеличением
количества перерабатываемого воздуха и введением циркуляционного по-
тока с соответствующим усложнением установки, о чем будет сказано ниже.
В рассматриваемом направлении можно было бы путем установки
детандеров между конечным давлением сжатия и промежуточным давлением
циркуляционного потока и между конечным давлением сжатия и конечным
давлением расширения видоизменить цикл с двойным дросселирование^
и циркуляцией при повышенном промежуточном давлении как без приме-
нения, так и с применением промежуточного охлаждения. Несмотря на вы-
сокую возможную эффективность такое решение вследствие значительной
сложности не. получило практического применения, за исключением частич7
ного осуществления в одной установке небольшой производительности?
В циклах с детандером, предназначенных для разделения воздуха,
расширение в детандере происходит от давления сжатия да некоторого про-
межуточного давления, определяемого работой разделительной колонны;
дальнейшее понижение давления до начального происходит в дроссельных
вентилях. Возможно и такое построение цикла, когда расширение от давле-
ния сжатия до промежуточного давления, при котором происходит разделе-
ние, производится в дроссельном вентиле, продукты разделения получаются
при давлении выше начального, а имеющийся перепад давлений до началь-
ного срабатывается в детандере по выходе из колонны. Весь процесс разделе-
ния воздуха при этом должен идти, конечно, при повышенных давлениях.
Такой цикл с детандером на отходящих газах повышенного давления
был предложен Ле-Ружем. При надлежащем построении процесса теплооб-
мена и выборе промежуточного давления цикл этот характеризуется отно-
сительно высокой эффективностью. Необходимым условием возможности
применения этого цикла как холодильного является использование холода
на повышенном температурном уровне, а применительно к воздухораздели-
тельной установке — осуществление процесса разделения воздуха при более
высоких, чем обычно, давлениях, т. е. при менее выгодных параметрах.
Цикл этот в таком* виде практически не применяется. Аналогичным по прин-
ципу можно считать встречающееся, например, в комбинированных циклах
использование для расширения в детандере азота, отбираемого из-под крышки
конденсатора ректификационной колонны.
7. ЦИКЛ С ДЕТАНДЕРОМ НА ИСХОДНОМ ТЕМПЕРАТУРНОМ УРОВНЕ
Возможность установки детандера на исходном температурном уровне,
так же как и повышение температур перед детандером в предыдущем построе-
нии цикла, определяется увеличением теплоемкости воздуха с повышением
давления. Вследствие большей теплоемкости сжатого воздуха по сравнению
с теплоемкостью отходящего газа, холод которого должен быть рекупериро-
ван, можно (за счет, конечно, уменьшения температурного напора) напра-
вить на рекуперацию холода отходящего газа только часть сжатого воздуха,
а остальную часть отвести в детандер.
Упрощенная схема построения такого цикла, как цикла холодильного
или предназначенного для получения жидкого воздуха, приведена на рис. 36.
Схематически протекание цикла в диаграмме S—Т показано на рис. 37;
предполагаются теоретические/условия — изотермическое сжатие, изоэнтро-
пийное расширение в детандере, полная рекуперация холода отходящего
газа и отсутствие потерь в окружающую среду; и для упрощения цикл
рассматривается как воздушный холодильный; условность изображения
связана также с тем, что величины потоков воздуха, участвующего в отдель-
ных процессах, не соответствуют 1 кг.
5*	•	67
После изотермического сжатия по линии 1—2, при котором энтальпия
понижается с 1г до 12, часть воздуха (х кг) расширяется в детандере, причем
энтальпия его понижается на hm = 12 — /3, а часть (1—х кг) воздуха на-
правляется в теплообменник. В теплообменнике энтальпия проходящего
через него воздуха, в количестве 1—х кг, понижается по линии 2—4 с /2
до Ц за счет нагревания по линии 3—1 1—х кг воздуха, прошедшего через
дроссель, и х кг воздуха, прошедшего через детандер. В дополнительном
теплообменнике происходит по линии 4—5 дальнейшее понижение энталь-
пии 1—х кг воздуха с Ц до /5 вследствие рекуперации холода такого же
количества воздуха, энтальпия которого по линии 6—3 повышается с /6
до /3. В точке 5 1—х кг воздуха дросселируется до давления plt после чего
весь произведенный холод по линии 7—6 отдается на сторону в х^лодо-
Рис. 36. Схема цикла с детандером на
исходном температурном уровне:
1 — компрессор; 2 — холодильник; 3— де-
тандер; 4 — основной теплообменник;
5 — дополнительный теплообменник; 6 —
дроссель; 7 — холодоприемник
Рис. 37. Цикл с детандером на
исходном температурном уровне
(в теоретических условиях) в
диаграмме S—Т
приемнике, причем энтальпия 1—х кг воздуха повышается до /6; с этой
энтальпией 1—х кг воздуха в виде сухого насыщенного пара отводится в до-
полнительный теплообменник на рекуперацию его холода.
По балансу теплообменников при отсутствии потерь имеем (1 — х) X
X (/2 - /6) = (1 - х) (/3 - /в) + Л - /3.
Пользуясь этим выражением, для полного количества произведенного
в цикле холода получим Qx = (1 — х) (IQ — /7) = (1 — х) (/6 — /5) =	—
— I2 + X2 — /з) = Qdp + т- е- полная холодопроизводительность
и в данном случае является суммой холода, получаемого в компрессоре,
соответствующего дроссель-эффекту, и холода, полученного в детандере.
На диаграмме S—Т полное количество холода изображено заштрихованной
площадью. Холод, полученный в детандере на относительно высоком тем-
пературном уровне, благодаря более высоким значениям теплоемкости сжа-
того воздуха оказывается перенесенным на самый низкий уровень.
С учетом адиабатического к. п. д. детандера холодопроизводительность
Qx	X^ladfyn Qdp 4"
Количество располагаемого холода за вычетом потерь составит Qn =
= Qx— QH — Qo = Qdp + xh — Qh — Qo- Это количество холода может
быть отдано на сторону. При использовании получаемого холода для вы-
дачи жидкого продукта количество обратного холодного газа будет меньше
и соответственно меньше будет необходимо подать воздуха на рекуперацию
его холода, а следовательно, можно больше отвести воздуха в детандер.
При отсутствии необходимости в отдаче холода на сторону и в выдаче
жидкого продукта, т. е. при Qn = 0, как это может иметь место при разде-
68
лении воздуха с получением газообразных продуктов, холодопроизводитель-
ность цикла должна соответствовать потерям.
При построении цикла, показанного на рис. 36, после основного тепло-
обменника включен дополнительный, который на холодопроизводительность
не влияет и воздух после детандера может быть подан на смешение с обрат-
ным потоком, идущим непосредственно из холодоприемника. Kajc будет
ясно из дальнейшего, теплообмен при этом может быть обеспечен. Дополни-
тельный теплообменник дает возможность более целесообразно использо-
вать температурные напоры и уменьшить общую поверхность теплообмена.
Применительно к воздухоразделительной установке упрощенная схема
цикла показана на рис. 38, а характер его протекания в диаграмме S—Т —
на рис. 39. В данном случае в соответствии с использованием всего воздуха
Рис. 38. Схема цикла с детандером
на исходном температурном уровне
применительно к воздухораздели-
тельной установке:
1 — компрессор; 2 — холодильник;
3 — детандер; 4 — теплообменник;
5 — дроссель; 6 — ректификационная
колонна
Рис. 39. Цикл с детандером на
исходном температурном уровне
применительно к воздухоразде-
лительной установке в диаграм-
ме S—Т
для разделения расширение в детандере доводится только до давления
в нижней колонне и детандерный поток направляется на разделение. Дрос-
селирование сжатого воздуха также доводится до давления нижней колонны.
Горизонтальные линии, намеченные в области влажного пара, соответствуют
процессам теплообмена внутри колонны (конденсации и испарению) и при
принятом конечном давлении расширения в детандере на холодопроизво-
дительность не влияют. Жидкие фракции нижней колонны дросселируются
до давления в верхней колонне. Организация детандерной ветви в теплооб-
меннике, охлаждение в которой соответствует линии 3—6 на рис. 39, в рас-
сматриваемом цикле на холодопроизводительность не влияет. Минимальная
разность температур, определяющая количество воздуха, которое может
быть отведено в детандер, в данном случае соответствует температурному
уровню более высокому, чем тот, на котором может быть введен детандерный
поток. Поэтому с холодильным циклом этот дополнительный процесс тепло-
обмена, по существу/не может быть связан и определяется целесообразностью
использования температурных напоров для уменьшения суммарной поверх-
ности теплообмена.
Как и во всяком цикле с детандером, для повышения холодопроизво-
дительности целесообразно направлять в детандер возможно большее коли-
чество воздуха. Ограничение накладывается условием обеспечения рекупе-
рации и достаточных температурных напоров в теплообменнике. В данном
69
случае, как и в предыдущем цикле, при выборе температурных параметров
в сжижителе и при расчете процесса в теплообменнике необходимо учиты-
вать переменную теплоемкость воздуха. Изменение температурного напора
по ходу теплообмена происходит не по прямой линии, и назначение некото-
рого заданного напора на одном конце теплообменника ограничивает до
некоторой степени выбор напора на другом его конце. Схематически
это можно пояснить построением, приведенным на рис. 40, характеризу-
ющем работу верхней части теплообменника при высоких давлениях и вы-
полненным аналогично показанному на рис. 31.
Температуры воздуха Те и отходящего газа Т'ё на теплом конце тепло-
обменника при заданной неполноте рекуперации,.определяющей температур-
ный напор на этом конце Д7\ = Т'в —
Т'г = а, являются заданными. Распреде-
ление температурных напоров по ходу
теплообмена зависит от количества про-
Рис. 41. Определение температурных,
напоров в теплообменнике в зависимо-
сти от количества проходящего через
него воздуха
Рис. 40. Построение для определения коли-
чества воздуха, необходимого для рекупе-
рации
ходящего воздуха. Очевидно, если поставить условие, чтобы температур-
ный напор нигде не был меньше ДТ = а, то предельное уменьшение
количества проходящего воздуха получается в том случае, когда касатель-
ная к кривой 1—2 в точке 1 параллельна практически прямой линии 3—4,
т. е. кривая 1—2 приходит в положение 1—2'. При дальнейшем уменьше*
нии количества воздуха линии теплообмена еще более сближаются и для
некоторых точек расстояния между ними по горизонтали будут меньше а.
Для обеспечения на всех уровнях напора не меньше заданного (ДТ = а)
необходимо идти на увеличение недорекуперации, отодвигая линию 3'—4'
в Параллельное положение 3—4, удовлетворяющее условию ДТ а. По-
вышение температурного напора на входе в теплообменник и связанное
с ним понижение температуры отходящего газа увеличивает неполноту
рекуперации, но, с другой стороны, позволяет уменьшить количество сжа-
того воздуха, проходящего через теплообменник. При этом увеличивается
часть воздуха, направляемая в детандер, и, следовательно, количество полу-
чаемого в нем холода.
Наибольший эффект, учитывая оба изменения, получается при неко-
тором определенном соотношении рассматриваемых величин, определяемом
путем подбора. Этот прием увеличения количества воздуха, отводимого
в детандер, может быть использован и при выборе параметров для рассмо-
тренного выше цикла с детандером на низком температурном уровне.
70
Наивыгоднейшие соотношения можно подобрать так, как показано
схематически на рис. 41. Построив линию теплоотдачи для 1 кг воздуха
между начальной температурой Т’в и температурой, например, после детан-
дера Т'д и проведя ряд касательных к ней, измеряют расстояния между
концами линии 1—2 и концами касательных, ограниченных осью абсцисс
и горизонтальной линией, проходящей через точку 2.
Увеличивая измеренные расстояния на величину, соответствующую
заданной минимальной разности ДТ = а, находят температурные напоры
и температуры отходящего газа Т’г' и Тг на теплом и холодном концах верх-
ней части теплообменника.
По балансу данной части теплообменника определяют соотношение
,	С-1 г
между количествами воздуха и отходящего газа: 1—х = —------
zi ~1 д
Рис; 42. Оптимальные разности темпе-
ратур (ДТК) на теплом конце теплооб-
менника и соответствующие им коли-
чества воздуха х, отводимого в дета-
ндер
Рис. 43. Характеристики цикла с детандером
на исходном температурном уровне
Найденные таким путем при ДТ = а = 5 град оптимальные температур-
ные напоры на теплом конце теплообменика и соответствующие им количе-
ства воздуха х, подаваемого в детандер, нанесены на графике, показанном
на рис. 42, где пунктиром даны также значения х', соответствующие мини-
мальному напору на теплом конце Теплообменника ДТ = 5 град.
Характеристики цикла при разных давлениях сжатия при оптималь-
ных условиях приведены на графике, показанном на рис. 43; адиабатиче-
ский к. п. д. детандера при этом принят т]аа = 0,75 и изотермический к. п. д.
компрессора т\из = 0,6.
На графике показана «условная» холодопроизводительность Qx, полу-
ченная за вычетом увеличения потери от недорекуперации сравнительно
с недорекуперацией, соответствующей ДТ = 5 град. Она значительно больше,
чем при минимальной разности температур на теплом конце теплообменника
(на 25—30% при средних давлениях и на 15—10% — при высоких давле-
ниях). Связано это с • заметным увеличением количества воздуха х,
отводимого в детандер, особенно значительным в области средних дав-
лений при увеличении температурного нацора на теплом конце теплооб-
менника.
С понижением давления наблюдается довольно резкое уменьшение
холодопроизводительности, что определяется не только снижением тепло-
перепада в детандере, но и быстрым уменьшением количества воздуха, по-
даваемого в детандер. В этом отношении можно констатировать значительное
71
различие между рассматриваемым циклом и циклом с детандером на низком
температурном уровне. В последнем случае холодопроизводительность
с понижением давления уменьшается сравнительно медленно, так как при
этом увеличивается количество воздуха, подаваемого в детандер, и только
при низких давлениях падает резко.
Характером изменения холодопроизводительности определяется то,
что при пониженных давлениях показатели рассматриваемого цикла зна-
чительно хуже, чем показатели цикла с детандером на низком температур-
ном уровне. Так (см. рис. 29 и 43), если в цикле с.детандером на низком тем-
пературном уровне для обеспечения работы воздухоразделительной уста-
новки при потерях 11,5 кдж/кг достаточно было давления около 1,2 Мн/м2,
то при рассматриваемом цикле оно должно быть около 3,0 Мн/м2, т. е. при-
мерно такое же, как и в цикле с дросселированием и промежуточным аммиач-
ным охлаждением. Показатели сравниваемых циклов сближаются только
при давлении порядка 20,0 Мн/м2 и даже при этом давлении рассматривае-
мый цикл имеет несколько худшие показатели, несмотря на принятый, более
высокий к. п. д. детандера; с понижением давления относительное ухудше-
ние показателей данного цикла становится все более заметным.
На рис. 34 пунктирными линиями показан ход изменения температур
в основном теплообменнике при рекуперации холода обратного газа в рас-
сматриваемом цикле с детандером на исходном температурном уровне при
давлении сжатия 20,0 Мн/м2, разности температур на теплом конце (недо-
рекуперации) 13,2 град и минимальной разности температур в теплообмен-
нике 3 град.
Большей частью для оценки необратимости при теплообмене достаточно
бывает сопоставить только ход изменения температур в сравниваемых циклах.
Иногда же, как например, в данном случае, при сопоставлении цикла с де-
тандером на исходном температурном уровне с рассмотренным выше циклом
с детандером на низком температурном уровне, ход изменения температур
в котором характеризуется кривыми, обозначенными на рис. 34 цифрой 2,
провести сравнения таким путем затруднительно. В этом случае следует
построить изменение пр ходу теплообмена величин 1/Т и сравнить площади,
заключенные между кривыми, соответствующими прямому и обратному
потокам. Эти площади дают суммарные изменения энтропии при теплооб-
мене и, следовательно, непосредственно характеризуют необратимость в теп-
лообменниках обоих сравниваемых циклов. По соответствующим графикам
(рис. 34) величин 1/Т легко установить, что при теплообмене в цикле,
к которому относятся линии с цифрой 2, необратимость меньше, чем в цикле
с детандером на исходном температурном уровне, хотя в нем и принята в ка-
честве минимальной значительно меньшая разность температур. Последний
цикл должен быть менее эффективным. Подсчет показывает, что даже общая,
без учета увеличения недорекуперации, холодопроизводительность в этом
цикле будет меньше.
При сопоставлении теплообмена, характеризующегося на рис. 34 пунк-
тирными линиями и линиями с цифрой 1, необратимость в последнем случае
оказывается несколько больше, но в данном случае это является только
следствием несравнимости принятых исходных условий, — уменьшением
более чем в 2 раза допустимой минимальной разности температур при тепло-
обмене и увеличением разности температур на теплом конце; последнее
было принято для достижения возможно большего общего сближения тем-
ператур и прежде всего в низкотемпературной части теплообменника.
При одинаковой минимальной разности температур в сравниваемых двух
циклах необратимость при теплообмене была бы одинаковой, но при увели-
ченной разности температур на теплом конце, т. е. увеличенной недорекупе-
72
рации в цикле с детандером на исходном температурном уровне. Увеличение
же недорекуперации приводит к тому, что последний цикл, даже в усло-
виях, принятых при построении графиков, показанных на рис. 34, оказы-
вается менее эффективным вследствие значительного увеличения потери
холодопроизводительности от недорекуперации, увеличения, составля-
ющего в данном случае около 10% от общей холодопроизводительности
цикла.
В соответствии с отмеченными выше характеристиками рассматривае-
мый цикл, как правило, в установках одного давления для получения газо*
образного технического кислорода не применяется.
Относительно большая холодопроизводительность при высоких давле-
ниях может быть использована в воздухоразделительных установках двух
давлений. Так решены, на-
пример, установки КГ-300-М
и КТ-1000. В таких установ-
ках путем соответствующего ojo
построения материально-
теплового баланса можно
уменьшить обратный поток
в холодильном цикле и вслед-
ствие этого увеличить отвод
воздуха в детандер, а следо- 0,30
вательно, и холодопроизво-
дительность цикла.	Q 20
В некоторых условиях
может оказаться целесообраз-
ным применить рассматри-
ваемый цикл как чисто хо-
Рис. 44. Показатели цикла с детандером на исходном
температурном уровне при работе на жидкость
лодильный. При этом может
быть осуществлено или пол-
ное расширение сжатого
воздуха до давления, близкого к атмосферному, или неполное расши-
рение, но с циркуляцией детандерного потока.
Если принять конечное давление расширения воздуха в детандере рав-
ным 0,11 Мн/м2, то при оптимальных соотношениях потоков и адиабатиче-
ском к. п. д. детандера = 0,75 увеличение холодопроизводительности и
повышение эффективности сравнительно с приведенными на рис. 43 составят
при высоких давлениях сжатия воздуха около 10% й при средних давлениях
20—25%.
Относительная эффективность цикла при давлении сжатия воздуха
20,0 Мн/м2 в теоретических условиях достигает 80%. Получающаяся в дей-
ствительности невысокая эффективность определяется, очевидно, не столько
несовершенством самого цикла, сколько несовершенством работы применяе-
мого при его реализации оборудования, отчасти связанным с параметрами
цикла.
Цикл с детандером на исходном температурном уровне нашел широкое
применение в установках для получения жидкого технического кислорода.
При работе на жидкость и в данном случае может быть уменьшено количе-
ство воздуха, направляемого на теплообмен и соответственно увеличен отвод
на детандер. Количество воздуха, отводимого в детандер х, и получающейся
жидкости у нанесены на графике рис. 44. При определении величин х и у
приняты те же температурные напоры на теплом конце теплообменника,
что и при составлении графиков, показанных на рис. 42. Величины х и у
связаны соотношением (24).
73
К величине х можно перейти от значений, приведенных на рис. 42 и
обозначенных далее через хг, пользуясь следующим соотношением:
1 - X = (1 - у) (1 - хг),
или
х= 1—(1 — г/)(1— хг) = хг + (1—хг)у,	(26)
соответствующем уменьшению обратного потока, направленного на реку-
перацию холода. Это выражение использовано как вторая связь между
величинами х й у.
Если через уг обозначить количество жидкости, соответствующее холо-
допроизводительности при работе на газ (см. рис. 43), т. е.
__Qdp ~i~	— Qo — Ср^Тн
Qcotc CplXT н
то для величины у можно написать
У =-------тт—пт- •	(27)
J __ (1 —хг) h	v 7
QcOtC СрЫ н
На рис. 44, кроме значений у и х, подсчитанных по соотношениям (27)
и (26), нанесены также удельные затраты энергии на 1 кг жидкости и значе-
ния эффективности цикла по отношению к идеальному &од (термодинамиче-
ского к. п. д.). Замечание, приведенное выше об относительной эффектив-
ности при работе на жидкость, остается справедливым и в’ данном случае.
При давлении 20,0 Мн/м2, количество получаемого жидкого воздуха состав-
ляет около 0,19 кг на 1 кг перерабатываемого воздуха.
Таким образом, выход жидкого продукта в данном случае получается
примерно таким же, как и в цикле с детандером на пониженном температур-
ном уровне, несмотря на более высокий, принятый в данном случае, адиаба-
тический к. п. д. детандера. Это указывает на целесообразность некоторого
снижения температуры перед детандером и приближения именно к тому
построению цикла с детандером, которое выше было характеризовано, как
«классическое». Такое видоизменение цикла учтено в современных уста-
новках — детандер устанавливают на несколько пониженном температурном
уровне, что в некоторых случаях связано с включением на промежуточных
температурах процесса осушки воздуха. 8
8. ЦИКЛ НИЗКОГО ДАВЛЕНИЯ
Цикл низкого давления был предложен акад. П. Л. Капицей. Исходной
предпосылкой при построении такого цикла было, создание им высокоэффек-
тивного турбодетандера с адиабатическим к. п. д., достигающим значений
порядка 0,80 — 0,82. Основная идея предложения заключалась в возмож-
ности применения при переходе к крупным установкам только турбомашин.
Цикл был предложен и осуществлен для получения жидкого продукта —
вначале воздуха, а затем кислорода. Термодинамически такое направление
в решении задачи не является в достаточной мере оправданным, так как для
обеспечения высокой эффективности процесса получения жидкого продукта,
требующего большой затраты холода, значительная часть которого, к тому
же, могла бы быть получена на более высоком температурном уровне, сле-
довало бы идти на возможно большее повышение давления сжатия, как это
ясно из приведенного выше анализа циклов. С другой стороны, высокие
давления требуют применения поршневых машин, имеющих ряд крупных
недостатков эксплуатационного и экономического характера, усложняющих
74
состав оборудования и управление им, и технически ограничивающих воз-
можности перехода к установкам большой производительности. Применение
при низком давлении турбокомпрессоров и высокоэффективных турбодетан-
деров, использование для теплообмена регенераторов, позволяющих исклю-
чить специальное оборудование для
осушки, и очистки воздуха от дву-
окиси углерода, упрощение управле-
ния установкой, неограниченные по
существу возможности увеличения
мощности установок позволяют счи-
тать данное решение в ряде случаев
целесообразным и практически оправ-
данным. Необходимо также учиты-
вать, что ограничение в обычных
циклах конечного давления расши-
рения в детандере исключает исполь-
зование области с относительно зна-
чительными перепадами энтальпий.
В данном случае именно эта область
Рис. 45. Сопоставление теплоперепадов при
конечном давлении расширения в детандер?
1 и 6 Мн/м2,
используется.
На рис. 45 дано сопоставление теплоперепадов h при расширении в де-
тандере до конечных давлений рк = 0,1 Мн/м2 и рк = 0,6 Мн/м2, причем
в области низких давлений принят = 0,80, а повышенных т]^ = 0,70;
в конце расширения предполагается состояние сухого насыщенного пара.
Рис. 46. Схема цикла низ-
кого давления для полу-
чения жидкого воздуха:
Рис. 47. Цикл низкого давле
ния в диаграмме S—Т
/ — турбокомпрессор; 2—ре-
генераторы; 3 — турбодетан-
дер; 4 — конденсатор
При давлениях сжатия, например,
0,6 и 1,5 Мн/м2 и расширении до
0,1 Мн/м2 получаются такие жетеп-
лоперепады, как и при расширении от давлений 3,5 и 10,0 до 0,6 Мн/м2,
что соответствует примерно степеням расширения 0,2 и 0,06.
Упрощенная схема цикла для получения жидкого воздуха показана
на рис. 46, а схематическое изображение цикла в диаграмме S—Т — на
рис. 47, Линия 2—3 соответствует охлаждению всего сжатого воздуха в ре-
генераторах, линия 3—4—5 — охлаждению, конденсации и переохлажде-
нию ау кг воздуха в конденсаторе (у — количество жидкого продукта,
а — коэффициент, учитывающий дросселирование от точки 5 к точке 6),
по линии 3—7 происходит расширение (/—az/) кг воздуха в турбодетандере,
\	'	75
по линии 7—8— подогрев (1 — у) кг обратного газа в конденсаторе и по
линии 8—9—в регенераторах.
Обычно применяется одноколесный турбодетандер со степенью расши-
рения около 0,17. Если принять степень расширения 0,17 и давление после
турбодетандера, с учетом сопротивлений в теплообменной аппаратуре,
рк = 0,12 Мн/м2, то давление перед ним будет 0,7 Мн/м2. При температуре
перед турбо детандером, обеспечивающей получение в конце расширения
сухого насыщенного пара, и адиабатическом к. п. д. цад = 0,8 используемый
теплоперепад составит /г = 37,2 кдж/кг. Используя для приближенного под-
счета количества жидкого продукта выражение (24) и принимая Qdp =
= 1,5 кдж/кг, а = 1,1, QCOfC — 430 кдж/кг и Qo + ср\Тн = 6,5 + 5,0 =
= 11,5 кдж/кг, получим
= 0>058 ,
Расход энергии при давлении компрессора (с учетом потерь на сопро-
тивления) 0,73 Мн/м2, изотермическом к. п. д. компрессора t]w3 = 0,6 и
коэффициенте, учитывающем внешние потери турбодетандера, i% — 0,85
составит 260 кдж на 1 кг перерабатываемого воздуха или 4500 кдж на 1 кг
жидкого воздуха.
Недостатком цикла является небольшой выход жидкого продукта и
значительная доля потерь холода, связанная с большим количеством пере-
рабатываемого воздуха. При работе на жидкий кислород выход будет еще
меньше вследствие необходимости обеспечения достаточного количества
флегмы для ректификационного аппарата и связанного с этим требованием
уменьшения количества воздуха, направленного в турбо детандер. С другой
стороны, в крупных установках, предназначенных для получения жидкого
кислорода, могут быть снижены потери в окружающую среду и на недоре-
куперацию. Удельный расход энергии в таких установках может составить
5000—5750 кдж на 1 кг жидкого кислорода.
Заметное увеличение выхода жидкого продукта и уменьшение удель-
ного расхода энергии может быть получено с повышением давления сжатия.
Так, например, при давлении'1,5 Мн/м2 количество жидкого воздуха уве-
личивается примерно в 2 раза, а удельный расход энергии уменьшается на
25%. При работе на жидкий кислород с одним турбодетандером предел целе-
сообразного повышения давления определяется ограничениями, наклады-
ваемыми процессом ректификации. Очевидной становится целесообразность
включения дополнительного турбодетандера для срабатывания излишнего
перепада давлений, причем на температурном уровне более высоком, чем
определяемый требованием получения в конце расширения сухого насыщен-
ного пара.
Изменить показатели цикла в благоприятную сторону можно также,
если ввести относительно небольшую дополнительную ветвь воздуха высо-
кого давления с предварительным охлаждением, направить весь этот воздух
на расширение в детандер и присоединить его затем к потоку низкого давле-
ния. Таким путем в цикл может быть введено значительное количество хо-
лода на более высоком температурном уровне, чем получаемый в основном
цикле, и последний принципиально целесообразнее будет использован.
Расчет показывает, что если, например, ввести дополнительно 10%
воздуха с давлением 20,0 Мн/м2, охлажденного (аммиаком или фреоном)
до 250—230° К, то выход жидкого продукта увеличится на 80—90%, а удель-
ный расход энергии уменьшится примерно на 30%. Это видоизменение цикла
потребует, конечно, соответствующего увеличения теплообменных поверх-
ностей и является по существу переходом к циклу двух давлений.
76
В крупных установках, характеризующихся относительно небольшими
удельными потерями холода в окружающую среду и на недорекуперацию
и предназначенных для получения газообразных продуктов разделения к
цикл низкого давления с турбо детандером является основным холодильным
циклом. В этом цикле расширение части воздуха от исходного — техноло-
гического давления до давления, близкого к атмосферному, происходит за
счет некоторого уменьшения флегмового числа в ректификационном аппарате.
9. ЦИКЛ С ДЕТАНДЕРАМИ НА РАЗНЫХ ТЕМПЕРАТУРНЫХ УРОВНЯХ
воздуха, оставленного в нем для
1—х2 кг воздуха и линия
При построении цикла с детандером на низком температурном уровне
основной задачей было сближение линий теплообмена в области низких
температур, при установке детандера на исходном температурном уровне —
в области более высоких температур. Возмож?ю, конечно, одновременное
применение обоих этих приемов с установкой двух детандеров и отводом во
второй детандер из теплообменника части
теплообмена, минуя первый детандер.
Такая модификация цикла представ-
ляет, очевидно, частный случай возмож-
ного приближения линии теплоотдачи
к линии теплополучения, т. е. уменьшения
среднего температурного напора путем
постановки ряда детандеров, работающих
на дополнительных отводах газа по мере
понижения его температуры [49].
Характер протекания линий тепло-
обмена при двух детандерах иллюстри-
руется рис. 48. Для упрощения предпола-
гается, что воздух после первого детандера
на соответствующем температурном уровне
в теплообменник не направляется. Если
линия 1—2 соответствует охлаждению
1—хг кг воздуха, линия 2—3 — охлажу
4~5—6 — рекуперации холода 1 кг обратного газа (при замкнутом бала-
нсе), то для соответствующих частей теплообменника справедливы, оче-.
видно, следующие соотношения (без учета потерь в окружающую среду):
О	*1) (^1	^2) ~ ^6
(1	Х2) U 2   /з) = ^5   Л*
Количество воздуха, направляемого в первый детандер, будет равно хг.
Соответственно этому полная холодопроизводительность
0.x Qdp + -р (Х2	%1) ^2>
где hr и 1г2 — используемые теплоперепады в первом и втором детандерах.
При отводе у кг в виде жидкого продукта вторые части соотношений
для теплообменника следует умножить на (1—у).
При выборе величин хг и х2 необходимо считаться с принятым ранее
ограничением температуры воздуха, поступающего во второй детандер,
обеспечивающим в конце расширения получение сухого насыщенного пара.
Имея это в виду, можно исходить или из оптимальных значений хг и опре-
делять удовлетворяющие указанному ограничительному условию значения х29
или, принимая оптимальные значения х2, определять хг. Больший эффект
получается во втором случае.
77
Сравнение результатов такого сочетания двух детандеров с показате-
лями циклов с одним детандером показывает, что при соответствующем по-
строении процесса теплообмена увеличение холодопроизводительности и
эффективности составляет 5—10%, причем оно больше при средних давле-
ниях и меньше при высоких. Небольшой получающийся эффект объясняется
тем, что при двух детандерах увеличение количества воздуха, отводимого
в один из них, уменьшает возможность отвода в другой или уменьшает рас-
полагаемый теплоперепад, а при упомянутом выше ограничении температур
большей частью влечет за собой и то, и> другое. Несколько более выгодным
является включение в цикл с детандером на низком температурном уровне
промежуточного охлаждения, о чем будет сказано ниже.
В рассматриваемом цикле удельная холодопроизводительность может
быть увеличена, если воздух после первого детандера направить не на раз-
деление, а в теплообменник. В этом случае относительное количество обрат-
ного газа в нижней части теплообменника уменьшится и соответственно уве-
личится отвод во второй детандер. Такое решение связано, по существу,,
с включением в цикл циркуляционного потока.
10. ЦИКЛ С ДЕТАНДЕРОМ И ПРОМЕЖУТОЧНЫМ (АММИАЧНЫМ)
ОХЛАЖДЕНИЕМ
Возможность включения промежуточного охлаждения в цикл с дрос-
селированием определялась различием в теплоемкостях прямого и обратного*
потоков. Это позволяло перенести некоторое количество холода, произве-
денного на относительно высоком температурном уровне, на низкий, что*
в конечном счете выражалось в дополнительном понижении энтальпии пря-
мого потока и характеризовалось сближением линий теплообмена.
В цикле с детандером использование большей теплоемкости сжатого
воздуха положено в основу самого построения цикла и также позволяет
перенести холод с более высоких температурных уровней на более низкий.
При включении в цикл детандера на исходном температурном уровне область
температур, соответствующая промежуточному охлаждению, оказывается
уже использованной и применение такого охлаждения, с точки зрения уве-
личения холодопроизводительности, не может дать никакого эффекта, во
всяком случае, при оптимальных соотношениях потоков в цикле..
В этом легко убедиться и по характеру протекания линий теплообмена
в данном случае. Хотя по существу самого цикла промежуточное охлаждение
является излишним, в некоторых случаях целесообразно его включать
в общую схему, например при осушке воздуха вымораживанием. При не-
высоких давлениях сжатия, двух давлениях и большой производительности
по перерабатываемому воздуху затрата холода на конденсацию и выморажи-
вание влаги может составить заметную статью в общем балансе, которую
целесообразно будет покрыть холодом, полученным в дополнительной аммиач-
ной установке.
В цикле с детандером на низком температурном уровне через первый
теплообменник проходит весь воздух. Сближение линий теплообмена имеет
место в области относительно низких температур и применение промежуточ-
ного охлаждения дает заметное повышение эффективности. Все же
и в данном случае увеличить холодопроизводительность, полностью соответ-
ственно повышению дроссель-эффекта на промежуточном температурном
уровне, не представляется возможным. Определяется это получающимся при,
введении промежуточного охлаждения сдвигом линии теплообмена в области
средних температур (рис. 49), что соответствует схеме организации теплооб-
мена, данной на рис. 50. При отсутствии промежуточного охлаждения по
78
линии 1—2 (рис. 49) имело бы место охлаждение 1 кг воздуха в основном
теплообменнике, по линии 2—3 — охлаждение (1—х) кг воздуха в сжижи-
теле. Вводя промежуточное охлаждение, например с помощью аммиачной
машины, получим следующее протекание процесса теплообмена: по ли-
нии 1—4 охлаждается 1 кг воздуха в предварительном теплообменнике,
.по линии 4—5 продолжается его охлаждение в аммиачном теплообменнике
И затем по линии 6—7 — в основном теплообменнике; по линии 7—3 проис-
х$цит охлаждение (1—х) кг воздуха в сжижителе. Таким образом, в аммиач-
ном. теплообменнике (холодильнике) мы получаем дополнительное пониже-
ние энтальпии на величину, изображаемую отрезком 5—6, но одновременно
Рис. 49. Изображение процесса теплообмена
при промежуточном охлаждении в цикле с де-
тандером
Рис. 50. Схема теплообмена при
промежуточном охлаждении в
цикле с детандером:
1 — предварительный теплообмен-
ник; 2 — аммиачный теплообмен-
ник; 3 — основной теплообменник;
4 — детандер; 5 — ожижитель;
6 — дроссель; 7 — холодоприемник
происходит понижение температуры воздуха,
направляемого в детандер (в количестве
х кг) с Т2 до 7\, а следовательно, и неко-
торое уменьшение располагаемого теплопе-
репада в детандере. В результате эффект получается несколько меныиим, чем
можно было бы ожидать по количеству холода, сообщенного аммиаком.
При некоторых параметрах процесса температура 7\ может оказаться
ниже той, при которой обеспечивается получение в конце расширения сухого
насыщенного пара. В таком случае необходимо сдвинуть линию охлаждения
в основном теплообменнике из положения 6—7 в положение S—9, т. е.
пойти на повышение температуры перед детандером за счет некоторого умень-
шения количества тепла, отнимаемого в аммиачном холодильнике. Это
уменьшение будет соответствовать увеличению недорекуперации на выходе
из основного теплообменника — недорекуперации на промежуточном тем-
пературном уровне \
Холодопроизводительность можно определить из выражений (22) и
(23),. но и должны быть взяты для промежуточного температурного
уровня, a Qo — для аппаратуры, работающей ниже этого уровня.
Характеристики цикла приведены на рис. 51; при этом приняты: т]из =
= 0,6; г]ад = 0,70 и У — по намеченным выше оптимальным соотношениям;
при давлениях более 14,0 Мн/м1 2, для обеспечения необходимой температуры
перед детандером соответственно уменьшен эффект промежуточного охлаж-
дения.
1 В этих условиях несколько выгоднее повысить промежуточный температурный уро-
вень.
79
Из сравнения данных, приведенных на рис. 51 и 29, видно, что приме-
нение промежуточного аммиачного охлаждения до 233° К при давлениях
12,0 Мн1м? дает увеличение холодопроизводительности до 20% и такое же
примерно повышение эффективности год (термодинамического к. п. д.);
при дальнейшем увеличении давления эффект снижается, причем настолько,
что переход к давлению порядка 20,0 Мн!м? уже не оправдывается.
При использовании цикла
в установке двух давлений воз-
можное увеличение обратного
потока в части установки низ-
кого давления и соответствую-
щее уменьшение обратного
потока в холодильном цикле
приводит к повышению холодо-
производительности, как за счет
расширения в детандере боль-
шего количества воздуха, так
и за счет увеличения количества
аммиачного холода.
Заметное влияние на пока-
затели цикла должно оказать
введение промежуточного ох-
лаждения при работе на выдачу
Рис. 51. Характеристики цикла с аммиачным про- ЖИДКОГО продукта. В ЭТОМ СЛу-
межуточным охлаждением и детандером чае количество глубокого хо-
лода, необходимого для сжи-
жения 1 кг при начальном температурном уровне 303,15° К и промежу-
точном 233° К будет меньше на величину 1,0-70 = 70 кдж!кг, покрывае-
мую аммиачным холодом. Количество холода, получаемого в детандере,
будет больше вследствие уменьшения обратного потока и возможности
соответствующего увеличения отвода воздуха в детандер.
На рис. 52 приведены дан-
ные по выходу жидкого воз-
духа у при промежуточном
охлаждении до температуры
233° К и соответствующие удель-
ные затраты работы Ьэ (на 1 кг
жидкости). При этом количество
воздуха %, отводимого в детан-
дер, получено перерасчетом
данных, соответствующих при-
веденным на рис. 51 *; потеря
в окружающую среду принята
равной 6,3 кдж на 1 кг перера-
батываемого воздуха и недоре-
куперации \ТН = 5 град. При
' Рис. 52. Показатели цикла с аммиачным проме-
жуточным охлаждением и детандером при работе
на жидкость
давлении 11,0—12,0 Мн1м? (рис. 52) может быть обеспечена выдача всего»
получаемого кислорода в жидком виде при удельном расходе примерно
3400 кдж на 1 кг жидкого кислорода.
При более высоких давлениях избыточная холодопроизводительность
может быть использована для подачи дополнительного количества воздуха
под давлением, определяемым процессом ректификации, что приведет к сни-
* Возможность некоторого повышения температуры перед детандером не учитывалась.
80
жению удельного расхода энергии^ но при усложнении установки. В круп-
ных установках показатели могут быть улучшены вследствие уменьшения
потерь холода, повышения к. п. д. детандера и дальнейшего сближения
линий теплообмена.,
* *
*
х Намеченные выше сочетания способов понижения энтальпии, по суще-
ству, исчерпывают основные модификации холодильных циклов, приме-
няемых в воздухоразделительных установках. Цикл с детандером всегда
включает и использование дроссель-эффекта, роль которого в балансе холода
увел, чивается с повышением давления сжатия. Применение промежуточного
охлаждения в виде одной ступени — первой ступени так называемого «ка-
скадного метода» — с помощью аммиачной, иногда фреоновой машины,
в конечном счете увеличивает дроссель-эффект; при работе на выдачу жидкого
продукта промежуточное охлаждение также уменьшает затрату глубокогсг
холода. Характерным является то, что по мере повышения давления сжатия,
как видно из анализа цикла с детандером и промежуточным охлаждением,
взаимное влияние отдельных факторов ограничивает возможное повышение
общей эффективности, дальнейший рост которой приостанавливается.
Выделение холодильных циклов для самостоятельного рассмотрения
позволило установить закономерности, имеющие общий характер. Большей
частью элементы холодильного цикла органически связаны с другими ча-
стями технологической схемы и выделение его в виде отдельного контура или
затруднено, или не представляется возможным. Практически при построе-
нии технологической, схемы и ее анализе в этом и нет необходимости, — до-
статочно использовать те закономерности, которые были установлены при
рассмотрении холодильных циклов.
В установках относительно небольшой производительности весь пере-
рабатываемый воздух используется как хладоагент и обычно полностью
участвует в процессе ректификации, хотя в принципе и возможно за счет
резервов процесса ректификации расширение части воздуха в детандере до
давления, близкого к конечному давлению в установке при получении
жидкого продукта.
С увеличением мощности установок основным направлением является
переход к комбинированным решениям, оправдываемым в данных конкрет-
ных условиях особенностями технологической схемы.
В установках средней производительности, предназначенных для полу-
чения газообразных продуктов разделения, необходимая холодопроизводи-
тельность обеспечивается почти полностью за счет эффективного холодиль-
ного цикла, связанного, как правило, с применением высокого давления.
Основная часть воздуха подается при этом под технологическим давлением.
Участие этого потока в холодильном балансе выражается в некотором до-
полнительном дроссель-эффекте и в возможности переноса (вследствие не-
сколько большей его теплоемкости сравнительно с обратным потоком) на
низкий температурный уровень некоторого количества холода, произведен-
ного в основной части холодильного цикла на более высоком температурном
уровне.
Использование в детандере за счет резервов процесса ректификации тех-
нологического давления позволяет обеспечить значительную часть необхо-
димой холодопроизводительности, а в крупных установках полностью перейти
к циклу низкого давления.
В крупных установках, рассчитанных на получение части продукта
разделения в жидком виде, в силу технологических соображений включают
в общую схему (в виде более или менее отдельного контура) чисто холодиль-
6 П/ред. В. И. Епифановой	$1-
ный цикл с циркуляцией. Как будет видно из анализа схем установок (см.
главу IV), связь этого цикла с общей технологической схемой и, соответ-
ственно, его роль в обеспечении необходимой холодопроизводительности,
а также влияние на конечные показатели общей эффективности, зависят от
построения всей схемы воздухоразделительной установки, определяемого
данными конкретными условиями.
В цикле, предназначенном только для холодильных целей, нет, очевидно
необходимости в ограничении давления расширения воздуха в детандере
процессом ректификации. Если по каким-либо причинам и может оказаться
желательным ограничиться давлением после детандера более высоким, чем
конечное в установке, то его целесообразно использовать. При этом необ-
ходимо возвратить рабочий агент, в данном случае воздух, под давлением
после детандера снова в компрессор для сжатия, т. е. включить эту часть
потока в циркуляцию. Таким образом исключается затрата работы Ча сжатие
соответствующей части воздуха от атмосферного давления до давления после
детандера. Несколько больший эффект может быть получен, если обеспечить
полное расширение воздуха, т. е. довести давление расширения после детан-
дера до начального давления в системе. В крупных установках для этого,
может быть применен турбо детандер; расширение воздуха при этом будет
происходить с более высоким к. п. д., чем в хорошо работающих поршневых
расширительных машинах.
Относительная эффективность (термодинамический к. п. д.)- цикла вы-
сокого давления с полным расширением, предназначенного для получения
глубокого холода при условиях, близких к теоретическим, достигает 80%.
Очевидно, ожидать кардинальных сдвигов в теоретической характеристике
при каком-либо ином построении цикла для получения глубокого холода
не представляется возможным. С другой стороны, если нельзя ожидать
значительного увеличения теоретической эффективности путем внесения тех
или иных изменений в построение цикла, то не исключается возможность
заметного улучшения действительной его характеристики. В этом отношении
безусловно целесообразно включение промежуточного охлаждения как
в цикле с ограниченным давлением расширения и циркуляцией, так ив цикле <
с полным расширением [16]. Особенно заметный эффект получается в цикле,
предназначенном для выдачи жидкого продукта.
При промежуточном охлаждении и установке одного детандера требо-
вание обеспечения в конце расширения сухого пара ограничивает величину
давления перед детандером или в конце расширения. Обойти это затрудне-
ние можно путем применения двухступенчатого расширения (рис. 53) [16].
В рассмотренных выше регенеративных циклах сближение линий тепло-
обмена при рекуперации холода обратного газа и увеличение холодопроиз-
водительности достигалось или включением промежуточного охлаждения,
или отводом части сжатого газа на расширение в детандере. Последнее можно
рассматривать как увеличение обратного потока газа по отношению к пря-
мому потоку сжатого газа; этого увеличения можно достичь и включением
в цикл дополнительной направляемой на расширение ветви газа и под дру-
гим давлением. С помощью этой ветви сближение линий теплообмена можно
увеличить, применяя несколько детандеров, работающих при относительно
небольших перепадах давлений. Для максимального сближенйя линий тепло-
обмена в каждый детандер следует подавать количество газа в соответствии
с изменением теплоемкости сжатого газа с понижением температуры. Схе-
матически построение процесса теплообмена при трех детандерах показано
на рис. 54.' Характер протекания линий теплообмена иллюстрируется рис. 55,
на котором в верхней части выделено охлаждение прямого потока газа
высокого давления, в нижней — газа-хладоагента, проходящего через
82
где Т — температура получаемых компонентов, равная температуре исход-
ной смеси;
То — температура окружающей среды;
Q? — теплота смешения;
— изменение энтропии смеси в результате разделения [4].
При Т — То
Lm[n = T0\S0-Q0.	(2)
Для идеальных газов (и для воздуха с достаточной точностью) Qo = О,
a AS0 при разделении бинарной смеси на чистые компоненты может быть
определено по уравнению
Д50 — RM
У?1п~я+(1—f/f) -------в
У1
(3)
где RM = 8,314 кдж!(кмоль-град) — универсальная газовая постоянная;
У1 — содержание одного из компонентов в исходной смеси в молярных
долях
При разделении смеси не на чистые компоненты, а на продукты с кон-
центрацией tfi и А с концентрацией у?
Lmln = RMT0[^ln-L + (l-^)ln--1-^' _
У\
У1-У1
— RMT0 ^ln^ + (l-i/*)ln-—--------д
L у?'	{~У1 J у\—у\
Для определения Lmin удобно пользоваться графиком зависимости AS0
1по уравнению (3)] и Lmln [по уравнению (2)] от уг при То = 303° К (рис. 1).
Значению Lmin по уравнению (4) на графике соответствует отрезок BBlf
причем точка В{ определяется пересечением прямых yf = const и КА.
Некоторые значения AS0 и Amln для воздуха при ^Тд = 303° К даны
в табл. 1, при этом воздух рассматривается как бинарная смесь.
Минимальную работу, в особенности при разделении смеси на компо-
ненты с различными температурами, удобно определять также с помощью
понятия об эксергии. Эксергия представляет собой максимальное количество
работы, которое может быть получено от системы при ее переходе от данного
состояния в состояние равновесия с окружающей средой [4, 18, 26, 55, 62].
Действительная работа разделения даже в наиболее совершенных уста-
новках в несколько раз превышает минимальную. Объясняется это необра-
тимостью процессов сжатия, расширения, теплообмена, ректификации и т. п.
Действительный расходэнергии на разделение определяется из выражения
+	(5)
где 2 П — суммарные потери от необратимости процессов.
Потери от необратимости определяются по уравнению
П = T0\SHe06pi	(6)
где &SHeo6p — увеличение энтропии рабочих тел и окружающей среды
вследствие необратимости процессов.
1 Здесь и ниже при обозначении концентраций верхние индексы относятся к продуктам
разделения или исходной смеси, а нижние — к компонентам, причем индекс 1 относится к кис-
лороду; 2 — к аргону; 3 — к азоту.
85
детандеры. - Отрезок а—б соответствует охлаждению за счет рекуперации'
холода, приходящего в данный узел цикла обратного газа, отрезки б—в,,
в—г и г—д — охлаждению газом, поступающим, соответственно, из первого,,
второго и третьего детандера. По мере увеличения части получаемого про-
дукта в жидком виде все .меньшую роль будет играть рекуперация холода
обратного газа основного процесса, но все большее значение будет иметь,
полная рекуперация холода обратного газа каскада детандеров.
Сближение линий теплообмена может быть, очевидно, тем большим, чем:
больше включено детандеров. Но увеличение числа детандеров, значительно-
усложняя аппаратуру и всю установку в целом, будет связано с повышением
количества хладоагента, а следовательно, потерь от недорекуперации и.
в окружающую среду. К тому же с возрастанием температурного уровня.
233°к
Рис. 53. Двух-
ступенчатое рас-
ширение с про-
межуточным
подогревом:
1 — первая ступень детандера; 2 —вторая
ступень детандера; 3 — основной теплооб-
менник; 4 — промежуточный теплообмен-
ник; 5 — сжижитель
Рис. 55. Процесс теплообме-
на при каскаде детандеров.
Рис. 54. Теплооб-
мен при трех детан-
дерах:
1, 2, 3 — детандеры;
4 —теплообменники
относительная эффективность ступеней охлаждения заметно понижается.
Поэтому практически оказывается более целесообразным идти на повышение
давления перед детандером и уменьшение, их числа. Расчеты показывают,
что при одинаковых к. п. д. машин включение, например, вместо двух де-
тандеров с начальным давлением расширения 0,6 Мн/м2, одного детандера
с начальным давлением около 3,0 Мн/м2, более выгодно и по энергетическим
показателям. Общая же схема при этом значительно упрощается. Возможно'
и другое решение — вместо детандера или детандеров на более высоких
температурных уровнях использовать промежуточное охлаждение посто-
ронним агентом (аммиаком, фреоном).
Выше при рассмотрении регенеративного или смешанного цикла пред-
полагалось, что, охлаждаемый газ подается под высоким давлением. С повы-
шением давления хладоагента можно до такой же величины снизить и давле-
ние охлаждаемого газа, т. е. перейти к принципу построения цикла, описан-
ному в разделе 9. Эффективность цикла при этом несколько снизится, но
установка будет значительно проще. Подробнее о намеченных выше реше-
ниях будет сказано в следующих главах.
В число, рассматриваемых циклов не был включен интересный холодиль-
ный цикл, положенный в основу разработки машин Филипса. Вопросы при-
менения этих машин в технике разделения воздуха изложены в главе IV,.,.
п., 14 тома I. Принцип работы машины типа Филипса освещен в главе V
тома 2.
Определение &SHeo6p в процессах, протекающих без изменения концен-
трации рабочего тела, не представляет особых затруднений. Повышение
энтропии в процессах, связанных с изменением состава смесей, и, в частности,
в процессе ректификации, находится обычно по диаграмме [4] концентра-
ция — энтропия (диаграмме х—S'). Однако применительно к процессу ректи-
Рис. 1. Зависимости Д50 и Lmin от yY при
разделении идеальной тазовой смеси
фикации воздуха, который, как пра-
вило, характеризуется очень малыми
изменениями энтропии в отдельных
элементах разделительного аппарата,,
погрешность отсчета в диаграмме
х—S является величиной одного
порядка с определяемым значением
изменения энтропии. Поэтому при
определении потерь от необратимо-
сти процесса ректификации (см. гла-
ву IV) был использован иной метод,,
который основан на нахождении с
помощью диаграммы х—I разности
между изменениями энтропии4 си-
стемы, осуществляющей отвод или
подвод тепла к ректификационной
колонне, в действительном и в обра-
тимом процессе [37]. При определе-
нии потерь от необратимости для
разделительного аппарата в целом
изменение энтропии в обратимом про-
цессе можно вычислить по уравне-
ниям (3) или (4).
Термодинамический к. п. д. процесса определяют из выражения
п ___ ^mln
Г| ~ L
(7>
В последние годы получил распространение метод термодинамического
анализа, основанный на понятии об эксергии. В результате составления,
эксергетического баланса системы получают те же результаты, что и по урав-
нению (5), однако эксергетический метод более удобен при анализе систем,,
отличающихся большим числом взаимодействий с окружающей средой,
а также при определении минимальной работы. Понятие эксергии исполь-
зуется также рядом авторов при оценке относительной эффективности отдель-
Таблица i
Значение AS0 и Lmin для воздуха
Состав’продуктов разделения		Изменение энтропии AS0 в кдж/(кмоль-град)	Минималь- ная работа ^min в Мдж/ кмоль п. в. *	Выход кислорода К в кмоль/кмоль п. в. *	Минималь- ная работа mln в Мдж/ кмоль о2
кислорода у^ в % мол. О2	д азота	в % мол. О2				
100 100 99,5 95	0,0 6,3 2,0 1,0	4,25 2,61 3,54 3,54	1,29 0,787 1,07 1,07	0,209 0,156 0,194 0,212	6,17 5,07 5,53 5,06
* Здесь и	ниже п. в. — перерабатываемый воздух.				
86
ГЛАВА III
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССА
РАЗДЕЛЕНИЯ ВОЗДУХА
1. МИНИМАЛЬНАЯ РАБОТА РАЗДЕЛЕНИЯ ГАЗОВЫХ СМЕСЕЙ
Газовые смеси, в том числе и воздух, можно разделять на составные
части химическими, диффузионными, абсорбционными, адсорбционными
и другими методами. Основное промышленное значение при разделении
воздуха имеет метод ректификации, основанный на различии составов
находящихся в равновесии жидких и паровых смесей. Химические и сорб-
ционные процессы в технике разделения применяют преимущественно для
освобождения воздуха от примесей водяных паров, двуокиси углерода и
углеводородов, а также в некоторых процессах получения редких газов.
Различия в содержании отдельных компонентов в воздухе (см. табл. 1
главы 1) и в температуре их кипения (см. приложение 1) обусловливают и их
влияние на процесс низкотемпературной ректификации. Неон, гелий,
криптон и ксенон не влияют на процесс ректификации в связи с очень малым
содержанием их в воздухе и с значительным отличиец их температур кипения
от температуры кипения основных компонентов — азота и кислорода. Коли-
чество этих редких газов учитывается лишь в том случае, когда их извле-
кают из воздуха. Аргон же, несмотря на его небольшое содержание, значи-
тельно влияет на процесс ректификации воздуха. Объясняется это тем, что
точка кипения аргона (87,29° К) лежит между точками кипения азота
(77,36° К) и кислорода (90,19° К). Поэтому при расчетах процесса ректифи-
кации с получением чистого кислорода воздух' следует рассматривать как
тройную смесь, состоящую из 20,95% кислорода, 0,93% аргона и 78,12%
азота.
При получении кислорода с содержанием менее 96% О2 влияние аргона
на процесс ректификации невелико, и воздух практически можно рассматри-
вать как бинарную смесь, состоящую из 20,95% кислорода и 79,05% азота.
Для разделения газовой смеси на составные части необходимо затратить
работу. Если бы процесс разделения протекал обратимым путем, величина
этой работы не зависела бы от хода процесса разделения, определялась бы
только начальным состоянием смеси и конечным состоянием продуктов раз-
деления и имела бы минимальное значение.
Минимальная работа разделения может быть определена по уравнению
Lmln = TASr-^Qr,	(1)
84
ных элементов установки, в том числе и таких, для которых Lmln = 0.
В то же время потери от необратимости (потери эксергии) для большинства
элементов воздухоразделительной установки более просто и удобно вычислить
по уравнению (6), т. е. с использованием энтропии.
2. РАВНОВЕСИЕ МЕЖДУ ЖИДКОСТЬЮ И ПАРОМ В СИСТЕМАХ
ИЗ КИСЛОРОДА, АРГОНА И АЗОТА
Некоторые сведения из теории равновесия между
жидкостью и паром в бинарных и тройных системах
В процессе разделения воздуха при низких температурах между нахо-
дящимися в контакте жидкой и паровой фазами, состоящими из компонентов
воздуха, происходит массо- и теплообмен. Молекулы из жидкой фазы непре-
рывно переходят в паровую фазу, а из паровой фазы — в жидкую. В резуль-
тате паровая фаза обогащается низкокипящим компонентом, т. е. компо-
нентом, имеющим более низкую температуру кипения (или более высокое
давление насыщенного пара при данной температуре), а жидкая — высоко-
кипящим компонентом.
В процессах, происходящих в промышленных установках, в связи
с конечным значением времени и поверхности соприкосновения фаз полного
равновесия между жидкостью и паром не наступает. При. достаточном вре-
мени и поверхности соприкосновения обеих фаз и при постоянстве темпе-
ратуры и давления система может приблизиться к равновесному состоянию,
при котором числа молекул каждого компонента, переходящих из жидкой
фазы в паровую и обратно, равны между собой и составы жидкой и паровой
фаз остаются постоянными.
Для большинства систем данные по равновесию между жидкостью и
паром определяют на основе экспериментальных исследований с учетом
теоретических зависимостей.
Ниже приведены некоторые сведения из термодинамической теории
растворов * применительно к равновесию жидкость — пар в системах,
состоящих из кислорода, аргона и азота.	-----
>Наиболее простым видом растворов являются идеальные растворы)
для которых объем определяется аддитивно по объемам чистых компонен-
тов, теплота смешения равна нулю, а изменение энтропии при смешении
вычисляется по уравнению (3). Применительно к бинарной системе, состоя-
щей из компонентов i и Р, уравнение для идеального раствора имеет вид
lg?, = 0; lg yk = 0,	'	(8)
где и yk — коэффициенты активности компонентов i и k в растворе.
Если паровая фаза является идеальным газом,
где pit pk — парциальные давления компонентов в растворе;
р?, pk — давления насыщенных паров чистых компонентов при темпе-
ратуре раствора;
Xk — мольные доли компонентов в жидкой фазе (xt-+ Хь = 1,0).
Из уравнений (8) и (9) следуют соотношения
Рк=р°л,	(Ю)
которые выражают закон Рауля.
* Подробнее см. в специальных курсах по химической термодинамике и теории раство-
ров [18, 24, 27, 29, 30, 31 ].
87
Парциальные давления компонентов идеальной газовой смеси могут
быть найдены по закону Дальтона:
Р1=РУь Pk = pyk,	(П)
где р — общее давление над раствором;
Pi’ Ук — мольные доли компонентов в паровой фазе (z/, + yk= 1,0).
Общее давление для идеальных растворов с идеальным газом в паровой
фазе при Т = const является линейной функцией состава жидкости
Р = Pixi + РЛ-	(12)'
Зависимость состава пара от состава жидкости для таких растворов
выражается уравнением
У: =	= их‘'	(13)
При pi <ZpK yt <Zxi\ т. e. высококипящего компонента i в паре содер-
жится меньше, чем в жидкости.
В системах, состоящих из кислорода, аргона и азота, свойства паровой
фазы даже при сравнительно низких давлениях существенно отличаются
от свойств идеального газа.
Когда пар в системе не является идеальным газом, в расчетах приме-
няют функцию /, называемую летучестью
tfTdlnf = V dp.	(14)
При этом уравнение для изобарного потенциала Z однокомпонентной
системы (Т = const)
dZ= V dp,	(15>
которое для идеального газа имеет вид
dZ = RT din р,	(16/
сохраняет свою форму и для неидеальной системы.
Летучесть чистого вещества может быть подсчитана по уравнению его
состояния. Если объем выражается уравнением с коэффициентом сжимаемости
(см. главу 1), то из уравнения (14) следует
d\nf = —dp,	(17)'
или	р
р	р
(18)
р'	р'
При достаточно низких значениях р', приближающихся к нулю, р' = f'-
Тогда
(19>
о
Здесь = (3 — коэффициент летучести. Значение интеграла в уравне-
нии (19) определяется графическим путем.
Коэффициенты летучести чистых газов с достаточной для технических,
расчетов точностью могут быть найдены по графику (рис. 2) в зависимости
от приведенных давления л = и температуры т =	[18].
Ркр	1 кр
88
При использовании функции f коэффициенты активностей компонентов
раствора определяются по выражению
(20)
где — летучесть компонента раствора, которую можно вычислить, если
к паровой фазе применить правило летучести
А=А/<;	(21)
ft — летучесть чистого компонента при температуре и давлении рас-
твора;
(fi)P — летучесть чистой жидкости при давлении р, равном общему давле-
нию над раствором [24].
Системы, состоящие из кислорода, аргона и азота, однако, не подчиняются
законам идеальных растворов. Как показали проведенные во ВНИИкриоген-
’ 0	0,1 0,2 0,3	0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 Л
Приведенное давление
Рис. 2. Зависимость коэффициента летучести чистых газов
от приведенных параметров
маше исследования, эти системы могут быть отнесены к так называемым сим-
метричным растворам. Бинарные симметричные растворы описываются урав-
нениями (Т = const):
(22)
^k=Alkxl	(23)
где A'ik — коэффициент, зависящий от температуры и определяемый на
основании экспериментальных исследований.
Если известна зависимость коэффициента от температуры, то по
уравнениям (22) и (23) можно найти зависимости между давлением, темпера-
турой и составами равновесных фаз жидкости и пара, необходимые для рас-
четов процессов разделения. Практически удобнее отдельно определять зави-
симости между давлением и температурой при постоянных значениях состава
жидкости и между составом пара и составом жидкости при постоянных зна-
чениях температуры [39].
Зависимость между давлением и температурой при xL = const доста-
точно точно передается уравнением
= Л +	(24)
Коэффициенты А и В в зависимости от xt определяются на основании
экспериментальных исследований.
89
Для нахождения зависимости между составом пара и составом жидкости
целесообразно воспользоваться функцией
„ — УМ
(25)
называемой коэффициентом разделения, или относительной летучестью.
Для идеальных растворов с идеальным газом в паровой фазе
Р°
^ = 4-;	(26>
Pk
для симметричных бинарных растворов (при Т = const)
lg	(%k	^i)*	(27}
Коэффициенты Cik и Aik в зависимости от температуры определяются,
на основании экспериментальных исследований.
Hq аналогии с уравнением (27) для бинарной системы для тройной
системы можно записать:
1g а12 ~ £12 + ^12 С^2	^1)	И 13	А 23) %з',	(28)»
1 g а 1з = £1з + Аз С^з	*i)	С412	А 23) %2>	(29}
lga23 = £23“l_	23	С^З	^2)	“Ь	(Аг	А 13) Хр	(30}
Коэффициенты Cik и Aik определяются по данным для соответствую-
щих бинарных систем.
При известных значениях коэффициентов разделения состав пара трой-
ной системы определяется по уравнениям:
У1=—  213X1 _J_----	(31)
«13*1 + «23*2 + *3 ’
; (32);
а13х1 ”Г а23Х2 ~г Х3
Уз ~ 1 — У1 — Уз-	(33>
При известном составе пара равновесный состав жидкости определяется
по уравнениям, аналогичным уравнениям (31) и (32), с подстановкой вместо.
ais и а2з их обратных величин.
. Подробные исследования равновесия жидкость — пар в бинарных Систе-
мах кислород—азот, кислород—аргон, аргон—азот и в тройной системе
кислород—аргон—азот проведены во ВНИИкимаше [38, 39, 42]. По по-
лученным экспериментальным данным были определены коэффициенты А
и В уравнения (24) и коэффициенты Cik и Aik уравнений (27) и (28)—(30).
Зависимости для вычисления этих коэффициентов представлены как в графи-
ческой, так и в аналитической форме, необходимой при расчетах на вычисли-
тельных машинах. По уравнениям (24), (25), (27) и (28)—(33) составлены
таблицы и построены диаграммы, выражающие зависимости между давле-
нием, температурой и составами равновесных фаз жидкости и пара. Некото-
рые из этих данных приведены в настоящей книге. Более подробные таблицы
для бинарных систем приведены в работе [39], а таблицы и диаграммы для
тройной системы — в работе [42].
Равновесие жидкость—пар в системе кислород—азот
Данные по равновесию жидкость—пар в этой системе используют в тех.
случаях, когда аргон не оказывает существенного влияния на процесс раз-
деления: при расчетах процесса ректификации в колоннах для получения.
90
кислорода, содержащего менее 96% О2, а также при расчетах процессов
испарения и конденсации. Зависимость температуры и состава пара от
состава жидкости для некоторых постоянных давлений приведена в табл. 2.
Зависимость между давлением, температурой, составом жидкости и
составом пара представлена на диаграмме Т—у (см. приложение VIII), на
.которую нанесены линии постоянного давления р — const и постоянного
Рис. 3. Диаграмма х—у системы кислород—азот при различных давлениях
состава жидкости х = const. Диаграмма построена в интервале температур
ют 60 до 125° К (интервал изменения давления от 1 до 2500 кн/м2) *. В прило-
жениях 28—31 отдельные участки этой диаграммы представлены в большем
масштабе.
Для определения зависимости между составом жидкости и составом пара
при расчетах процессов разделения удобно пользоваться диаграммой х—у,
на которую нанесены кривые р = const (рис. 3). При р = 133,3 кн1м2
составу жидкости х3 = 30% N2 соответствует состав пара у3 = 62,6% N2,
т. е. разность составов фаз составляет 32,6%.
* Здесь и ниже указаны абсолютные давления.
91
Таблица 2
Зависимость температуры и состава пара от состава жидкости для некоторых постоянных давлений
в системе кислород—азот
Х3 в % n2	р = 98,06 кн/м2		р = 117,7 кн/м2		р = 133,3 кн/м2		р = 156,9 кн/м2		р = 196,1 кн/м2		р = 294,2 кн/м2		р = 392,2 кн/м2	
	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % N2
0,0	89,88	0,00	91,66	0,00	92,93	0,00	94,64	0,00	97,08	0,00	101,85	0,00	105,53	0,00
2,0	89,32	7,63	91,09	7,31	92,36	7,10	94,07	6,84	96,52	6,48	101,31	5,89	105,00	5,47
5,0	88,54	17,71	90,29	17,03	91,56	16,58	93,27	16,02	95,72	15,26	100,52	13,93	104,23	13,04
10,0	87,37	31,52	89', 12	30,47	90,36	29,80	92,07	28,92	94,52	27,78	99,33	25,67	103,04	24,16
15,0	86,31	42,50	88,06	41,25	89,29	40,46	90,98	39,40	93,42	38,02	98,22	35,54	101,94	33,72
20,0	85,33	51,30	87,07	50,06	88,30	49,24	89,97	48,12	92,40	 46,68	97,19	43,92	100,90	41,95
30,0	83,65	64,52	85,38	63,37	86,60	62,58	88,26	61,52	90,63	60,10.	95,38	57,41	99,06	55,45
40,0	82,29	73,83	84,00	72,85	85,20	72,19	86,84	71,25	89,19	70,00	93,86	67,60	97,48	65,83
50,0	81,15	80,72	82,84	79,95	84,03	79,41	85,65	78,65	87,97	77,65	92,55	75,68	96,12	74,20
60,0	80,18	86,06	81,85	85,47	83,03	85,07	84,62	84,50	86,91	83,73	91,41	86,17	94,93	81,00
70,0	79,30	90,40	80,95	90,00	82,11	89,70	83,69	89,30	85,95	88,75	90,37	87,61	93,85	86,74
80,0	78,48	94,04	80,11	93,77	81,26	93,59	82,82	93,34	85,05	92,98	89,43	92,27	92,83	91,69
85,0	78,12	95,63	79,74	95,47	80,88	95,33	82,43	95,14	84,64	94,88	88,99	94,37	92,37	93,94
90,0	77,76	97,18	79,37	97,06	80,50	96,97	82,04	96,84	84,25	96,68	88,56	96,35	91,91	96,06
95,0	77,42	98,62	79,02	98,56	80,15	98,52	81,67	98,46	83,86	98,38	88,15	98,21	91,47	98,08
98,0	77,23	99,46	78,82	99,43	79,93	99,42	81,47	99,39	83,63'	99,36	87,90	- 99,30	91,20	.99,24
100,0	77,08	100,0	78,67	100,00	79,79	100,00	81,31	100,00	83,48	100,00	87,74	100,00	91,03	100,00
Продолжение табл. 2
х3 В % n2	р = 490,4 кн/м2		р = 568,7 кн/м2		р = 686,4 кн/м2		р = 784,5 кн/м2		р = 980,6 кн/м2		р = 1177 кн/м2		р = 1471 кн/м2	
	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2 .	Т в °К	Уз в % N2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % N2
0,0	108,58	0,00	110,70	0,00	113,52	0,00	115,61	0,00	119,27	0,00	122,44	0,00	126,55	0,00 .
2,0	108,06	5,17	110,19	4,97	113,02	4,73	115,12	4,56	118,81	4,29	121,99	4,06	126,14	3,79
5,0	107,30	12,36	109,45	11,92	112,29	11,37	114,40	10,98	118,11	10,36	121,33	9,86	125,50	9,24
10,0	106,12	23,02	108,27	22,29	111,13	21,37	113,24	20,72	116,97	19,64	120,21	18,77	124,41	17,70
15,0	105,02	32,35	107,17	31,39	110,03	30,22	112,16	29,40	115,90	27,99	119,14	26,85	123,37	25,45
20,0	103,98	40,40	106,13	39,38	108,99	38,05	111,12	37,08	114,86	35,48	118,12	34,17	122,35	32,57
30,0	102,11	53,86	104,25	52,77	107,10	51,30	109,21	50,30	112,94	48,50	116,18	47,02	120,40	45,20
40,0	100,51	64,42	102,62	63,40	105,43	62,01	107,52	61,03	111,21	59,32	114,41	57,85	118,59	56,01
50,0	99,10	72,98	101,18	72,09	103,95	70,90	106,00	70,06	109,63	68,52	112,78	67,25	116,89	65,51
60,0	97,86	80,05	99,91	79,35	102,62	78,39	104,64	77,68	108,21	76,44	111,31	75,31	115,35	73,86
70,0	96,72	86,04	98,74	85,51	101,41	84,80	103,39	84,27	106,90	83,29	109,95	82,46	113,91	81,35
80,0	95,66	91,24	97,64	90,91	100,27	90,43	102,22	90,08	105,67	89,43	108,66	88,84	112,55	88,07
85,0	95,18	93,60	97,14	93,36	99,75	93,01	101,68	92,74	105,09	92,26	108,05	91,83	111,91	91,25
90,0	94,69	95,84	96,64	95,68	99,22	95,44	101,14	95,26	104,51	. 94,96	107,45	94,66	111,26	94,26
95,0	94,23	97,97	96,15	97,89	98,71	97,78	100,61	97,68	103,95	97,53	106,86	97,38	110,63	97,18
98,0	93,95	99,20	"95,86"	99,17	98,41	99,12	100,30	99,07	103,62	99,02	106,51	98,96	110,26	98,88
100,0 .	93,76	100,0	95,67	100,0	98,21	100,0	100,09	100,0	103,40	100,0	106,27	100,0	110,01	100,0
Равновесие жидкость—пар в системе кислород—аргон
Разделение смеси кислород—аргон в воздухоразделительных установ-
ках происходит в колоннах сырого аргона и в нижней части верхних колонн.
Данные, характеризующие равновесие жидкость—пар в системе кисло-
род—аргон, приведены в табл. 3 и в приложениях IX и 32 (диаграммы Т—у).
Таблица 3
Зависимость температуры и состава пара от состава жидкости
для некоторых постоянных давлений в системе кислород—аргон
х2 В % Аг	р=98,06 кн/м2		р=117,7 кн/м2		р=133,3 кн/м2		р=196,1 "fat/м2		р=392,2 кн/м2		р=568,7 кн/м2	
	Т в °К	У2 в % Аг	Т в °К	Уг в % Аг	Т в °К	Уг в % Аг	Т в °К	Уг  в % Аг	Т в °К	У 2 в % Аг	Т в °К	Уг в % Аг
0,0	89,88	0,00	91,66	0,00	92,93	0,00	97,08	0,00	105,53	0,00	110,70	0,00
2,0	89,77	3,14	91,54	3,08	92,82	3,06	96,95	2,94	105,41	2,76	110,58	2,67
5,0	89,61	7,64	91,38	7,52	92,64	7,45	96,78	7,19	105,25	6,79	110,41	6,57
10,0	89,35	14,64	91,12	14,44	92,38	14,33	96,52	13,88	104,97	13,17	110,14	12,79
15,0	89,12	21,17	90,88	20,91	92,14	20,74	96,27	20,18	104,73	19,22	109,90	18,73
20,0	88,91	27,22	90,66	26,93	91,93	26,75	96,06	26,10	104,51	24,98	109,67	24,41
30,0	88,51	38,28	90,26	37,95	91,52	37,72	95,65	37,01	104,08	35,74	109,25	35,08
40,0	88,18	48,23	89,92	47,91	91,18	47,69	95,31	46,99	103,74	45,72	108,90	45,06
50,0	87,91	57,43	89,66	57,13	90,91	56,93	95,03	56,30	103,45	55,1Z	108,60	54,56
60,0	87,64	66,11	89,43	65,87	90,67	65,71	94,78	65,18	103,19	64,22	108,34	63,71
70,0	87,44	74,54	89,21	74,35	90,46	74,22	94,57	73,82	102,97	73,09	108,12	72,68
80,0	87,26	82,86	89,04	82,73	90,27	82,65	94,39	82,38	102,78	81,90	107,93	81,64
85,0	87,18	87,04	88,94	86,95	90,19	86,89	94,31	86,69	102,71	86,34	107,86	86,14
90,0	87,10	91,28	88,87	91,22	90,13	91,18	94,23	91,05	102,63	90,82	107,79	90,67
95,0	87,04	95,59	88,81	95,56	90,06-	95,55	94,17	95,47	102,57	95,37	107,72	95,30
98,0	87,00	98,22	88,77	98,21	90,02	98,21	94,13	98,17	102,54	98,13	107,70	98,10
100,0	86,98	100,0	88,75	100,0	90,00	100,00	94,11	100,0	102,52	100,0	107,68	100,0
Разность составов фаз в этой системе в несколько раз меньше, чем
в системё кислород—азот. Особенно мала разность составов фаз в системе
кислород—аргон в области больших содержаний аргона.
Равновесие жидкость—пар в системе аргон—азот
В воздухоразделительных установках разделение смеси аргон—азот
происходит в колоннах для очистки аргона от азота (см. главу II тома 2).
Диаграмма Т—у системы аргон—азот приведена в приложении X. Для
некоторых давлений зависимость состава пара и, температуры от состава
жидкости приведена в табл. 4, по которой может быть построена диаграмма
х—у. Разность составов фаз в этой системе примерно в 1,2—1,5'раза меньше,
чем в системе кислород—азот.
Равновесие жидкость—пар в тройной системе кислород—аргон—азот
Процесс ректификации тройной смеси в воздухоразделительных уста-
новках происходит под давлением —570к«/ж2 в нижней колонне и под давле-
нием 130—140 кн/м? в верхней и аргонной колоннах. Поэтому таблицы и
диаграммы равновесия составлены для р = 568,7 кн/м21 и для р = 133,3 khIm2.
На рис. 4 нанесена диаграмма равновесия жидкость—пар в тройной
системе кислород—аргон —азот для р = 133,3 khIm2. Диаграмма построена
в координатах уг—у2 с линиями = const, х2 = const и Т = const. На этой
диаграмме по известному составу жидкости могут быть найдены равновес-
ный состав пара, а также температура ее кипения. Температуру более удобно
отсчитывать по диаграмме в координатах хг—Т с линиями х2 = const и
х3 = const [42, 50].
94
Таблица 4
Зависимость температуры и состава пара от состава жидкости для некоторых постоянных давлений
в системе аргон—азот
ХЛ в % n2	р = 98,06 кн/м2		р = 117,7 кн/м2		р = 133,3 кн]м2		р = 156,9 кн/м2		р = 196,1 кн]м2		р — 294,2- кн/м2		р = 392,2 кн/м2		р = 568,7 кн/м2	
	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Г в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2	Т в °К	Уз в % n2
0	86,98	0,00	88,75	0,00	90,00.	0,00	91,69	0,00	94,12	0,00	98,86	0,00	102,52	0,00	107,68	0,00
2	86,62	6,05	88,38	'5,82	89,63	5,68	91,32	5,50	93,74	5,27	98,48	4,87	102,14	4,60	107,29	4,25
5	86,06	14,27	87,80	13,77	89,05	13,47	90,73	13,07	93,15	12,52	97,88	11,66	101,54	11,05	106,70	10,28
10	85,19	26,00	86,92	25,22	88,16	24,75	89,84	24,07	92,25	23,25	96,97	21,80	100,62	20,77	105,77	19,45
15	84,44 ’	35,79	86,16	34,90	87,38	z 34,28	89,05	33,50	91,45	32,47	96,16	30,63	99,80	29,35	104,94	27,71
20	83,70	44,06	85,41	43,09	86,62	42,45	88,28	41,59	90,66	40,47	95,35	38,46	98,98	37,03	104,10	35,15
30	82,44	57,17	84,14	56,29	85,34	55,60	86,96	54,74	89,33	53,57	93,96	51,51	97,56	. 50,00	102,64	48,00
40	81,40	67,09	83,08	66,28	84,27	65,72	85,88	64,96	88,20	63,92	92,79	61,99	96,35	60,60	101,37	58,71
50	80,46	74,95	82,12	74,27	83,31	73,82	84,90	73,18	87,18	72,31	91,72	70,69	95,24	69,48	100,20	67,82
60	79,66	81,37	81,31 >	80,86	82,47	80,50	84,05	80,02	86,32	79,34	90,79	78,02	94,26	77,05	99,16	.75,71
70	78,91	86,87	80,55	86,48	81,70	86,22	83,26	85,86	85,50	85,37	189,91	84,42	93,34	83,72	98,16	82,67
80	78,26	91,62	79,87	91,37	81,02	91,23	82,56	, 91,00	84,78	90,70	89,13	90,07	$,51	89,59	97,27	88,93
85	77,95	93,82	79,56	93,65	80,70	93,55	82,23	93,37	84,44	93,15	88,76	92,71	92,12	92,36	96,85	91,85
90	77,67	95,95	79,27	95,84	80,40	95,77	81,93	95,67	84,12	95,52	88,42	95,21	91,76	94,99	96,46	94,65
95	77,38	98,00	. 78,97	97,94	80,10	97,92	81,61	97,86	83,80	97,80	88,08	97,65	91,39	97,54	96,06	97,37
98	77,20	99,20	78,79	99,17	79,91	99,17	81,43	99,15	83,61	99,12	87,87	99,06	91,18	99,00	95,83	98,96
100	77,08	100,0	78,67	100,0	79,79	100,00	81,31	100,0	83,48	100,0	87,74	100,0	91,03	100,0	95,67	100,0
Применительно к излагаемому ниже графическому методу расчета про-
цесса ректификации данные равновесия в тройной системе должны быть
представлены в координатах уг—хг с линиями у2 = const (х2 = const) и
У2—^2 с линиями ух = const (хх = const), т. е. в виде диаграммы х—у для
кислорода с линиями постоянной концентрации аргона и диаграммы х—у-


£
для аргона с линиями постоянной концентрации
кислорода. В приложениях XI и XII даны такие
диаграммы для р = 133,3 кн/м\^предназначенные
для расчета процесса ректификации в верхней
колонне. Схематически/ структура этих диаграмм
показана на рис. 5 (кривые постоянного содержания
компонентов в жидкости на рисунке не показаны).
При известном составе пара (например, у]*, у %)
равновесный состав жидкости находим по диа-
грамме следующим образом (см.
рис. 5): проводим на диаграмме
yi—Xi вертикальную линию yi=y^,
по точке пересечения которой
с кривой у2 = у2 определяем со-
держание кислорода в жидкости’
Содержание аргона в жидкости
%2 определяем по точке пере-
сечения вертикальной линии
90
80
70
60
50
40
30
20
10
7=92,93°К
100%N2
Qj
£
ч
£
0х
Т=90°К
Аг
10	20	30	90	50	60	70	80	90
Т=79179°К
Содержание кислорода в паре у^/оМол.
iKIIKIEOI


Рис. 4. Диаграмма уг—у2 системы кислород—аргон—азот при р = 133,3 кн!м2
У2 У2 с кривой yi = у* в диаграмме у2— х2. Подобным же образом можно
на диаграмме определить равновесный состав пара по известному составу
жидкости, используя кривые постоянного содержания компонентов в жид-
кости.
При малых концентрациях азота в тройных смесях следует пользоваться
диаграммами у2 — х2 с линиями у3 = const и х3 = const и у3—х3 с лини-
ями у2 = const и х2 = const. Применительно к условиям ректификации
в верхней колонне диаграмма у3 — х3 нанесена в правом нижнем углу при-
ложения XII, а на диаграмме у2—х2 этого приложения дополнительно нане-
сены кривые у3 = const и х3 = const. В приложении XIII даны диаграммы
У1 — %1 и у2 — х2 для р = 568,7 кн!м2 (для расчета процесса ректификации
96
в нижней колонне), а в приложении XIV — диаграммы у2 — *2 и Уз — хз
для р = 133,3 кн!м? (для расчета процесса ректификации в аргонной ко-
лонне).
Рис. 5. Диаграмма равновесия жидкость—пар в системе кислород—аргон—азот в координа-
тах уг—%! и у2—х2, Р = 133,3 кн/м2
Диаграмма концентрация—энтальпия системы
кислород—азот
При расчетах процессов ректификации, испарения и конденсации бинар-
ных смесей большое распространение получила диаграмма концентрация —
энтальпия (%—/). По этой диаграмме (рис. 6) удобно определять тепловые
эффекты процессов с учетом зависимости теплоты испарения смесей от их
состава. Выше кривой конденсации на диаграмме расположена область пере-
гретого пара, между кривыми конденсации и кипения — область влажного
пара, а ниже кривой кипения — область некипящей жидкости.
Изотермы в области перегретого пара и некипящей жидкости наносятся
на диаграмму по уравнению '
I = Iixi + /з%з +	(34)
где /? и /з — энтальпия чистых компонентов (кислорода и азота);
%! и х3 — мольные доли компонентов в смеси;
QT — теплота смешения.
Энтальпия газообразного высококипящего компонента (кислорода) для
температур ниже температуры кипения и жидкого низкокипящего компо-
нента (азота ) для температур выше температуры кипения находятся посред-
ством экстраполяции соответствующих изобар в диаграммах Т—I для этих
компонентов. В области паровой фазы теплотой смешения можно пренебречь.
Кривая конденсации проводится по зависимости Т = f (у) для данного
давления^ а кривая кипения — по зависимости Т = f (х). Равновесные точки
жидкости и пара (т. е. точки, имеющие одинаковые температуры на кривой
кипения и кривой конденсации) соединяются прямыми линиями, которые
являются изотермами в области влажного пара (коннодами).
При расчетах процесса ректификации в диаграмме х—I обычно поль-
зуются лишь кривыми кипения и конденсации. Равновесные составы жидко-
сти и пара и температуры удобнее определять по описанным выше диаграм-
7 П/ред. В. И. Епифановой	97
мам х—у и Т—у. Кривые кипения и конденсации на диаграмму х—I системы
кислород—азот могут быть нанесены по данным табл. 5 (для давлений 133,3
и 568,7 кн/м2).
Диаграмму х—I используют и при расчете процесса смешения. Пусть
требуется смешать потоки А (в количестве А молей с концентрацией х?
и энтальпией /Д и В (в количестве
В молей с концентрацией х? и энталь-
пией 1В) в адиабатических условиях.
Материальный баланс процесса:
А + В = М. ' (35)
Материальный баланс по одному
из компонентов
Ах? + Bxf = Мх™. (36)
Тепловой баланс
А/а + В/в = М/м. (37)
Решая совместно уравнения
(36)—(37), получим
_ 1м-1в ... А
— X™ А — IМ В
в диа-
Рис. 7. Процесс смешения
грамме х—I
Рис. 6. Диаграмма х—I системы кисло-
род—азот при р = 127,5 кн!м2
В диаграмме х—/точка /И, характеризующая смесь, лежит, как это
ясно из построения на рис. 7, на отрезке прямой, соединяющей точки, соот-
ветствующие потокам А и В, и делит этот отрезок в отношении, обратно
пропорциональном их количествам (правило рычага).
При смешении потоков с подводом тепла Q уравнения (35) и (36) не
изменяются, а уравнение (37) имеет вид
AIa + BIb + Q = M/^	(39)
Тепло, отнесенное к 1 молю смеси,
(40>
98
Таблица 5
Значения энтальпий (/, кдж!кмоль) на кривых кипения
и конденсации диаграммы х—I системы кислород—азот
Кривая	Давление в кн/м2	Содержание кислорода в мол. % О2										
		0,0	10	20	30	40	50 ,	60	70	80	90	100
Кипения	133,3	904	1097	1289	1470	1645	1830	2014	2202	2399	2621	2881
	568,7	1901	2102	2299	2487	2667	2847	3031	3224	3425	3651	3898
Конденсации	133,3	6423	6774	7118	7452	7771	8084	8399	8709	9014	9320	9617
	568,7	6741	7063	7377	7699	8014	8319	8625	8930	9236	9542	9843
Тепло, отнесенное к 1 молю потока А,
Так как	= 4 =	(41) Л _ м - ХЛ _ хв ’
то	Ум x^-xf	V '
На рис. 7 отрезок ММ' соответствует величине QM, а отрезок АА' —
величине Такой способ графического расчета называется правилом про-
екций. Правило рычага и правило проекций широко применяют при расчетах
процессов разделения.
3. ИЗМЕНЕНИЕ КОНЦЕНТРАЦИЙ СМЕСЕЙ В ПРОЦЕССАХ ИСПАРЕНИЯ,
КОНДЕНСАЦИИ И РЕКТИФИКАЦИИ
Процессы испарения, конденсации и ректификации в установках раз-
деления воздуха в большинстве случаев происходят при постоянном давле-
нии и в потоке, т. е. являются непрерывными.
В настоящей главе эти процессы рассматриваются с термодинамической
точки зрения с целью определения количеств тепла, потоков, концентраций,
температур, концентрационных и температурных напоров. При этом, если
жидкость и пар находятся в контакте, то считается, что между ними уста-
навливается равновесие. Факторы, влияющие на скорость протекания про-
цессов испарения, конденсации и ректификации, а также аппаратурное
оформление этих процессов рассматриваются в главах V и VII.
Процесс испарения
В процессе испарения жидкости образующийся пар может или оста-
ваться в контакте с жидкостью (при этом суммарная концентрация смеси
жидкости и пара в процессе испарения остается неизменной) или по мере
испарения жидкости немедленно удаляться из системы. Последний случай
носит название фракционировашнрго испарения. t
Рассмотрим процесс испарения, при котором образующийся пар остается,
в контакте с жидкостью; в поточной системе этому соответствует процесс
испарения жидкости в конденсаторах-испарителях воздухоразделительных
установок. К этим аппаратам непрерывно подводится жидкость, которая
7*	99
по мере прохождения по аппарату полностью или частично испаряется
(рис. 8). Изображение процесса испарения и конденсации в диаграмме х—I
для смеси кислород—азот показано на рис. 9 *.
Пусть жидкая кислородно-азотная смесь в количестве М состава
поступает в систему при температуре То (точка Л). П(^сле подвода тепла
в количестве = М (Гв — 1д) жидкость подогревается до температуры
Рис. 8. Схема непрерывного процесса
испарения:
1 — подогреватель; 2 — испаритель
Рис. 9. Процессы испарения и конден-
сации в диаграмме х—I для смеси
кислород—азот
и состав смеси
^ = ^ + (4 — ^)^-	(44)
Точка D', характеризующая состояние образовавшейся смеси, лежит
на прямой, соединяющей точки В' и С' **.
Смесь на входе в испаритель имеет температуру Т2, а пар, равновесный
жидкости, — состав у1?. В испарителе происходит кипение смеси состава xf,
причем образованный пар все время находится в равновесии с кипящей
жидкостью. После подвода тепла в количестве Q2 = N (/^ — I'D) состояние
смеси жидкости и пара характеризуется точкой N (температура Т3), жидкость
имеет состав xf, а пар yf.
Количество жидкости
L = N^L-.	(45)
С'С" ’	v
* В процессах испарения и конденсации воздух мало обогащается аргоном, поэтому эти
процессы без существенных погрешностей могут рассматриваться в диаграмме равновесия
для смеси кислород—азот.
** Кривизной линии кипения в диаграмме х—I системы кислород—азот в данном слу-
чае можно пренебречь.
100
количество пара
G = N — L.
Отношение количества пара к количеству жидкости £
G _ С'7\ =
L ~ NC" ~ х» — уС *
(46)
(47)
После выхода из испарителя жидкость L распределяется на два потока:
поток выводится из системы, а поток £2 смешивается с исходной смесью
в количестве М на входе в испари-
тель.
Количество жидкости, выводимое
из системы, определяется из материаль-
ного баланса:
ХМ__ ус
= (48>
Х1 — Ух
или по отношению отрезков в диаграм-
ме х—I
=	(49)
С'С"’
количество пара
G = М — £1;	(50)
отношение количества пара к ко-
личеству жидкости
G х1~СЧЛ
L, ” хм_ус ~мс"-
Рис. 10. Изображение процессов испаре-
ния и конденсации в диаграмме х—у для
смеси кислород—азот
Поток L2 является в системе циркулирующим. Отношение назы-
вается кратностью циркуляции (см. подробнее главу V). Циркуляция жидко-
сти интенсифицирует процесс теплоотдачи; однако, чем больше кратность
циркуляции, тем выше средняя температура кипения-, а следовательно (при
той же температуре теплоносителя), тем меньше температурный напор
в аппарате.
Количество тепла, передаваемое при испарении на 1 кмоль:
входящего в испаритель жидкости
исходной смеси
Qn —
Qm “ % = м — в'
(52)
(53)
Изменение концентрации смеси в процессе испарения может быть изо-
бражено также в диаграмме х—у (рис. 10). Исходной смеси М в состоянии
начала кипения равновесен пар в точке В. Точка D соответствует смеси N
на входе в испаритель, а точка С — смеси жидкости и пара на выходе из
испарителя. Последняя точка расположена на пересечении кривой равнове-
сия с лучом МС, проведенным из точки М (х^ = у^) под углом а коси у,
причем
_%м
^а== хм с
Л1
(54)
101
а с учетом уравнения (51)
tg “ = 77 ’	(55)
т. е. отношение количества пара к количеству жидкости в данной смеси.
По аналогии, тангенс угла 0, образуемого лучом NC с осью у
tg₽=4-	<56>
Возможны следующие частные случаи процесса испарения.
Исходная жидкая смесь полностью превращается в пар, т. е. М = G и
Lj = 0. В диаграмме х—I (см. рис. 9) процессу соответствует линия D'F.
Температура изменяется от Т2 до Т4.
Количество циркулирующей жидкости
количество подведенного тепла
=	(58)
где 1Е — 1в — гм — теплота испарения смеси состава xf1.
Количество циркулирующей жидкости L2 = 0; в диаграмме х —I про-
цессу соответствует линия В'М. Температура изменяется от Тг до Т3. Сред-
няя температура кипения ниже, чем в случае, когда L2 4= 0. Для процесса
испарения жидкого воздуха (xf1 == 20,95% О2) изменение концентраций
жидкости и пара, а также температуры приведено в работах [50, 67].
Исходная жидкая смесь полностью превращается в пар и количество цир-
кулирующей жидкости равно нулю, т. е. М = G и L2 = 0. В диаграмме х—I
процессу соответствует линия В'Е".
Количество циркулирующей жидкости во  много раз больше количества
исходной смеси, т. е. L2 4> М. Процесс испарения происходит при очень
большой кратности циркуляцииВ пределе при бесконечно большой крат-
ности циркуляции процесс происходит при постоянной температуре Т3,
а состоянию кипящей жидкости в диаграмме х—I соответствует точка С'.
Процесс фракционированного испарения жидкости происходит в сосуде,
из которого образующийся пар непрерывно отводится в другой сосуд или
в окружающую среду. В поточной системе этот процесс можно представить
себе следующим образом: поступающая на испарение жидкая смесь последо-
вательно проходит через ряд аппаратов, в каждом из которых испаряется
лишь ее небольшая доля.
Пусть в какой-либо момент (или в каком-либо сечении для поточной
системы) количество жидкости равно L, а ее состав хг. Из этой жидкости
образуется пар в количестве dG, имеющий состав равновесный хг. При
этом количество жидкости изменяется на dL = —dG, а состав ее изменяется
от хг до xr + dxr. Из материального баланса процесса следует
Lxr — (L + dL) (хх + dxr) = yr dG = —yx dL.
Пренебрегая величиной dL dxr, получим
z	dL __ dx±
L~ ~~	—Ух'
(59)
(60)
102
После интегрирования находим
Xi
f dx-i
J х1 — у19
Xм
*1
(61)
где М — первоначальное количество жидкости;
м
Xi — первоначальная концентрация жидкости.
Значение интеграла определяют графическим путем, причем составы
жидкости и паранаходят по равновесной кривой. На рис. 11 представлена
зависимость уА, и Т от доли образовав-
шегося пара = 1 — для случая
испарения жидкого воздуха (х^ = 20,95%
О2) при атмосферном давлении [67].
Посредством фракционированного ис-
парения жидкого воздуха можно получить
чистый кислород, но в малом количестве.
Поэтому этот процесс для промышленного
разделения воздуха не применяют.
Процесс конденсации
В процессе конденсации, как и в
процессе испарения, образующаяся жид-
Рис. 11. Изменение концентрации
жидкости и пара и температуры ~
Т при фракционированном испарении
жидкого воздуха
кость или может оставаться в контакте
с конденсирующимся паром, или может по
мере образования сразу удаляться из
системы. Последний случай носит назва-
ние фракционированной конденсации.
Рассмотрим первый случай. Пусть в первоначальный момент пар в коли-
честве М состава yf = xf4 находится в состоянии сухого насыщенного пара
(точка Е", рис. 9). После отвода тепла в количестве Q = М (Ге — 1м)
состояние смеси жидкости и пара ‘будет в диа-
грамме х—/ характеризоваться точкой М.
Жидкость будет иметь состав xf, а пар — yf-
Количество жидкости и пара в диаграмме х—у
определяется так же, как и в процессе испаре-
ния (см. рис. 10).
В процессе фракционированной конденса-
ции пар постепенно обогащается низкокипящим
о и об 0 8 и компонентом- В пределе можно получить из
’	’	>	> 7Л7 воздуха чистый азот, однако с незначительным
Рис. 12. Изменение концентра-
ции жидкости х и пара уг при
фракционированной конденса-
t ции воздуха при 0,1 Мн/м2
извлечением.
По аналогии с процессом фракционирован-
ного, испарения для процесса фракционирован-
ной конденсации можно получить уравнение:
in—= Г А,...
ШЛ1 J Х1-У1
(62)
где М — первоначальное количество пара;
м
yi — первоначальная концентрация пара;
G — количество пара в данный момент.
103
Доля образовавшейся жидкости
L _ 1____G_
М ~ 1	М •
* L
Зависимость концентраций жидкости и пара от при фракционирован-
ной конденсации воздуха дана на рис. 12.
Процесс ректификации
« конд
А
К
Рис. 13. Схема разделитель-
ного аппарата:
1 — ректификационная колонна;
(/—укрепляющая секция, II —
исчерпывающая секция); 2 —
конденсатор; 3 — испаритель
В процессах испарения и конденсации смесей нельзя получить чистые
компоненты с достаточно высоким извлечением. Для разделения смесей на
чистые продукты применяется процесс ректификации. В процессе ректифи-
кации осуществляется массо- и теплообмен между потоками жидкости и пара,
которые движутся навстречу один другому. При
контакте жидкости с паром, содержащим высоко-
кипящего компонента больше, чем пар, равно-
весный с данной жидкостью, содержание этого
компонента в паре уменьшается, а в жидкости
увеличивается. При многократном повторении
этого процесса можно получить пар, почти свобод-
ный от высококипящего компонента, и жидкость,
почти свободную от низкокипящего компонента.
Схема аппарата для разделения смеси (напри-
мер, атмосферного воздуха) на два компонента
представлена на рис. 13. Воздух, охлажденный до
состояния, близкого к сухому насыщенному
пару, состава yf в количестве В молей подается
в середину ректификационной колонны, где сме-
шивается с паром, поднимающимся из нижней
части колонны. Колонна имеет тарелки, на кото-
рых пар барботирует через жидкость и происходит
массообмен между этими потоками. Поднимаясь
по колонне, пар постепенно обогащается низкоки-
пящим компонентом (азотом). На выходе из ко-
лонны пар содержит лишь небольшую примесь
высококипящего компонента (кислорода) у^. Часть
пара в количестве А отводится в качестве про-
дукта — отходящего азота, а другая часть пара
сжижается в конденсаторе. Жидкость, называемая
флегмой, из конденсатора подается на орошение
колонны.
Стекая вниз по колонне, жидкость постепенно
обогащается высококипящим компонентом, после
чего поступает в испаритель. Образующийся
в испарителе пар (состава yf) распределяется на
отводится в качестве продукта — получаемого
кислорода, а другая часть подается в колонну. Поднимаясь по колонне,
пар обогащается азотом и в середине колонны смешивается с поступающим
в колонну воздухом. Секция колонны, расположенная выше места ввода
исходной смеси, называется укрепляющей, а расположенная ниже —
исчерпывающей.
Полученные в колонне продукты разделения — кислород и азот подо-
греваются до температуры окружающей среды за счет теплообмена с воздухом.
104
потока. Часть его
Количество продуктов разделения находят из материального баланса
колонны [см. уравнения (35)—(38)]:
„В_ иА
к = вУ1к у\,	63)
У?~У1
А = В — к.	(64)
Для определения количеств жидкости L\ и пара Gj в укрепляющей
секции колонны составим материальный и тепловой балансы участка колонны,
расположенного выше сечения I—I,
и конденсатора (на рис. 13 ограни-
чены пунктирными линиями).
Материальный баланс
Gj — Lj = А;
материальный баланс по
роду *
G\tJi — Цхг = Ау?;
тепловой баланс
А[/ = А/а QK0Hd
/
кдж/кмоль
(65)
кисло-
(66)
(67)
здесь хг
и z/i — содержание
кисло-4
рода в жидкости и
паре;
и Г' — энтальпия жидко-
сти и пара;
1А — энтальпия отходя-
щего азота;
0,конд.— количество тепла,
которое отнимается
в конденсаторе.
Из уравнений (65)—(67) сле-
дует, что прямая в диаграмме х—I
(рис. 14), проведенная через точки
С' (хп /') и С" (yi, Z"), пройдет
через точку I с координатами:
л G\yx —	д
1= 0!-^	=
(68)
I
У1
о
100
Хь 0] %>мол- °2
Рис. 14. Процесс ректификации в]диаграмме
х—I
G,/
Г

___Gif L\I __________ г" । О.конд
Gi-Li -1а + —А~-
(69)
Так как сечение I—I выбрано произвольно, любая, таким образом про-
веденная/прямая для укрепляющей секции колонны пройдет через точку I,
которая называется полюсом. Соотношение	= Ф[ называется
* Здесь и ниже рассматривается процесс ректификации бинарной смеси кислирод—
азот. Процесс ректификации воздуха как тройной смеси кислород—аргон—азот рассматри-
вается в пп. 5, 6, 7 и 8.
105

флегмовым числом, а соотношение —флегмовым отношением. Из правила
рычага следует, что
___£1___=	(70)
G\ — Ц	q«c ’
'	A =	(71)
Gi Tc7'	k ’
Для укрепляющей секции колонны Lj < Gj и с увеличением флегмового
числа возрастает и флегмовое отношение.
Для определения количеств жидкости Ln и пара Gn в исчерпывающей
секции колонны составляем материальный и тепловой балансы участка
колонны, расположенного ниже сечения II—II, и испарителя (ограничены
на рис. 13 пунктирными линиями).
Уравнения материального и теплового баланса:
Ли _ Gn = К;	(72)
£ц*1 — GHz/i = Kyi}	(73)
ЬиГ - GnI" = KU - Qaen = К (Л - -%*-) .	(74)
Координаты точки II — полюса для исчерпывающей секции колонны:
п __ L\\x^ — G\\yx — %
%i ~ Ли-Gn	W
j __	G\\I _ г" Qum	/7Л\
;П= Ln-Gir~/K---------<76>
/
Флегмовое число в исчерпывающей секции колонны *
, Ln _ ПР" .	1	™
— Сц ПР' ’	'	'
флегмовое отношение
L1I ТТР"
Gn ~ Tip'
Для исчерпывающей секции ^олонны Lu > Gn и с увеличением флег-
мового числа уменьшается флегмовое отношение.
Уравнение общего теплового баланса колонны
В + Qucn = KI к + д 4" 0,конд ,	(79)
ИЛИ
В/в=Т<(4--^) +л(/д + -^),	(80)
или
BIB = KU+AI{.	(81)
Из последнего уравнения следует, что точки I, II и В лежат в диаграмме
х—I на одной прямой. Эта прямая называется главной. Пользуясь правилом
проекций, можно найти тепловые нагрузки испарителя и конденсатора,
отнесенные к молю исходной смеси (см. рис. 14).
Полученные соотношения могут быть перенесены на диаграмму х—у
(рис. 15), по которой более просто определяется число тарелок в колонне,
в особенности при расчете процесса ректификации тройной смеси.
* Термин «флегмовое число», который в большинстве случаев относится только к укреп-
ляющей секции колонны, здесь для удобства применяется также для исчерпывающей секции.
106
Из уравнения (68) для укрепляющей секции колонны'следует
G[ (yi — x[) = L!(xl — %}).
(82)
Этому уравнению на диаграмме х—у соответстввует линия 1£, которая
называется рабочей линией. Рабочая линия является геометрическим местом
точек, характеризующих состав жидкости, стекающей с данной тарелки, и
пара, поступающего на нее, или соответственно жидкости, поступающей на
данную тарелку, и пара, уходящего с нее.
Точка I — полюс 1 укрепляющей секции колонны — лежит на диаго-
нали диаграммы (*} = у\ = у\). По аналогии для исчерпывающей секции
колонны из уравнения (75) получаем
уравнение
GnW‘-z/i) = An^’-xi), (83)
которое графически изображается в ви-
де линии 11£, являющейся рабочей
линией для исчерпывающей секции
колонны. Полюс этой секции колонны
имеет кординаты х}’ = z/}1 = y'f.
Рабочие линии на диаграмме х—у
условно проведены в виде прямых, т. е.
принято, что количества жидкости и
пара в каждой части являются посто-
янными по высоте колонны. При этом
tgp = -^ и tgy = -^-.
В действительности в связи с изме-
Рис. 15. Процесс ректификации в диа-
грамме х—у
нением теплоты испарения по высоте
колонны количества жидкости и пара увеличиваются с уменьшением содер-
жания-высококипящего компонента. При этом рабочие линии должны были бы
иметь криволинейный характер. Чтобы значительно упростить расчеты про-
цесса ректификации, эти линии проводят в виде прямых, несмотря на то,
что это является некоторым отклонением от действительности. Рабочие пря-
мые должны быть проведены таким образом, чтобы указанные отклонения
не приводили к существенным погрешностям.
Очень важно, чтобы рабочие линии правильно отражали действитель-
ные соотношения между жидкостью и паром в тех местах, где эти линии
наиболее близко подходят к кривой равновесия. Такими точками являются
полюса I и II и точка пересечения рабочих линий Е, Координаты.полюсов
не зависят от того, по какому сечению колонны выбраны количества жидкости
и пара, принимаемые постоянными для данной части колонны. Поэтому
рабочие линии должны быть проведены так, чтобы они отражали действи-
тельные соотношения в точке Е. Для этого координаты точки Е — xf и yf
могут быть определены в диаграмме х— I (см. рис. 14) точками пересечения
главной прямой с линиями кипения и конденсации — £' и Е", Тангенс
угла а, образуемого лучом BE с осью х (точка В имеет кординаты xf = yf),
равен отношению количества жидкости к количеству пара в исходной смеси.
Рассмотрим верхний участок колонны, состоящий из нескольких таре-
лок (рис. 16).
* Точку I на диаграмме х—у будем называть полюсом по аналогии с соответствующей
точкой на диаграмме х—/.
107
На тарелку 1 поступает из конденсатора жидкость в количестве Lo
с концентрацией высококипящего компонента %i0) и пар с нижележащей
тарелки 2 в количестве с концентрацией у{2). В результате процессов
массо- и теплообмена между жидкостью и паром с тарел-
ки 1 стекает жидкость в количестве L\ — с концентра-
цией Xi1} >* %i0) и поднимается пар в количестве Gi с
концентрацией y[i} <r/i(2)- Аналогичные процессы про-
текают и на других тарелках ректификационной
колонны.
'I
кдж/кмоль
/' О
*1, Ун % мол. 02 О
Рис. 17. Процесс на теоретических тарелках
в диаграмме %—/
- \
2
0\
2
Рис. 16. Схематическое
изображение процесса на
ректификационных тарел-
ках
Под теоретической тарелкой понимают такую тарелку, на которой дости-
гается полное перемешивание жидкости, а поднимающийся с тарелки пар
Рис. 18. Процесс на теоретических тарелках
в диаграмме к—у
находится в равновесии с жидко-
стью, стекающей с нее.
На рис. 17 и 18 изображены
процессы на нескольких теорети-
ческих тарелках в диаграммах
х—I и х—у соответственно. В ди-
аграмме х—I точки, соответству-
ющие жидкости, стекающей с та-
релки, и пару, поднимающемуся
с данной тарелки, расположены на
одной изотерме, а точки, соответст-
вующие жидкости, стекающей с
тарелки, и пару, поднимающемуся
с лежащей ниже тарелки, лежат
на луче, проведенном из полюса.
Из точки Г (рис; 17), соответствующей пару, поднимающемуся с тарелки
1 {У\} = У1)> проводим изотерму, которая пересекает кривую кипения
108
в точке соответствующей жидкости, стекающей с данной тарелки. Точку Г
и полюс I соединяем прямой, которая пересекает кривую конденсации
в точке 2", соответствующей пару, поднимающемуся с тарелки 2. Подобное
построение продолжаем до нижней тарелки укрепляющей секции колонны.
Затем жидкость, стекающая с этой тарелки, смешивается с жидкостью, содер-
жащейся в исходной смеси. Находим по правилу рычага состав жидкости,
которая стекает на верхнюю тарелку исчерпывающей секции колонны.
Проведя через точку, соответствующую состоянию этой жидкости, луч
из полюса II (см. рис. 14), определяем состояние пара, поднимающегося
с верхней тарелки исчерпывающей секции колонны, и далее продолжаем
определение числа тарелок в этой секции колонны.
В диаграмме х—у (рис. 18) зависимость между составом жидкости,
стекающей с тарелки, и составом пара, поднимающимся с этой же тарелки,
выражается при принятых допущениях кривой равновесия, а зависимость
между составом жидкости, стекающей с тарелки, и составом пара, подни-
мающимся с нижележащей тарелки, — рабочей линией.
Число теоретических тарелок в диаграмме х—у определяется следующим
образом. Проводим горизонтальную прямую у± = у[1} = у& до пересечения
с кривой равновесия (точка /). Абсцисса \этой точки характеризует состав
жидкости, стекающей с первой тарелки, Из точки 1 проводим вертикаль-
ную линию xi = х}1*, по точке пересечения которой с рабочей линией находим
состав пара у}2), поднимающегося со второй тарелки, и т. д.
При ректификации бинарной смеси оптимальным местом ввода ее в
колонну является сечение, в котором состав смеси совпадает с составом
одноименной с ней фазы (жидкой или паровой). Такому сечению на диаграмме
х—у соответствует точка пересечения рабочих линий. В этом случае при
заданном флегмовом числе и концентрациях продуктов разделения число
теоретических тарелок в колонне получается наименьшим. Если исходная
смесь вводится ниже или выше указанного сечения, общее число теоретиче-
ских тарелок в колонне получится при расчете большим.
На действительной тарелке, в отличие от теоретической, не достигается
равновесия между поднимающимся с тарелки паром и находящейся на ней
жидкостью, что снижает степень обогащения пара низкокипящим компо-
нентом. Но, с другой стороны, на действительной тарелке не достигается
также полного перемешивания жидкости. Поступающая жидкость содержит
больше низкокипящего компонента, чем жидкость, стекающая с этой
тарелки. Поэтому и пар, барботирующий через жидкость в месте ее подачи
на тарелку, выходит с большим содержанием низкокипящего компонента,
чем пар в месте слива жидкости с тарелки, и может содержать этого компо-
нента больше, .чем пар, равновесный стекающей с тарелки жидкости.
Среднее обогащение пара на действительной тарелке может быть как
меньше, так и больше, чем на теоретической тарелке. Отношение числа тео-
ретических тарелок к числу действительных тарелок, обеспечивающих такую
же степень разделения, называется средним коэффициентом эффективности
тарелки
У\тар = ^~.	(84)
ьдейст
Коэффициент эффективности тарелки зависит от большого числа фак-
торов и может изменяться в широких пределах. Для тарелок воздухоразде-
109
литёльных колонн коэффициент эффективности тарелки может колебаться
в пределах 0,5—1,2 *.
При заданном составе продуктов разделения число теоретических таре-
лок в колонне определяется флегмовым числом. С увеличением флегмового
числа возрастают концентрированные напоры (в диаграмме х—у увеличи-
вается расстояние между рабочими линиями и кривой равновесия) и умень-
шается число теоретических тарелок. Однако для повышения флегмового
числа необходимо увеличить количество тепла, отнимаемого в конденсаторе
и подводимого к испарителю, т. е. увеличить расход энергии на разделение.
В каждом конкретном случае с учетом ряда факторов, определяющих как
работу самой ректификационной колонны, так и работу связанного с ней
оборудования, выбирается оптимальное флегмовое число и, следовательно,
оптимальное число теоретических тарелок.
Рассмотрим два предельных случая.
1. При минимальном флегмовом числе главная прямая в диаграмме
х—I (см. рис. 14) совпадает с изотермой F'F", проходящей через точку В
ввода смеси. При этом в диаграмме х—у (см. рис. 15) точка пересечения рабо-
чих линий F лежит на кривой равновесия. Минимальному флегмовому числу
соответствуют минимальная тепловая нагрузка конденсатора и испа-
рителя и бесконечно большое число тарелок. Практически при расчетах
ректификационных колонн принимают флегмовое число больше минималь-
ного или, что то же самое, задаются конечным концентрационным напо-
ром по пару или жидкости в месте ввода смеси.
2. При бесконечно большом флегмовом числе полюса в диаграмме х—I
уходят в бесконечность, в диаграмме х—у рабочие линии совпадают с диа-
гональю, при этом число теоретических тарелок в колонне минимальное.
Бесконечно большое флегмовое число может быть получено путем прекраще-
ния отбора продуктов сверху (для укрепляющей секции колонны) или снизу
(для исчерпывающей секции), а также путем прекращения отбора обоих
продуктов разделения и подвода смеси (для всей колонны). С бесконечно
большим флегмовым числом иногда работают лабораторные ректификацион-
ные колонны, предназначенные для исследовательских работ.
4. ПРИНЦИПИАЛЬНЫЕ СХЕМЫ ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ АППАРАТОВ
Разделительные аппараты, в которых происходит процесс ректификации
воздуха, являются составной частью воздухоразделительных установок,
принципиальные схемы которых рассмотрены в главе IV. В процессе ректи-
фикации воздуха подвод тепла в испарителе и отвод тепла в конденсаторе
осуществляются посредством конденсации и испарения воздуха и продуктов
его разделения. Для этого в разделительный аппарат под повышенным давле-
нием подается поток азота (в аппарате с азотным циклом) или сам поток
направляемого на разделение воздуха (в аппаратах однократной и двукрат-
ной ректификации).
Разделительный аппарат с азотным циклом
Для колонны, состоящей из укрепляющей и исчерпывающей секций
(см. рис. 13), флегмовое питание может быть организовано с помощью азотного
цикла (рис. 19). Ректификация в колонне осуществляется при давлении
* Значения коэффициента приведены для случая, когда воздух рассматривается как
тройная смесь кислород—аргон—азот (см. п. 8). Процесс ректификации может быть рас-
смотрен и без введения понятий теоретической тарелки и коэффициента эффективности тарелки
(см. главу VII).
НО
0,13—0,14 Мн/м2. Это давление устанавливается вследствие сопротивления
теплообменных аппаратов, в которых-продукты разделения — кислород и
азот — за счет охлаждения воздуха подогреваются до температуры окру-
жающей среды.
Роль конденсатора и испарителя выполняет один аппарат, расположен-
ный под колонной и называемый конденсатором-испарителем или просто
конденсатором. Часть отбираемого из колонны азота в количестве Ацирк
после подогрева до температуры окружающей среды сжимается в компрес-
соре примерно до 0,6 Мн/м2, затем А
снова охлаждается и направляется ---------------------
на сжижение в конденсатор-испари-
тель; полученный здесь жидкий азот
после охлаждения в переохладителе
флегмы1 дросселируется примерно
до 0,13 Мн/м2 и подается на ороше-
ние колонны. Тепло, отдаваемое
конденсирующимся азотом, идет на
испарение жидкого кислорода. Тем-
пература кипящего кислорода при
давлении 0,14 Мн/м2 равна примерно
93° К. Для передачи тепла между
конденсирующимся азотом и кипя-
щим кислородом должен существо-
вать температурный напор, который
обычно составляет 2—3 град. Сле-
довательно, температура конденси-
рующегося азота должна составлять
95—96° К.
Этой температуре соответствует
давление 0,55—0,6 Мн/м2.
Разделительный аппарат с азот-
Рис. 19. Схема воздухоразделительного
аппарата с азотным циклом:
1 — ректификационная колонна; 2 — конденса-
тор-испаритель; 3 — азотный теплообменник;
4 — азотный компрессор; 5 — переохладитель
флегмы; 6 — дроссельный вентиль
ным циклом широкого распростра-
нения не получил из-за высокого
расхода энергии и усложнения уста-
новки дополнительными машинами
на потоке азота.
Аппарат однократной ректификации
Освобожденный от примесей и охлажденный в теплообменниках воздух
сжижается в конденсаторе-испарителе (рис. 20). Давление воздуха опре-
деляется схемой установки в целом, но из условия обеспечения передачи
тепла к испаряющемуся кислороду практически не может быть ниже 0,45—
0,5 Мн/м2. Полученный в конденсаторе-испарителе жидкий воздух дроссе-
лируется примерно до 0,13 Мн/м2 и подается на орошение ректификационной
колонны, которая имеет только исчерпывающую секцию. Из колонны отво-
дятся кислород и азот, содержащий значительное количество кислорода.
Пар, равновесный поступающему в верхнюю точку колонны жидкому воздуху,
содержит 6,6% О2. В действительности,^ выходящем из колонны азоте
содержится более 8% О2, т. е. с этим потоком теряется одна треть кислорода,
содержащегося в воздухе.
1 Переохладители флегмы устанавливают в разделительных аппаратах для уменьшения
парообразования при дросселировании жидкости и, следовательно, для увеличения флегмо-
вого числа в ректификационных колоннах.
111
Аппарат однократной ректификации нашел применение в некоторых
мелких кислородных установках и в установках для получения жидкого
кислорода, в которых выход кислорода лимитируется холодопроизводи-
Рис. 20. Схема воздухораздели-
тельного аппарата однократной
ректификации:
1	— ректификационная колонна;
2	— конденсатор-испаритель; 3 — пе-
реохладитель флегмы; 4— дроссель-
ный вентиль
тельностью цикла, а также в отдельных уста-
новках для производства технологического
кислорода.
Аппарат двукратной ректификации
Практически полное извлечение кислорода
из водуха осуществляется в аппарате двукрат-
ной ректификации (рис. 21). Аппарат состоит
из колонны высокого давления, или нижней
колонны, иногда называемой колонной предва-
рительного разделения, работающей под дав-
лением 0,55—0,6 ТИк/л2, и колонны низкого
давления, или верхней колонны, работающей
под давлением 0,13—0,14 Мн/м2. В нижней
колонне происходит предварительное разделе-
ние воздуха с получением флегмы, обогащен-
ной азотом. Схема потоков в нижней колонне
зависит от состояния потоков воздуха на входе
в нее. Если воздух поступает в колонну в со-
стоянии, близком к сухому насыщенному пару
при давлении 0,55—0,6 Л4нЛи2, то его подают
непосредственно в куб колонны, расположен-
ной под нижней тарелкой (рис. 21, а).
Поднимающийся с верхней тарелки нижней
колонны пар, обогащенный азотом, подается
в конденсатор-испаритель, где конденсируется
за счет кипения жидкого кислорода. Отсюда
часть жидкого азота поступает на орошение нижней колонны, а другая
часть — азотная флегма в количестве N — дросселируется до давления
0,13 MhIm2, и подается на орошение верхней колонны.
Из куба нижней колонны отбирается в количестве R обогащенная кисло-
родом кубовая жидкость, которая проходит через фильтры для очистки от
твердых частиц двуокиси углерода и адсорберы для очистки от ацетилена
(эти аппараты на схеме не показаны). Затем кубовая жидкость дроссели-
руется до 0,13—0,14 Мн/м2, и подается в середину верхней колонны.
Концентрация азотной флегмы обычно близка к концентрации отходя-
щего из верхней колонны азота и в зависимости от типа установки может из-
меняться в широких пределах. В установках для производства кислорода
содержание кислорода в азотной флегме может составлять от 0,3 до 5%.
В кислородных установках с колонной, изображенной на рис. 21, а, кубовая
жидкость по своему составу близка к жидкости, равновесной поступающему
в колонну воздуху, и содержит до 39—40% О2 (см. п. 8).
Если воздух подается на разделение в нижнюю колонну при давлении
более высоком чем 0,6 Мн!м\ то целесообразно его не дросселировать непо-
средственно в куб нижней колонны, а направлять на охлаждение во встроен-
ный в куб колонны змеевик (рис. 21, б). Вышедший из змеевика жидкий
воздух дросселируется до 0,55 —0,6 'Мн/м2 и подается в середину нижней
колонны, состоящей из укрепляющей и исчерпывающей секций. В укрепляю-
щей секции флегмовое отношение такое же, как и в нижней колонне без
змеевика. В исчерпывающей секции флегмовое отношение значительно больше
112
в .связи с вводом в середину колонны жидкого воздуха. Это дает возможность
получить кубовую жидкость с большим содержанием кислорода, а следова-
тельно, и большее количество азотной флегмы, что способствует улучшению
процесса ректификации в верхней колонне.
В установках для производства жидкого кислорода в нижнюю колонну,
как правило, подаются два потока воздуха — газообразный (под давлением
примерно 0,6 Мн!м?) и жидкий (высокого давления) (рис. 21, в). Газообраз-
ный воздух в количестве Д вводится непосредственно в куб нижней колонны,
а жидкий воздух в количестве В—Д дросселируется *до 0,55—0,6 Мн/м? и
Рис. 21. Схемы воздухоразделительных аппаратов двукратной ректификации при различном
состоянии воздуха на входе в аппарат:
/ — нижняя колонна; 2 — конденсатор-испаритель; 3 — верхняя колонна; 4 — переохладитель кубо-
вой жидкости; 5 — переохладитель азотной флегмы; 6 — дроссельный вентиль кубовой жидкости;
7 — дроссельный вентиль азотной флегмы; 8 — дроссельный вентиль воздуха высокого давления
У
подается в середину нижней колонны. Если жидкий воздух на входе в колонну
имеет температуру более высокую, чем кубовая жидкость, его целесообразно
перед подачей в колонну пропустить через змеевик (см. рис. 21, б). В уста-
новках для производства жидкого кислорода, а также в установках с насосом
жидкого кислорода суммарная энтальпия воздуха на входе в нижнюю
колонну меньше, чем в установках газообразного кислорода. Следовательно,
меньше и тепловая нагрузка конденсатора-испарителя и количество флегмы,
которое может быть подано на орошение колонны. При том же составе
азотной флегмы кубовая жидкость в установках для получения жидкого
кислорода содержит меньше кислорода, чем в газовых установках.
В верхней колонне происходит окончательное разделение воздуха на
кислород /С, отбираемый из конденсатора-испарителя, и азот Л, отбираемый
сверху колонны. Концентрации продуктов разделения, получаемых в верх-
ней колонне, могут быть различными в зависимости от назначения и типа
установки, в которой устанавливается аппарат двукратной ректификации.
При производстве кислорода в отходящем азоте содержится не более 2—3%
8 П/ред. В. И. Епифановой	11
02. При получении чистого азота (с содержанием сотых или тысячных долей
процента О2) с отходящим из верхней колонны кислородом теряется весьма
небольшая часть азота.
Таким образом, в аппарате двукратной ректификации обеспечивается
практически полное извлечение кислорода или азота из воздуха, причем
флегмовое питание осуществляется за счет самого поступающего в колонну
при давлении 0,6 Мн1м? потока воздуха, т. е. для образования флегмы
в колонне не требуется усложнять систему введением дополнительных машин
для сжатия (например, для азота) и соответствующих теплообменных arina-
ратов. Поэтому в большинстве воздухоразделительных установок процесс
разделения происходит в аппарате
Рис. 22. Схема воздухоразделительного
аппарата с расположением колонн высо-
кого и низкого давления на одном уровне:
1 — колонна высокого давления; 2 — конден-
сатор колонны высокого давления; 3 — ко-
лонна низкого давления; 4 — испаритель
колонны низкого давления
двукратной ректификации.
В зависимости от конкретных ус-
ловий использования аппаратов дву-
кратной ректификации в установках
разделения воздуха схемы аппаратов,
изображенные на рцс. 21, могут претер-
певать те или иные изменения. Эти
изменения могут быть вызваны сле-
дующими причинами: необходимостью
уменьшения высоты воздухораздели-
тельного аппарата; требованиями полу-
чить наряду с кислородом чистый азот
и другие компоненты воздуха; стремле-
нием снизить расход энергии на про-
цесс ректификации.
Уменьшение высоты аппарата до-
стигается установкой колонны высо-
кого давления рядом с колонной низ-
кого давления. При этом используются
два конденсатора-испарителя: один
устанавливают над колонной высокого
давления, а другой — под колонной
низкого давления. Часть жидкого кис-
лорода, стекающего с нижней тарелки колонны низкого давления, подается
.в конденсатор колонны высокого давления с помощью жидкостного насоса
или газлифта.
Чтобы не усложнять установку введением насоса или газлифта, в неко-
торых случаях в конденсатор колонны высокого давления подают не жидкий
кислород, а часть отбираемой из этой колонны кубовой жидкости; пары ку-
бовой жидкости из конденсатора направляются в середину колонны низкого
давления (рис. 22). Однако при этом уменьшается количество флегмы в ко-
лонне низкого давления и с отходящим азотом теряется значительное коли-
чество кислорода. Приведенная на рис. 22 схема нашла применение в отдель-
ных установках небольшой производительности, в которых расход энергии
не имеет решающего значения.
При одновременном получении нескольких компонентов воздуха построе-
ние схемы разделительного аппарата зависит от их чистоты и соотношения
между количествами этих компонентов.
Из продуктов разделения воздуха наиболее широкое применение находит
кислород. Потребность народного хозяйства в кислороде такова, что в боль-
шинстве случаев другие компоненты воздуха могут быть получены в качестве
побочных при его производстве. При разработке схем таких разделительных
аппаратов прежде всего исходят из необходимости обеспечения наиболее
414
экономичного процесса получения кислорода и максимального его извлечения
из воздуха.
Под коэффициентом извлечения компонента из воздуха понимают отно-
шение количества этого компонента, содержащегося в получаемом продукте,
к количеству компонента, содержащемуся в перерабатываемом воздухе.
При одновременном производстве кислорода и чистого азота из середины
верхней колонны отбирают так называемую аргонную фракцию. Количество
фракции и место ее отбора зависят от отношения количества получаемого
чистого азота к количеству получаемого кислорода, от концентрации полу-
чаемого кислорода и от других факторов.
При получении аргона фракция разделяется в дополнительных ректифи-
кационных колоннах. Криптон и ксенон получают ректификацией отбирае-
мого из верхней колонны кислорода. Подробнее эти воцросы освещены
в главе IV, так как они связаны с построением схемы воздухоразделительной
установки в целом.
Для уменьшения расхода энергии на процесс ректификации следует
сократить флегмовое питание ректификационных колонн, что позволит
снизить давление части или всего количества перерабатываемого воздуха,
по сравнению с давлением в нижней колонне. Можно давление воздуха не
снижать, а перепады давлений использовать для расширения газа в турбо-
детандерах с производством
холода. Возможности уменьше-
ния расхода энергии в резуль-
тате изменения схемы раздели-
тельного аппарата в большой
степени зависят от концентра-
ции получаемого кислорода.
Получение технического
и технологического кислорода
В промышленности приме-
няется кислород различной
концентрации, содержащий от
99,8 до 95% О2, а иногда и
меньше. В большинстве случаев
требуется или технический кис-
лород, содержащий 99,5% О2,
или технологический, содержа-
Л щий около 95% О2. Процессы
в воздухоразделительном аппа-
рате при производстве техниче-
ского и технологического кис-
лорода существенно отличаются
один от другого.
При получении кислорода
с содержанием более 96—97%
О2 большое влияние на процесс
Рис. 23. Концентрационные напоры в на тарел-
ках верхней колонны аппарата двукратной ректи-
фикации в зависимости от содержания кислорода
Ух в паре' (при концентрации отходящего азота
У* = 1% О2):
а — при получении технического кислорода (с содержа-
нием 99,5% О2); б — при получении технологического
кислорода (с содержанием 95%О2); 1 — с учетом влия-
ния аргона на процесс ректификации (воздух рассмат-
ривается как тройная смесь кислорода, аргона и азота);
2—без учета влияния аргона (воздух рассматривается
как бинарная смесь кислорода и азота)
ректификации оказывает аргон, и воздух должен рассматриваться как
тройная смесь кислород—аргон—азот. Вследствие значительного содержа-
ния аргона на тарелках верхней колонны аппарата двукратной ректи-
фикации концентрационные напоры на отдельных участках этой колонны
в несколько раз меньше, чем они могли бы быть при ректификации
бинарной смеси (рис. 23, а). Флегмовое число в верхней колонне очень
8*
115
близко к минимальному и его уменьшение возможно лишь при значитель-
ном загрязнении отходящего азота кислородом, т. е. за счет существен-
ного сокращения выхода кислорода из воздуха. Усовершенствование про-
цесса разделения в этом случае может быть достигнуто посредством извлече-
ния третьего продукта — аргона, что приводит к уменьшению содержания
аргона на тарелке верхней колонны и дает возможность во многих случаях
увеличить коэффициент извлечения кислорода.
При получении кислорода, содержащего менее 96% О2, влияние аргона
на процесс ректификации невелико, и воздух практически может рассматри-
ваться как бинарная смесь. Концентрационные напоры в верхней колонне
(рис. 23, б) на всех участках являются очень значительными и мало зависят
от того, рассматривается ли воздух как тройная или как бинарная смесь.
Флегмовое число в верхней колонне в этих условиях значительно больше
минимального, и его целесообразно уменьшить для повышения экономич-
ности* процесса разделения.
Способы повышения эффективности процесса разделения
при получении технологического кислорода
Эффективность работы разделительного аппарата определяется сте-
пенью совершенства происходящих в нем процессов, каковыми являются
ректификация в отдельных колоннах, теплообмен в конденсаторах и пере-
Рис. 24. Схема аппарата дву-
кратной ректификации с вво-
дом газообразного воздуха в
верхнюю колонну: I
1 — нижняя колонна; 2 — кон-
денсатор-испаритель; 3 — верх-
няя колонна; 4 — переохлади-
тель кубовой жидкости; 5— пе-
реохладитель азотной флегмы
охладителях флегмы, дросселирование флегмы.
; Однако решающее значение имеет совершенство
' процесса ректификации в верхней колонне, в ко-
торой происходит окончательное разделение воз-
духа. Поэтому при построении различных схем
разделительных аппаратов ориентируются прежде
всего на характер протекания процесса в верхней
колонне [37].	*
Самым простым средством повышения эконо-
мичности процесса разделения в аппарате дву-
кратной ректификации является уменьшение
количества флегмы, подаваемой из нижней колон-
ны в верхнюю. Это может быть осуществлено
двумя способами: вводом газообразного воздуха
в верхнюю колонну и отбором газообразного азота
из нижней колонны.
По первому способу часть перерабатываемого
воздуха (Д = 0,2-нО,3 кмоль/кмолъ п. в.) не
подвергается предварительному разделению в циж-
ней колонне, а вводится под давлением 0,13—
0,14 Мн/м? в газообразном состоянии непосред-
ственно в середину верхней колонны (рис. 24).
Вследствие уменьшения количеств азотной флег-
мы и кубовой жидкости, поступающих в верхнюю
колонну, рабочие линии значительно ближе под-
ходят к кривой равновесия, чем при работе
колонны без ввода газообразного воздуха (рис. 25).
Часть воздуха, которая поступает в газообразном
состоянии непосредственно в верхнюю колонну,
может сжиматься лишь до давления р = 0,16-н
0,18 Мн/м2, необходимого для преодоления
сопротивлений на прямом и обратном потоках.
116
Однако практически, в большинстве случаев, весь перерабатываемый в уста-
новке воздух сжимается примерно до 0,6 Мн/м\ а перепад давлений между
нижней и верхней колоннами используется для расширения части воздуха
в турбодетандере.
По второму способу весь перерабатываемый воздух подвергается пред-
варительному разделению в нижней колонне, но часть азота (Д = 0,15-?-
0,25 кмоль/кмоль п. в.) отбирается из этой колонны в газообразном виде,
т. е. уменьшается количество азотной флегмы, подаваемой в верхнюю ко-
лонну. Отобранный из нижней колонны
газообразный азот после подогрева рас-
ширяется в турбодетандере (рис. 26).
Рис. 25. Рабочие линии верхней колонны
(при 95% О2 и уА — 1% О2) для
схем:
/ — двукратной ректификации; 2 —' с вводом
газообразного воздуха в верхнюю колонну
(Д = 0,26 кмоль/кмоль п. в.); 3 — с отбором
газообразного азота из нижней колонны (Д =
=0,21 кмоль/кмоль п. в.); 4 — кривая равнове-
сия системы кислород — азот для 0,13 Мн/м2
Рис. 26. Схема аппарата двукрат-
ной ректификации с отбором газо-
образного азота из нижней колонны:
1 — нижняя колонна; 2—конденсатор-
испаритель; 3 — верхняя колонна;
4 — переохладитель кубовой жидко-
сти; 5 — переохладитель азотной флег-
мы; 6 — турбодетандер; 7— детандер-
ный теплообменник
Оба эти способа не приводят к необходимому приближению рабочей
линии к кривой равновесия в нижней секции верхней колонны. При этом
для схемы с отбором газообразного азота из нижней колонны сближение этих
линий несколько меньше (см. рис. 25), что объясняется наличием в первой
схеме двух вводов в верхнюю колонну — кубовой жидкости и газообразного
воздуха. При одинаковой концент;рации отходящего азота количество газо-
образного воздуха, которое может быть подано в верхнюю колонну, больше
количества газообразного азота, которое может быть отобрано из нижней
колонны. Так, например, для условий, принятых при построении графиков
(см. рис. 25), эти величины соответственно равны 0,26 и 0,21 кмоль/кмоль п. в.
Поэтому другие способы приближения процесса ректификации к обрати-
мому рассматриваются в сочетании со способом ввода газообразного воздуха
в верхнюю колонну.
Дальнейшее повышение эффективности процесса разделения может быть
достигнуто дополнительным уменьшением количества флегмы в нижней
секции верхней колонны. Для этого можно, например, подать часть флегмы
117
на испарение в дополнительный конденсатор (рис. 27); пар из конденсатора
возвращать в верхнюю колонну, но вводить его на несколько тарелок ниже.
При этом рабочая линия нижней части верхней колонны будет изламываться
и приближаться к кривой равновесия. Так как флегма кипит при более низ-
кой температуре, чем кислород, давление конденсирующегося азота в допол-
нительном конденсаторе ниже, чем в основном. Полученный перепад давле-
ний может быть использован для расширения азота, отбираемого из нижней
колонны, в турбодетандере Д2. При этом может быть получено дополни-
С дополнительным конденсатором:	1 — НИЖНЯЯ колонна; 2 — допол-
нительная колонна; 3 — верхняя
1— нижняя колонна; 2 —основной конденсатор; 3— верх- колонна; 4, 5 — переохладители
няя колонна; 4, 5 — переохладители флегмы; 6 — допол-	флегмы; 6 —основной конденсатор;
нительный конденсатор; 7 — турбодетандер; 8 — детан-	7 —.конденсатор ч дополнительной
дерный теплообменник	колонны
тельное количество холода или сокращено количество воздуха Д1У направ-
ляемого через турбодетандер в середину верхней колонны.
В дополнительный конденсатор удобнее подавать не жидкость, отбирае-
мую из верхней колонны, а кубовую жидкость, получаемую в нижней
колонне. Вследствие испарения кубовой жидкости в конденсаторе можно
также конденсировать азот, отбираемый из дополнительной колонны, кото-
рая работает под более низким давлением, чем нижняя колонна. В уста-
новленный над дополнительной колонной конденсатор подается как часть
кубовой жидкости из нижней колонны, так и кубовая жидкость из дополни-
тельной колонны (рис. 28). В дополнительную колонну может быть подано
примерно 0,25 кмоль!кмоль п. в. воздуха под давлением 0,3—0,35 Мн/м2-
(при ух = 95% О2, у\ = 1% О2 и вводе в верхнюю колонну газообразного
воздуха в количестве Д = 0,26 кмоль/кмоль п. в.). Рабочие линии для возду-
хоразделительного аппарата с дополнительной колонной показаны на
рис. 29.
Для самой нижней секции верхней колонны, расположенной ниже ввода
обогащенного воздуха из дополнительного конденсатора, отклонение
рабочей линии от кривой равновесия будет в действительности значительно
меньше, чем это показано на рис. 29, вследствие некоторого влияния аргона
на процесс ректификации (см. рис. 23, б).
118
Возможности приближения рабочей линии в верхней части верхней
колонну к кривой равновесия весьма ограничены. Для приближения рабо-
чей линии этой части колонны к кривой равновесия необходимо ввести
в колонну жидкость с меньшим содержанием кислорода, чем кубовая жид-
кость. Естественным источником такой жидкости является поступающий
на разделение воздух, часть которого можно сконденсировать, например,
за счет испарения кислорода. Азотная же флегма при этом должна быть
получена вследствие испарения жидкости промежуточной концентрации.
Давление воздуха, подаваемого на разделение, будет в этом случае более
низким, чем в нижней колонне аппарата двукратной ректификации.
Рис. 29. Рабочие линии верхней колонны
(при z/f = 95% О2, Ух = 1% О2 и Д =
= 0,26 кмоль!кмоль п. в.) для схем:
1 — с дополнительной колонной (В, =
= 0,49 кмоль/кмоль п. в., В2 = 0,25 кмолъ/кмоль
п. в.); 2—с частичной конденсацией воздуха и
промежуточной колонной (В !=0,49 кмоль/кмоль
п. в., В2 = 0,25 кмолъ/кмоль п. в.); 3 — с вво-
дом газообразного воздука в верхнюю колонну;
4 — кривая равновесия системы кислород—
азот для 0,13 Мн/м2
Рис. 30. Схема воздухоразделитель-
ного аппарата с частичной конден-
сацией воздуха и промежуточной
,колонной:
1 — колонна низкого давления; ‘2 —
колонна предварительного разделения;
3 — промежуточная колонна; 4, 5 — пе-
реохладители флегмы; 6—8 — конден-
саторы-испарители
Из многочисленных возможных вариантов схем с частичной конденса-
цией воздуха рассмотрим схему, предложенную С. Я- Гершем (рис. 30).
В этой схеме воздух поступает на разделение под одним давлением, равным
0,48—0,50 Мн/м2. Часть воздуха конденсируется за счет испарения кисло-
рода в колонне низкого давления, а другая часть воздуха в количестве
0,25 ж3/ж3 п. в. (при вводе в верхнюю колонну газообразного воздуха в коли-
честве Д = 0,26 кмолъ/кмоль п. в.) поступает в колонну предварительного
разделения, причем азотная флегма в этой колонне образуется в результате
кипения кубовой жидкости в промежуточной колонне. Жидкий воздух, полу-
ченный при испарении кислорода, распределяется на три потока: первый
поступает в колонну предварительного разделения, второй — в промежуточ-
ную колонну, работающую под давлением 0,3 Мн/м2, а третий — в колонну
низкого давления. В конденсаторе, установленном над промежуточной колон-
ной, кипит кубовая жидкость, отбираемая из промежуточной колонны и
колонны предварительного разделения. Пары обогащенного воздуха из
этого конденсатора отводятся в колонну низкого давления. В рассматривае-
119
мой схеме рабочие линии для всех частей верхней колонны очень близко
подходят к кривой равновесия (см. рис. 29).
Дальнейшее приближение рабочих линий к кривой равновесия может
быть достигнуто увеличением числа вводов в верхнюю колонну с включением
в схему дополнительных ректификационных колонн или применением спе-
циальных ректификационных устройств (аппаратов с конденсационно-
испарительным разделением), в которых подвод и отвод тепла происходят
непосредственно в процессе массообмена между жидкостью и паром. В послед-
нем случае рабочие линии в диаграмме х—у носят криволинейный характер.
Однако от дальнейших изломов или искривлений рабочих линий нельзя
ожидать заметного эффекта (см. рис. 29) и, следовательно, существенного
повышения эффективности процесса ректификации в верхней колонне.
Расчеты показывают, что процесс ректификации в нижней колонне
характеризуется сравнительно небольшими потерями от необратимости, и
его перестройка также не приводит к значительному уменьшению расхода
энергии. Приближение рабочих линий к кривой равновесия связано с уве-
личением числа тарелок в колонне, сопротивления колонны, потерь холода
в окружающую среду, высоты здания, что в значительной степени может
снизить экономию, получаемую в результате усложнения схемы.
Как показывают расчеты, при переходе от схемы с аппаратом двукрат-
ной ректификации к схеме с вводом газообразного воздуха в верхнюю
колонну расход энергии уменьшается примерно на 15%. По сравнению
с последней схемой, нашедшей применение в большинстве крупных воздухо-
разделительных установок, максимальная экономия, которая может быть
получена от дальнейшего усложнения схемы разделительного аппарата,
составляет 6—8%. Это объясняется тем, что большая часть потерь от необра-
тимости в воздухоразделительной установке не связана с построением схемы
разделительного аппарата, а зависит от совершенства процессов тепло- и мас-
сообмена, сжатия и расширения газов. Необходимо поэтому стремиться не
только к усовершенствованию схемы, но и к повышению эффективности
работы отдельных аппаратов и машин воздухоразделительной установки.
5. ГРАФИЧЕСКИЙ МЕТОД РАСЧЕТА ПРОЦЕССА РЕКТИФИКАЦИИ
ТРОЙНОЙ СМЕСИ КИСЛОРОД—АРГОН—АЗОТ
Из методов расчета процесса ректификации тройных смесей наиболее '
широко известен метод расчета в треугольной диаграмме х—у для тройной
смеси (типа диаграммы, изображенной на рис. 4). При расчете по этому
методу [13] необходимо выполнить большое количество построений при опре-
делении рабочих концентраций и интерполяцию по двум параметрам при
определении равновесных концентраций; при этом изменения теплоты испа-
рения смесей по высоте колонны не учитываются. Для учета изменения теп-
лоты испарения смесей по высоте колонны М. Б. Столпером [3] предложен
графоаналитический метод расчета процесса ректификации в пространствен-
ной диаграмме х—I для тройной смеси. Этот метод более точен, но весьма
трудоемок.
Ниже изложен более простой метод расчета процесса ректификации
тройной смеси кислород — аргон — азот, по которому число тарелок опре-
деляется непосредственно по диаграмме равновесия для тройной смеси, со-
стоящей из диаграмм х — у для двух компонентов, а изменения теплоты
испарения смесей по высоте колонны учитываются с помощью диаграммы
х — I для бинарной смеси кислород—азот [50].
120
Диаграмма равновесия, применяемая при этом методе расчета (см.
рис. 5), может состоять, например, из диаграммы х— у для кислорода,
на которую нанесены линии постоянного содержания аргона в жидкости и
в паре, и из диаграммы х — у для аргона с нанесенными на нее линиями по-
стоянного содержания кислорода в жидкости и в паре.
При р = 0,13 Мн!м?- Го2 = 6730 кдж/кмоль, г^г = 6352 кдж!кмолъ,
rN2 = 5475 кдж/кмоль, теплота испарения аргона меньше теплоты испарения
кислорода на 5,6% и больше теплоты испарения азота на 16%. Содержание
аргона в тех местах воздухоразделительных колонн, где концентрационные
напоры невелики и требуется высокая точность определения рабочих кон-
центраций в большинстве случаев не превышает 15%. Если при расчетах
аргон условно присоединить к кислороду, то ошибка в определении теплоты
15
испарения тройных смесей будет составлять примерно 5,6 --удд- = 0,8%;
в случае присоединения аргона к азоту ошибка будет равна примерно
15
16’Тоб’ = 2,4%, т. е. такого же порядка, как и при расчете в простран-
ственной диаграмме х — I. Так как на большинстве тарелок воздухоразде-
лительных колонн содержание аргона значительно меньше 15%, ошибка при
расчете этих участков колонн будет меньше.
Таким образом, при расчетах воздухоразделительных колонн можно
с достаточной для практики точностью определять флегмовые отношения
в сечениях колонн графическим построением в плоской диаграмме х — I
для смеси кислород — азот, присоединяя аргон к кислороду или азоту.
В большинстве случаев в продуктах разделения воздуха определяется только
содержание кислорода. Поэтому при определении флегмовых отношений
практически удобнее присоединять аргон к азоту.
Найденные в диаграмме х — I для смеси кислород — азот значения
флегмовых отношений затем должны быть перенесены на диаграммы х — у.
При этом достаточно для каждой секции колонны нанести на диаграмму
х — у одну или две рабочие линии, соответствующие средним значениям
флегмовых отношений в данной секции или значениям флегмовых отноше-
ний на нижнем ее участке. В последнем случае получаемое число теоретиче-
ских тарелок будет несколько завышенным. При этом флегмовые отношения
должны соответствовать действительным в ,тех местах колонны, где рабочая
линия близко подходит к кривой равновесия. Такими местами в верхней
колонне аппарата двукратной ректификации являются самый нижний учас-
ток колонны, где происходит разделение смеси кислород — аргон, и учас-
ток колонны от сечения, которому на диаграмме х — у соответствует точка
пересечения рабочих линий, до места ввода кубовой жидкости.
Для практических расчетов может быть принято построение рабочей
линии укрепляющей секции колонны и верхнего участка исчерпывающей
секции колонны по флегмовым отношениям в точке пересечения рабочих
линий, а для нижнего участка исчерпывающей секции колонны — по флег-
мовому отношению в точке, соответствующей получаемому кислороду.
При расчете процесса ректификации тройной смеси кислород — аргон —
азот по диаграмме равновесия, состоящей из диаграмм х — у для кисло-
рода и аргона (см. приложения XI, XII), содержание азота определяется
вычитанием из 100% суммарной концентрации кислорода и аргона. Когда
содержание азота в смеси мало и необходимо определять его с большей точ-
ностью, расчет удобнее вести в диаграммах х — у аргона и азота (см. прило-
жения XII и XIV).
При разделении тройной смеси кислород — аргон — азот на два ком-
понента и при условном присоединении аргона к азоту остаются действитель-
121
ними все уравнения и построениям диаграмме х — I для смеси кислород —
азот (см. рис. 14), приведенные в п. 3 применительно к ректификационной
колонне, изображенной на рис. 13. Рабочие линии в диаграмме х — у для
кислорода строятся так же, как и в диаграмме х — у для смеси кислород —
азот (см. рис. 15).
На диаграмму х — у для кислорода (рис. 31) наносят: полюс укрепляю-
щей секции колонны /1, имеющей координаты х[ = у{ = yi, полюс исчер-
пывающеи секции колонны //i, имеющей координаты Xi = yi = yi\ и
точку пересечения рабочих линий Elf координаты которой Xi и yf опреде-
ляют в диаграмме х — I (см. рис. 14) по точкам пересечения главной прямой
с кривыми кипения и конденсации (см. схему колонны, изображенную на
рис. 13).
Рис. 31. Рабочие линии на диаграмме х—у для кислорода и аргона (равно-
весные кривые не показаны)
Прямая 11Е1 является рабочей линией для укрепляющей секции ко-
лонны, а прямая И^Е^ — рабочей линией для исчерпывающей секции ко-
лонны. Для нижнего участка исчерпывающей секции колонны рабочую
линию проводят из точки ZZ! под углом у' к оси %, причем tg у' = £15, (см.
НК
рис. 14).
Если в ректификационную колонну смесь вводят в нескольких местах^
то полюс для средней колонны может лежать вне пределов диаграммы.
В этом случае на диаграмму х — у для кислорода наносят две точки, коорди-
наты которых определяют в диаграмме х — I точками пересечения крайних
прямых данной секции колонны с кривыми кипения и конденсации. Отрезок,
проведенный через эти точки, может быть принят в качестве рабочей линии
для данной секции колонны. При ректификации тройной смеси оптимальное
место ввода исходной смеси в колонну может лежать ниже или выше сечения,
которому в диаграмме х — у соответствует точка пересечения рабочих линий.
При расположении полюса в пределах диаграммы рабочую прямую
можно продлить за точку ее пересечения с рабочей линией-соседней секции
колонны. Если полюс расположен вне пределов диаграммы, то рабочую
линию нельзя просто продлить за точку пересечения с рабочей линией сосед-
ней секции колонны: в этом случае для продолжения рабочей линии следует
через точку пересечения рабочих линий провести луч, тангенс угла наклона
которого равен флегмовому отношению в данном участке колонны.
122
__	.	.	I
Чтобы нанести рабочую линию данного участка колонны на диаграмму
х — у для аргона, достаточно знать одну точку, расположенную на рабочей
прямой, так как угол наклона последней определяется флегмовым отноше-
нием и равен углу наклона рабочей линии в диаграмме х — у для кислорода.
В качестве указанной точки может быть принят полюс, разумеется, если он
располагается в пределах диаграммы.
Координаты полюса по аргону для укрепляющей секции колонны (см.
рис. 13) определяются из равенства
4-^-	=	(85)
где у2 — содержание аргона в отходящем азоте.
Аналогичное уравнение для исчерпывающей секции
х'' = у" = L^~G^ = у*	(86)
где yi содержание аргона в получаемом кислороде.
При этом содержанием аргона в одном из продуктов разделения, напри-
мер, в кислороде, задаются, а содержание аргона в другом продукте (отхо-
дящем азоте) определяют по уравнению материального баланса
(87)
=-----А----•
Из полюса 12 проводим в диаграмме х — у для аргона прямую 12Е2
под таким же углом р к оси х, под каким проведена соответствующая рабочая
линия в диаграмме х — у для кислорода. Прямая 12£2 является рабо-
чей линией укрепляющей секции в диаграмме х — у для аргона. Рабочей
линией исчерпывающей секции в диаграмме х — у для аргона является
линия П2Е2, проведенная подтем же углом у к оси'х, что и соответствующая
прямая Их-Ех в диаграмме х — у для кислорода. Для нцжнего участка
исчерпывающей секции рабочую линию проводим из точки II2 под углом у'
к оси х.
При построении рабочей линии в диаграмме х — у для аргона для секции
колонны, полюс которой находится вне пределов диаграммы, следует эту
рабочую линию проводить через точку ее пересечения с рабочей линией
соседней секции колонны. Эта точка может быть найдена по составу смеси,
вводимой на границе указанных секций колонны.
В диаграмме х — у для кислорода через точку В\ с координатами Xi =
= yi проводим прямую BiEi, которая образует с осью х угол а. Так как tg а
равен отношению количества жидкости к количеству пара в исходной смеси,
такой же угол с осью х должна образовать соответствующая прямая в диа-
грамме х — у для аргона. Проводим в этой диаграмме через точку В2 с коор-
динатами X2 = у2 такую прямую, точка пересечения которой Е2 с нанесен-
ной ранее рабочей линией соседней секции колонны, например укрепляющей,
есть точка пересечения рабочих линий. Через эту точку проводим в диаграмме
х — у для аргона искомую рабочую прямую под тем же углом к оси х, что и
соответствующая рабочая прямая в диаграмме х — у для кислорода.
После нанесения рабочих линий на диаграмму равновесия для тройной
смеси приступают к определению числа теоретических тарелок в колонне.
Число тарелок определяют одновременным построением в диаграммах х — у
для кислорода и аргона. Число тарелок отсчитывают с того сечения колонны,
для которого известен состав пара или жидкости по всем компонентам.
Расчет нельзя начинать с сечения, в котором содержание одного из компо-
нентов принято равным нулю.
123
Пусть для данного участка колонны (см. рис. 16) на диаграммы х — у
для кислорода и аргона нанесены рабочие линии и 12С2 соответственно
(рис. 32), а отсчет тарелок производится сверху вниз по колонне. По извест-
ному составу пара, поднимающегося с первой тарелки, у[1} = у\ И у-^ =
= у2 находим состав жидкости, стекающей с этой тарелки. Для этого в диа-
грамме х — у для кислорода проводим вертикальную прямую z/i = у[1} до
пересечения с равновесной кривой при у2 = у21}. По точке пересечения h
Рис. 32. Определение числа теоретических тарелок при
расчете процесса ректификации тройной смеси кислород—
аргон—азот
определяем содержание
кислорода в жидкости,
стекающей с первой тарел-
ки, хр. Проводим в диа-
грамме х — у для аргона
вертикальную прямую у> =
= у2} до пересечения с
равновесной кривой при
//1 = z/Р. По точке пере-
сечения 12 определяем со-
держание аргона в жидко-
сти, стекающей с первой
тарелки, %21}.
Содержание кислорода
в паре, поднимающемся со
второй тарелки, у<2) опре-
деляем в диаграмме х — у
для кислорода по точке
пересечения горизонталь-
нои прямой xi = л! с ра-
бочей линией. Содержание
аргона в паре, поднимаю-
щемся со второй тарелки,
у22) определяем в диаграм-
ме х — у для аргона по
точке пересечения гори-
зонтальной прямой х2=х^
с рабочей линией. По найденному составу пара у^}), поднимающегося
со второй тарелки, определяем равновесный состав стекающей с этой та-
релки жидкости (хР, х£2)) описанным выше способом. Затем определяем
состав пара, поднимающегося с третьей тарелки, и т. д.
Построив некоторое число тарелок в укрепляющей секции колонны,
находим состав смеси жидкости, стекающей с нижней тарелки этой части
колонны, с жидкостью, содержащейся в подаваемой в колонну смеси, и про-
должаем далее расчет числа тарелок по рабочей линии исчерпывающей сек-
ции колонны. Расчет считается законченным, когда находят тарелку, на
которой содержание кислорода в стекающей жидкости равно содержанию
кислорода в получаемом продукте. Содержание аргона в этой жидкости
также должно быть равно содержанию аргона в продукте, т. е. удовлетво-
рять уравнению материального баланса (87). В противном случае следует
или принять в расчет новое место перехода от укрепляющей секции колонны
к исчерпывающей или задаться новым содержанием аргона в одном из про-
дуктов разделения; по уравнению материального баланса определить содер-
124
жание аргона в другом продукте и расчет процесса ректификации произ-
вести заново.
При отсчете числа тарелок сверху вниз по колонне на диаграммах
х—у пользуются равновесными кривыми постоянного состава пара, а при
расчете снизу вверх —равновесными кривыми постоянного состава жидкости.
Расчет процесса ректификации бинарной смеси кислород—азот, кото-
рый может быть применен в случае получения кислорода с содержанием
менее 96% О2, может рассматриваться как частный случай расчета процесса
ректификации тройной смеси при у2 = 0% Аг. При этом рабочие линии
наносят только на диаграмму х—у для кислорода; число теоретических
тарелок определяют в этой же диаграмме с использованием кривой равно-
весия при у2 = 0% Аг, т. е. для смеси кислород—азот.
6. ПРИМЕР РАСЧЕТА ПРОЦЕССА РЕКТИФИКАЦИИ
В ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНОМ АППАРАТЕ
Ниже показано применение графического метода расчета процесса ректификации трой-
ной смеси кислород—аргон—азот. В качестве примера выбран аппарат двукратной ректифи-
кации применительно к схеме аппарата, изображенной на рис. 21, а.
Принимаем следующие исходные данные:
1)	содержание кислорода в продуктах разделения: в получаемом кислороде у^ = 99,5%,
в отходящем азоте = 2%, в азотной флегме х^ = 2%, в кубовой жидкости xf = 39,5%;
2)	потери холода колонной в окружающую среду (2*олс = 60 кдж/кмоль п. в. (условно
принимаем, что это количество тепла подводится к одному месту — к конденсатору-испари-
телю) ;
3)	давление на верху верхней колонны 0,127 Мн/м2;
4)	сопротивление верхней колонны 10 кн/м2;
5)	сопротивление нижней колонны 10 кн/м2;
6)	уровень жидкого кислорода в конденсаторе Ищ = 1 м;
7)	температурный напор в конденсаторе &ТК0Нэ = 2,2 град;
8)	минимальная разность температур в переохладителях 4—5 град.
Определение давления в нижней колонне. Давление над зеркалом испарения кислорода
в конденсаторе-испарителе
рв£рх = 0,127 + 0,01 = 0,137 Мн/м2.
Среднее давление кипящего кислорода
р^ = р“Р* +-1 9,8ЯХрЛ-10’6 = 0,137 + 0,5 0,0112 = 0,143 Мн/м2,
где рк = И40 кг/м3 — плотность жидкого кислорода.
Для определения температуры кипящего кислорода необходимо знать его состав не только
по кислороду, но и по азоту и аргону. При содержании в кислороде более 98% О2 можно счи-
тать содержание азота в нем практически равным нулю, т. е. можно определять температуру
по диаграмме Т—у для системы кислород—аргон (см. приложение 32). Считая, что кипящая
жидкость равновесна отбираемому из конденсатора-испарителя пару, (бесконечная кратность
циркуляции*), находим температуру кипящего кислорода (при среднем давлении) Т/< =
= 93,6° К.
* При конечной кратности циркуляции температуру кипящей жидкости на входе и
выходе из аппарата определяют по составу жидкости или равновесного пара на соответствую-
щей диаграмме равновесия. Для случая кипения бинарной смеси основные соотношения были
описаны выше (см. п. 3). При кипении тройной смеси составы жидкости и пара после.частич-
ного испарения могут быть найдены перенесением значений' из диаграммы х—I для смеси
кислород—азот на диаграмму равновесия тройной смеси, состоящей из диаграмм х—у для
двух компонентов, т. е. тем же способом, что и состав жидкости и пара после дросселирования
(см. ниже).
125
«™	температуру ™еш „ид.
К, чист. У? ’0,04 Х/з^О.Ов,	(88)
где ТК, чист температура кипения чистого кислорода при давлении /$, определяемая
^ОжТиеРа28МилиЧ1).СИСТеМЬ1 КИСЛ0Р0Д-а30Т или «ислород-аргон (см. при-
Уравнение (88) действительно при pf > 85% О2 при давлениях от 0,1 до 0 2 Мн/м* **
Температура конденсирующегося азота
= ТК + ДТконЭ = 93,6 + 2,2 = 95,8° К.
Этой температуре при Ху = 2% О2 соответствует давление, определяемое по диаграмме
Т—у системы кислород—азот (см. приложение 29), рв^р^ = 0,57 Мн/м2*.
Давление внизу нижней колонны р^изк = 0,57 + 0,01 = 0,58 Мн/м3,
В соответствии с диаграммами равновесия тройной-смеси процесс ректификации в верх-
ней колонне рассчитывают при давлении 0,133 Мн/м2, а в нижней колонне — при 0,57 Мн/м1.
Примечание. При получении в аппарате двукратной ректификации с вводом газо-
образного воздуха в середину верхней колонны кислорода с концентрацией 95% О2 в нем
содержится примерно 3% Аг и 2% N2.
Как показывают расчеты, при среднем давлении кипящего кислорода в конденсаторе-
испарителе 0,143 Мн/м? средняя температура кипения может изменяться от 92,9 до 93,3° К
в зависимости от конструкции аппарата и кратности циркуляции. В дальнейшем при сопо-
ставительных расчетах принимаем среднее значение температуры кипения, т. е. 93,1° К.
В этом случае при &ТК0Нэ — 2,2 град температура конденсации азота составит 95,3° К, а дав-
ление — 0,55 Мн/м1 (при Ху 1% О2).
Материальный баланс верхней и нижней колонн. Количество получаемого кислорода
[см. уравнение (63)]
„	У\— У\ 20,95-2 П1П.
К = —------у =	---х- = 0,194 кмоль/кмоль п. в.
У\[~У1	—2
Количество отходящего азота А = 1 — К = 0,806 м3/м3 п. в.
х? — У1 39 5____20 95
Количество азотной флегмы N = —Б----— =—— = 0,495 кмоль/кмоль п. в.
yY'_хУ оУ,о — 2
Х1 Л1
Количество кубовой жидкости R = 1 — N = 0,505 кмолъ/кмоль п. в.
Из уравнений тепловых балансов переохладителей азотной флегмы и кубовой жидкости
определяем изменение энтальпии: азотной флегмы А/д/ = 59Q кдж/кмоль, кубовой жидкости
А/# = 155 кдж/кмоль и отходящего азота А/д = 460 кдж/кмолъ.
Построения в диаграмме х—1 для смеси кислород—азот. Уравнение общего теплового
баланса колонны
1В+(1оаЛс=А\ + К1к,
где /в, /дс, IА2 —энтальпии соответственно воздуха на входе в колонну, кислорода на вы-
ходе из колонны и газообразного азота после переохладителей решаем
графическим способом по диаграмме х—I (рис. 33).
Откладываем на линии у у = у у = 2% О2 от точки А, соответствующей состоянию отхо-
дящего азота на выходе из колонны, отрезок АА2, соответствующий А/д. Соединяем прямой
точку А2 с точкой К, соответствующей состоянию получаемого кислорода на выходе из колонны.
Отточки пересечения этой прямой с линией уу = уу = 20,95% О2 откладываем вниз отре-
зок ВХВ, соответствующий Q*0*. Точка В соответствует состоянию воздуха на входе в колонну.
* Содержание аргона в азотной флегме обычно не превышает 0,5%, что соответствует
повышению температуры на 0,05 град по сравнению с величиной, определенной по диаграмме
Т—у системы кислород—азот. Указанным влиянием аргона на температуру азотной флегмы
при практических расчетах можно пренебречь.
** Содержание азота, а также аргона в получаемом кислороде определяется на основе
расчета процесса ректификации. Предварительно этими величинами задаются, а затем их
уточняют в результате расчета.
126
Нижняя колонна. Материальный баланс участка нижней колонны, располо-
женного ниже сечения III—III (см. рис. 21, а)
Gill — 4ш
Наносим на диаграмму точку W, которая соответствует состоянию азотной флегмы на вы-
ходе из нижней колонны. Полюсом нижней колонны является точка III, расположенная на пе-
ресечении прямой х1 = х? = 2% О2 с пря-
мой, проведенной через точки В и R.
Точка R, расположенная на кривой кипе-
ния для р = 0,57 Мн!м\ соответствует-
состоянию кубовой жидкости на выходе
из нижней колонны. Точка В в данном
случае совпадает с точкой пересечения
крайней прямой для нижней колонны
III7? с кривой конденсации, т. е. при этом
воздух [вводится в колонну в состоянии
сухого насыщенного пара.
Верхняя колонна. Откла-
дываем на линии х1 = х? = 2% О2 от-
резок	соответствующий	и
на линии хг =	= 39,5% О2 отрезок
7?/?^ соответствующий Д7^*.
Материальный баланс участка верх-
ней колонны, расположенного выше се-
чения I—I (см. рис. 21, а)
Gj — LT = А — 2V;
Для определения положения полюса
I укрепляющей секции колонны на пря-
мой, проходящей через точки А и
откладываем отрезок
Находим величины потоков в ниж-
нем сечении укрепляющей секции верхней
колонны:
L««3=M_W)^ =
= 0,410 кмоль/кмоль п. в.;
GHXU3 = L*U3 + (A—N) = 0,410 4- 0,311 =
= 0,721 кмоль!кмоль п. в.
В последних выражениях С" и С'—
точки пересечения прямой 17?! (главной
прямой) с кривыми конденсации и кипе-
ния соответственно.
Материальный баланс участка верх-
ней колонны; расположенного ниже сече-
ния II—II,
— Gn = К.
* Так как при дросселировании
энтальпия и состав остаются неизменны-
ми, положение точек N± и 7?г в диаграмме
х—I для давления 0,133 Мн/м2 такое же,
как и в диаграмме х—I для- давления
0,57 Мн!м2.
Рис. 33. Процесс ректификации в диаграмме
х—I для бинарной смеси кислород—азот
127
Полюс исчерпывающей секции колонны расположен на пересечении прямой 17?х с линией
ух = у* = 99,5 О2 (точка II).
Тепловая нагрузка конденсатора
О.конд = ^^к — /п) = 0,194-26 600 = 5160 кдж/кмоль п. в.
Из уравнения теплового баланса верхней колонны

О.конд \
К J
следует, что прямая ЛИ должна пройти через точку Вж, соответствующую смеси азотной
флегмы и кубовой жидкости на входе в верхнюю колонну. Используя это уравнение, мы можем
также определить полюс II как точку пересечения прямой АВЖ с линией ух = у^.
Нанесение рабочих линий на диаграмму х—у тройной смеси и определение числа теоре-
тических тарелок. Нижняя колонна. Число теоретических тарелок в нижней колонне
определяем по диаграмме равновесия тройной системы кислород—аргон—азот для давления
р = 0,57 Мн/м2, состоящей из диаграммы х—у для кислорода и диаграммы х—у для аргона
(рис. 34). На диаграмму х—у цля кислорода наносим рабочую линию, проводя ее из полюса III х
(х}11 =	= 2% О2) через точку Mlf координаты которой определяем по диаграмме х—I
(см. рис. 33) по точкам пересечения крайнего луча ШТ? с кривыми кипения и конденсации
(4* = 39,5% О2;	= 20,95% О2).
Предварительно задаемся содержанием аргона в азотной флегме х% = 0,45% (см. п. 7
и 8). Из материального баланса нижней колонны по аргону определяем содержание аргона
в кубовой жидкости
₽_ У2~ Nx2 _ 0,93 —0,495 0,45
2 R	0,505
Рабочую линию на диаграмме х—у для аргона проводим из полюса Ш2 (я1” = </2п =
= 0,45%) под таким же углом а к оси х, что и рабочую линию на диаграмме х—у для
кислорода.
Определение числа теоретических тарелок начинаем с верха колонны, пользуясь нане-
сенными на диаграмму равновесия линиями постоянного содержания компонентов в паровой
фазе (линии постоянного содержание компонентов в жидкости на рис. 34 опущены). Состав
пара и жидкости на тарелках нижней колонны приведен в табл. 6.
Интерполяцией между составами жидкости, стекающей с 14-й и 15-й тарелок, находим,
что содержанию кислорода в кубовой жидкости х^ = 39,5% соответствует 14,5 тарелка,
и что содержание аргона на этой тарелке равно 1,44%. Из материального баланса нижней
колонны было найдено содержание аргона в кубовой жидкости х^ = 1,40%. Отклонение
от содержания аргона в кубовой жидкости, полученного при определении числа теоретических
тарелок, небольшое. Между этими величинами допустимо расхождение примерно до 0,1% Аг.
Если при расчете расхождение получается большим, то следует задаться новым содержанием
аргона в азотной флегме (см. п. 7) и процесс ректификации рассчитать заново.
Приняв коэффициент эффективности тарелки равным 0,9, определяем число действитель-
ных тарелок в нижней колонне (ггдейств = 16 шт.).
Верхняя колонна. Число теоретических тарелок в верхней колонне определяем
по диаграмме равновесия для давления р = 0,133 Мн/м2, состоящей из диаграмм х—у для
кислорода и аргона (рис. 35). На диаграмме х—у для кислорода рабочую линию для укрепляю-
/ Ay* — TVxf	\ ,
щей секции колонны проводим из полюса 1Х (х{ = —---------=2% О2 I через точку Сх,
координаты которой определяем по диаграмме х—I по точкам пересечения главной прямой
с кривыми кипения и конденсации (xf = 42,1%; у± = 25%).
Рабочую линию для исчерпывающей секции верхней колонны проводим из полюса II х
(х1/ = уК = 99,5% О9) через ту же точку Для нижнего участка исчерпывающей секции
г низ
^11
рабочую линию наносим из полюса IIх под углом у' к оси х, причем tg у' = —= 1,339.
Gn
При получении кислорода с содержанием более 98% О2 содержание азота в нем прак-
тически равно нулю, поэтому в данном случае содержание аргона в кислороде у^ = 100 —
— У = 0,5% (см. также п. 7 и 8).
128
Из материального баланса колонны по аргойу определяем содержание аргона в отходя-
щем азоте [см. уравнение (87)]:
л_ yf- Ку$
А
иА- У2
У 2 —
0,93 — 0,194-0,5	,
0,806	-— 1.03/6-
Координаты полюса по аргону для укрепляющей секции колонны
Ху2— Nx2	0,806-1,033 — 0,495-0,45	, n„n .
~A^N— =-------------------------— = 1^%
4
0,311
Рис. 34. Процесс ректификации в нижней колонне в диаграмме х—у для тройной смеси
Рабочую линию для укрепляющей секции в диаграмме х—у для аргона проводим из по-
люса 12 под углов р к оси х, а рабочую линию для исчерпывающей секции — из полюса II2
под углом у к оси х. Значения углов определяют по наклону к оси х соответствующих рабо-
чих линий в диаграмме х—у для кислорода. Рабочие линии в диаграмме х—у для аргона пере-
секаются в точке С2. Лучи 7?iCx и Т?2С2 должны образовать в соответствующих диаграммах
одинаковые углы а с осями у (точка имеет координаты xf = у^ = 39,5% О2, а точка Т?2 —
координаты х£ = у% = 1,40% Аг). Рабочую линию для нижнего участка исчерпывающей
секции проводим из полюса II2 под углом у' к оси х.
9 П/ред. В. И. Епифановой
129
Рис. 35. Процесс
ректификации в
верхней колонне в
диаграмме х—у для
тройной смеси
Состав пара и жидкости на тарелках нижней колонны
Таблица 6
№ теоре- тической тарелки	Состав пара		Состав жидкости		№ теоре- тической тарелки	Состав пара		Состав жидкости	
	% О2	У2 % Аг	Х1 % О2	%2 % Аг		У1 % о2	У* % Аг	Xi % о2	*2 % Аг
На 1			2,0	0,45	8	14,1	1,22	29,0	1,94
1	2,0	0,45	4,6	0,84	9	15,6	1,2	31,6	1,87
2	3,3	0,65	7,6	1,2	10	17,0	1,17	33,8	1,8
3	4,8 •	0,83	11,0	1,51	11	18,0	1,13	35,6	1,7
4	6,5	0,98	14,8	1,73	12	18,9	1,08	37,1	1,62
5	8,4	1,09	18,6	1,88	13	19,7	1,04	38,3	1,55
6	10,4	1,17	22,4	1,95	14	20,2	1,01	39,1	1,48
7	12,3	1,2	25,4	1,97	15	20,7	0,97	39,8	1,41
Определение числа теоретических тарелок в верхней колонне начинаем с самого верхнего
сечения колонны, для которого известны составы жидкости и пара. Изменением концентрации
азотной флегмы при дросселировании пренебрегаем, так как оно незначительно влияет на число
теоретических тарелок. Состав пара и жидкости на тарелках верхней колонны приведен
в табл. 7.
Таблица 7
Состав пара и жидкости на тарелках верхней колонны
№ теоре- тической тарелки	Состав пара		Состав жидкости		№ теоре- тической тарелки	Состав пара		Состав жидкости	
	У1 % о2	У2 % Аг	X, % О2	х2 % Аг		У1 % о2	У2 % Аг	Х1 % о2	х2 % Аг
На 1			2,0	0,45	8	38,2	4,4	68,3	5,15
1	2,0	1,03	6,8	2,42	9	40	3,78	70,4	4,35
2	4,8	2,25	14,4	4,84	На 10	—	—	56,6	2,88
3	9,1	3,65	24,8	7,18	10	43,2	3,59	73,0	3,9
4	15,0	4,95	38,2	8,44	11	64,8	4,95	89,0	4,3
5	22,8	5,7	51,2	8,4	12	80,8	5,45	91,8	4,0
6	29,8	5,68	59,6	7,4	13	89,0	5,2	94,8	3,6
7	35	5,04	65,2	6,25	14	93,1	5,34	95,9	3,1 *
* Далее см.		по диаграмме (рис.		35). Всего в верхней колонне			22 теоретические тарелки.		
> На основании предварительных расчетов процесса ректификации найдено, что кубовую
жидкость следует ввести на десятую тарелку, при этом общее число теоретических тарелок
в колонне будет минимальным.
Находим состав смеси жидкости, стекающей с девятой тарелки, с кубовой жидкостью
после ее дросселирования.
\ Определение состава кубовой жидкости после дросселирования. Количество пара, обра-
зующегося при дросселировании кубовой жидкости,
р р
Rn = R 1 ж  = 0,505-0,147 = 0,074 кмоль/кмоль п. в,
RoicRn,
где и Rn — точки, расположенные на пересечении изотермы, проходящей через точку Rlt
с кривыми кипения и конденсации (см. рис. 33). Количество жидкости после
дросселирования = R — Rn= 0,505 — 0,074 = 0,431 кмоль/кмоль п. в.
Состав жидкости и пара после дросселирования определяем совместным решением урав-
нений материального баланса по кислороду и аргону и уравнений, выражающих условия рав-
новесия. Уравнения решаем методом постепенного приближения по диаграммам х—у для кис-
лорода и аргона (см. рис. 35).
9*	131
Без существенных погрешностей можно принять, что уравнению материального баланса
по кислороду
D	х^ж — xR
Кп ___	1 1
*ж	xR — Л
1 ^1
соответствует луч R^C^ а уравнению материального баланса по аргону
Rn _ x^c-xR
Кж X* — У^п
соответствует луч 7?2^2-
Предварительно задаемся содержанием аргона в жидкости после дросселирования х^ж =
= 1,4% и по точке пересечения луча R1C1 с равновесной кривой при х2 = 1,4% Аг по диа-
грамме х—у	кислорода находим содержание кислорода в паре после дросселирования
у*п = 17%. При таком содержании кислорода в паре определяем по диаграмме х — у для
аргона содержание аргона в паре после дросселирования у^п = 0,86 (точка пересечения
луча R2C2 с равновесной кривой при ух = 17%). При полученном содержании аргона в паре
находим по диаграмме х—у для кислорода новое содержание кислорода в паре у^п = 17%.
Так как последнее совпадает с полученным ранее, можно считать расчет законченным. Содер-
жание кислорода в жидкости после дросселирования х^ж = 43,5%, содержание аргона х^ж =
= 1,48%.
Содержание кислорода в жидкости, поступающей на десятую тарелку,
тнизх(9)  п	,
.(на Ю)_г(9)	+ V1 =%(9)_ х(9)_х^ж
1	2 L“U3 + RM 1	- 1	1
х L“^R = 704 ~(70’4 “ 43’5) W = 56'6% °-
"I Аж
содержание аргона
х(на 10) = х(9) _ (х(9) _ ХМ	= 4,35 - (4.35 - 1.48)	= 2,88% Аг.
х	/ Lj + ROfC
По составу жидкости, поступающей на десятую тарелку, определяем по диаграммам х—у
для кислорода и аргона состав пара, поднимающегося с десятой тарелки, затем находим состав
жидкости, стекающей с этой тарелки, и т. д.
Начиная с 12-й тарелки, на которой содержание азота в жидкости менее 5%, построение
проводим по рабочим линиям для нижнего участка исчерпывающей секции колонны (эти
линии проведены под углом у' к оси х). На 15-й тарелке содержание азота настолько мало, что
число тарелок можно определять по диаграмме равновесия для бинарной смеси кислород—
аргон, поэтому дальнейшие построения проводим только в диаграмме х—у для аргона.
Как видно из рис. 35, число теоретических тарелок в верхней колонне равно 22, в том
числе в укрепляющей секции колонны 9 и в исчерпывающей секции 13. При коэффициенте
эффективности тарелки 0,8 число действительных тарелок в укрепляющей секции будет
равно 11, в исчерпывающей секции 16 и во всей верхней колонне 27.
7. РАСЧЕТ ПРОЦЕССА РЕКТИФИКАЦИИ ТРОЙНОЙ СМЕСИ
КИСЛОРОД—АРГОН—АЗОТ НА ВЫЧИСЛИТЕЛЬНЫХ МАШИНАХ
Для сложных воздухоразделительных аппаратов, когда вследствие
увеличения числа конечных и промежуточных продуктов разделения и
числа секций в колоннах число вариантов расчета возрастает во много раз,
а также для оптимизации параметров воздухоразделительных аппаратов
расчеты процесса ректификации воздуха нужно выполнять на электронных
цифровых вычислительных машинах (ЭЦВМ).
Известны различные методы расчета процесса ректификации много-
компонентных смесей на ЭЦВМ [48]. При расчете процесса ректификации
воздуха необходимо учесть ряд особенностей, связанных как со свойствами
132
тройной системы кислород—аргон—азот, так и со схемой воздухораздели-
тельных аппаратов. Воздухоразделительный аппарат обычно состоит из
двух или трех колонн, причем верхняя колонна может иметь до шести сек-
ций. Так как воздухоразделительные колонны работают с флегмовыми
числами, весьма близкими к минимальным, расчеты должны выполняться
с высокой точностью. При этом необходимо обеспечить приемлемое время
расчета при оптимизации сложных.систем, что может быть достигнуто исклю-
чением или значительным сокращением числа итераций, правильным
выбором направления расчета.
Зависимости между равновесными составами жидкости и пара опреде-
ляются с помощью уравнений (31)—(33). При расчете по этим уравнениям
необходимо располагать зависимостями относительной летучести а от со-
става при постоянном давлении. На основании результатов исследования
равновесия жидкость—пар [42] при постоянном давлении а может быть
представлена как явная функция от состава жидкости [с промежуточным
вычислением температуры — см. уравнения (24) и (28)—(30)]. Однако
в этом случае при расчете процесса ректификации от верхнего сечения ко-
лонны, когда по составу пара определяется равновесный состав жидкости,
пришлось бы использовать метод последовательных приближений, что
привело бы к значительному увеличению машинного времени. Поэтому было
найдено целесообразным получить зависимости, которые позволили бы
представить а как явную функцию состава пара [41].
При представлении зависимостей 1/а13 = f± (уь у2) и 1/а23 = /2 (уъ у2)
был использован способ, основанный на сочетании аналитических зависи-
мостей по одному аргументу с интерполяцией по другому.
Для у2 = const составлены уравнения
1 /а13 = а + fo/i + су2 + dyl-[- •• •,*	(89)
коэффициенты которых определялись по табличным значениям 1/а13. Урав-
нения составлены с интервалом по у2, равным 0,2. При у2 = 0 был исполь-
зован полином пятой степени, с повышением у2 степень полинома пони-
жалась. При заданном у± по уравнению (89) для трех значений у2 = const
вычисляются 1/а13, между которыми производится квадратичная интерпо-
ляция при заданном значении z/2.
Чтобы равновесные соотношения определялись по однотипным выра-
жениям, в виде уравнения (89) представлены не только зависимости 1/а13 =
= fi <У1, У г) и 1/а23 = /2 (уь у2), но и зависимости а13 = f3 (хх, х2) и а23 =
= /4 (хь х2). Коэффициенты уравнения (89) для давлений 0,133 и 0,57 MhIm?
приведены в работе [41 ]. При давлениях, значительно отличающихся от
указанных, а также при определении температуры смесей, расчеты следует
выполнять по уравнениям (24), (29), (30).
При расчете процесса ректификации с, учетом изменения мольных
потоков по высоте секций колонны принятые допущения о линейной зави-
симости энтальпии жидкости и пара от состава при постоянном давлении
приводят к ошибке в определении флегмового числа, доходящей до 4—5%.
Погрешность расчета можно уменьшить в несколько раз, если принять
только энтальпию пара /" линейной функцией, а зависимость энтальпии
жидкости от состава представить таким образом, чтобы теплоты испарения
смесей отсчитывались точно. Приняв /" = 0, получим
I/O) = хп +	_ ХП)	,	(90)
* В данном разделе концентрации компонентов приводятся в мольных долях.
133
где yii} — содержание кислорода в паре, поднимающегося с /-й тарелки;
Xi~i} — содержание кислорода в жидкости, стекающей с вышележащей
(/—1)-й тарелки;
Xi — координата полюса по кислороду;
1п — энтальпия полюса;
— теплота испарения жидкости, стекающей с (/—1)-й тарелки.
Аналогичное уравнение можно записать, для аргона.
Уравнение (90) может быть использовано при расчете ректификации
от верхнего сечения колонны к нижнему. При расчете в обратном направ-
лении следует пользоваться уравнением
xU+D = х* + (z/<0 - х») I I*+^'r- ,	(91)
x	7 1 nr rn — ГУ1
где гУ1 — теплота конденсации пара, поднимающегося с /-й тарелки;
гп—теплота испарения смеси концентрации х", х^.
В данном случае (/ + 1)-я тарелка расположена над /-й тарелкой.
Теплота испарения тройной системы кислород—аргон—азот может быть
определена по уравнению
т = гi%i + г2х2 4~ г3%з 4~ bi2XjX2 4“ Ь13х 1%з 4- ^23-^2-^39	(92)
где г2 и г3 — теплота испарения соответственно кислорода, аргона
и азота;
Ь12, Ь13 и Ь23 — коэффициенты для соответствующих бинарных систем
[41].
Количество жидкости, стекающее с (/—1)-й тарелки, определяется по
уравнению
L = П	(93)
Ч-i ’
где П = G — L — разность между количеством пара G и жидкости Lt
определяемая из материального баланса данной секции колонны.
Порядок расчета процесса ректификации тройной смеси на ЭЦВМ
рассмотрим на примере расчета воздухоразделительного аппарата уста-
новки низкого давления с извлечением аргона (рис. 36), который является
весьма сложной системой, состоящей из трех колонн. Расчет большинства
других воздухоразделительных аппаратов может рассматриваться как
частный случай такого расчета.
При проектном расчете воздухоразделительного аппарата (рис. 36)
в качестве исходных данных принимаем концентрации кислорода во всех
конечных и промежуточных продуктах разделения, а также содержание
аргона в сыром аргоне уър, коэффициент извлечения аргона р = Ару2р1Ву^\
долю жидкости R^p/Rap в потоке, поступающем из конденсатора аргонной
колонны в верхнюю колонну; долю детандерного воздуха Д1В. В результате
расчета определяем концентрации других компонентов в продуктах разде-
ления, материальные потоки и числа теоретических тарелок в колоннах.
Вначале производим расчет процесса ректификаций при заданных местах
ввода потоков в верхнюю колонну, а затем определяем оптимальные тарелки
питания, соответствующие минимальному числу тарелок [41].
Расчет числа тарелок в нижней колонне, состоящей из одной секции
и работающей под давлением 0,57 Мн/м2, начинаем с верхнего сечения,
134
задавшись х%* и определив из материального баланса х$ (см. гт. 6). При
ха определяем
xf — х[1>
9VI = х(/+1) — хр	(94)
и	($}рект	=х^	+ ИУ1 (x<i>-Х^.	(95)
Сходимость расчета проверяем с помощью выражения
_6vi^0.	(96)
Х2
Для нижней колонны можно принять 6Vi = 0,01. При невыполнении
условия (96) необходимо задать новое содержание аргона в азотной флегме
(х^)'. На основании проведенного
анализа было найдено, что в данном
случае наилучшая сходимость дости-
гается, если принять
(4У=
+ [^)реюп Х2] {1_д)ув
ID	N
В случае, если при заданных xi
и л? флегмовое число в колонне
меньше или очень близко к мини-
мальному, расчет данного варианта
следует прекратить и принять новые
исходные данные. В качестве усло-
вия прекращения расчета'целесооб-
разно принять не абсолютное изме-
нение концентраций при переходе
от тарелки к тарелке, а его отноше-
ние к разности составов равновесных
фаз жидкости и пара
^44)	.(/)
<6,.	09)
Л1 У\
Значение 6j можно принять равным
0,005.
Расчет аргонной колонны, рабо-
тающей под давлением 0,133 Мн/м2,
начинаем с верхнего сечения. Rap
определяем из теплового баланса
конденсатора аргонной колонны.
Для определения состава жидкости и пара после дросселирования
потоков N и Re с давления 0,57 Мн!м2 до давления 0,13 Мн/м2 (рабочее
Рис. 36 Схема воздухоразделительного аппа-
рата установки низкого давления с извлече-
нием аргона.
1 — нижняя колонна; 2 — конденсатор-испари-
тель; 3 — верхняя колонна; 4 — аргонная ко-
лонна; 5 — переохладитель азотной флегмы;
6 — переохладитель кубовой жидкости. (Потоки:
Ар — сырой аргон; Re, Ядр—кубовая жидкость
в верхнюю колонну и в конденсатор аргонной
колонны соответственно; К°др жидкость и
пар из конденсатора аргонной колонны; Фж и
Фг — жидкая и газообразная аргонные фракции)
* Предварительно определять аргон в продуктах разделения воздуха следует по зави-
симостям, полученным на основании ряда расчетов процесса ректификации для типовых воз-
духоразделительных колонн (см. п. 8).
135
давление верхней колонны), а также состава потоков #ж и была исполь-
зована система уравнений
(1	£) Х1 __ ______а13*1________ .	/1 пл\
------ё-----	(«1з-1)^ + (а23-1)х2 + Г	^1UU'
— (1 — 8) Х2__________а23Х2________ ПОП
------ё-----“ («13—1)хх+ (а23—1)х2 +1 ’
полученная сочетанием уравнений материального баланса процесса с урав-
нениями равновесных соотношений (31) и (32).
В уравнениях (100) и (101) х™ и х™ — содержание компонентов в исход-
ной смеси; е — отношение количества пара к количеству исходной смеси.
Так как е, а13 и а23 зависят от хг и х2, система решается методом посте-
пенных приближений. Чтобы упростить расчеты, можно при каждом при-
ближении уравнения (100) и (101) решать независимо друг от друга, прини-
мая, что в уравнении (100) х2, а в уравнении (101) х± равны значениям, по-
лученным из предыдущего расчета. Формулы для определения корней урав-
нений приведены в работе [41].
Так как при извлечении аргона отбираемый из верхней колонны кис-
лород является достаточно чистым, можно принять, что = 1 — yf.
Определение числа тарелок в секциях*!, II, III (рис. 36) верхней ко-
лонны начинаем с их верхних сечений, а в секции IV — с нижнего сечения.
Затем определяем место ввода потоков между секциями III и IV. Расчет
секции V начинаем с верхнего сечения.
От секции I к секции II переходим при выполнении условия
x^^xf"11,	(Ю2)
а от секции II к секции III при выполнении условия
у$/+1)^ГИ1.	(ЮЗ)
Значениями х}-11 и у}1-111 первоначально задаются, а затем изменяют
с целью определения оптимальных мест ввода потоков [41].
Секцию III рассчитываем до выполнения условия (99) или выражения
х^’+1) ^<0.	(104)
Условием окончания расчета секции IV является удовлетворение	урав-
нений материального баланса на тарелке питания между секциями III	и IV:
x[h = (хр)™;	(Ю5)
4'* = (х^)см;	(Ю6)
(x(D\cm = —12	U	• Hi )	(Ю7)
^ZX2Z> ~$жХ2ж / v( 0\см —	 Н2 )	Li-RM	(Ю8)
здесь Lz — количество стекающей жидкости в сечении, расположенном
под местом ввода смеси;
Яж — количество жидкости, содержащейся в потоке, вводимом
между рассматриваемыми секциями колонны;
/, I — номера тарелок, расположенных над и под местом ввода смеси
(при отсчете сверху вниз и снизу вверх соответственно).
136
Уравнения (105) и (106) выполняются в точке пересечения на графике
с координатами Xi—Х2 отрезка, соединяющего точки С (*i(/); *2У)) и D
хр+1)) с отрезком, соединяющим точки Е	(x^Z))^] и F [(х^+1))СЛ<;
Отрезок CD пересекает прямую, проходящую через точки Е и Е, в том
случае, если
Х(Ж) ум   (х^ум	(х^-^ ум  (х^)СЛ/
XU+1) _ (ху)ум	— (xJZ))CJ£
'ху + 1)ум __ (ху)ум	(*1(/+1) ) СМ — (хр)^
^0.	(109)
Аналогично, условие пересечения отрезка EF с прямой, проходящей
через точки С н D:
"(x<z))™-x<')	-
у(/+1) __ г(/)	ЛЖ) __ Х(Г)	Х
Л2	Л2	Л1	Л1
- (х(/+1) ум _ х(/)	(х(Z+1) ум __ Х(П -
Л/+1)	(/)	у(/+О _ v(/)
Л2	Л2	Л1	Л1
(110)
Пересечение отрезков CD и EF происходит, если удовлетворяются оба
выражения (109) и (НО).
При расчете секции IV, после определения состава жидкости на каждой
последующей тарелке, начиная,со второй, проверяем условие пересечения
соответствующего отрезка со всеми отрезками для секции III. После выпол-
нения условий (109) и (НО) находим координаты точки пересечения отрез-
ков CD и EF и определяем числа тарелок в секциях III и IV. Далее опреде-
ляем суммарное число тарелок в секциях I, II, III, IV 2^ и рассчитываем
секцию V.
Продолжительность расчета разделительного аппарата, изображенного
на рис. 36, при заданных значениях х}-11 и у}1-111 на ЭЦВМ М-20 составляет
—2 сек (без записи результатов).
При невыполнении какого-либо из условий (109) или (НО) следует
изменить значение у}1-111 по уравнению
(уИ-Ш)' = yll-HI + (у(/+2) - у(/+1))^	(111)
Если это не приводит к нужным результатам, то следует изменить
также по уравнению
(х1-и)'=%1-11._цх(/+1)_х(/))7<.	(112)
В уравнениях (111) и (112) (y(i/+2)—y(i/+1))z< и (x[i+i}—х1П)к—
изменение концентраций при переходе от тарелки, для которой впервые
выполняются условия (102) или (103), к последующей тарелке topi же секции
(для секций I и II соответственно). Первоначальные значения х!”В * * 11 и у!1-"111
следует принимать минимальными, чтобы их можно было изменять только
в сторону увеличения.
При заданных концентрациях конечных и промежуточных продуктов
разделения оптимальные места ввода потоков в верхнюю колонну соответ-
ствуют минимуму функции 2 п =	+ п\\ + п\\\ + гь\\ почаргументам
и Иц. Изменения пх и Пц производим посредством определения новых зна-
чений хГП и у}1-111 по уравнениям (111) и (112) [41].
137
Продолжительность расчета разделительного аппарата (рис. 36) с опре-
делением оптимальных мест питания верхней колонны на ЭЦВМ М-20 со-
ставляет —30 сек, а с полной записью результатов ~60 сек. Это на два
порядка меньше, чем, например, по методу, изложенному в работе [63].
Пользуясь изложенной методикой расчета, ректификации, можно опре-
делить зависимость числа тарелок в колоннах от концентрации аргонной
фракции, от коэффициента извлечения аргона, а также от других пара-
метров, и выбирать их оптимальные значения (см. гл. IV, п. 20).
8. ОСНОВНЫЕ СООТНОШЕНИЯ И РАСПРЕДЕЛЕНИЕ КОМПОНЕНТОВ
В АППАРАТЕ ДВУКРАТНОЙ РЕКТИФИКАЦИИ z
При проектировании и эксплуатации воздухоразделительных аппаратов
бывают заданы лишь концентрации тех продуктов разделения воздуха,
которые направляются потребителю. Концентрации отбросных и проме-
жуточных продуктов, флегмовые числа и числа тарелок в колоннах выбирают
из условия обеспечения наиболее экономичного получения продуктов разде-
ления, поступающих к потребителю. Для правильного выбора этих величин
необходимо знать зависимости между ними. Так как состав исходнрго сырья—
атмосферного воздуха — постоянный и в большинстве воздухоразделитель-
ных установок использованы аналогичные аппараты двукратной ректифи-
кации, определение указанных зависимостей облегчается.
Зависимости между концентрацией продуктов разделения, флегмовым
числом и числом теоретических тарелок можно составить на основании рас-
четов процесса ректификации. Однако применительно к процессу ректифи-
кации тройной смеси необходимо сопоставлением данных по распределению
компонентрв (линий ректификации*), полученных в' результате экспери-
ментальных исследований, с расчетными данными, убедиться в том, что
рассчитанные соотношения соответствуют действительным.
При использовании указанных выше зависимостей для перехода от
числа теоретических тарелок к числу действительных тарелок следует в каж-
дом конкретном случае учитывать значение коэффициента эффективности
тарелки.
Линии ректификации для воздухоразделительных аппаратов однократ-
ной и двукратной ректификации были впервые на основании расчетов
построены Гаузеном [67]. Использование для практических целей зави-
симостей Гаузена весьма затруднено в связи с отсутствием в них данных
по числу тарелок. Кроме того, Гаузен пользовался недостаточно точной
диаграммой равновесия и не учитывал изменения теплоты испарения по
высоте колонны.. Принятые в некоторых других работах (см. в частности
[69]) расчетного характера допущения ограничивают возможности их
практического использования.
Впервые экспериментальные исследования по распределению компо-
нентов в воздухоразделительных колоннах проведены Ц. П. Ишкиным
и П. 3. Бурбо, М. Б. Кальмановичем и И. П. Ишкиным. Ими получены дан-
ные по распределению компонентов на тарелках исчерпывающей секции
верхней колонны аппарата двукратной ректификации при некоторых
режимах его работы. Результаты этих опытов, однако, не были сопоставлены
с расчетами процесса ректификации.
Подробные исследования по распределению компонентов и по основным
соотношениям в нижней и верхней колоннах аппаратов двукратной ректифи-
кации проведены во ВНИИкимаше. Ниже описываются некоторые резуль-
таты этих работ.
* Под линией ректификации понимают кривую, выражающую зависимость между содер-
жанием двух компонентов в жидкости или в паре по высоте колонны.
138
Нижняя колонна
Как показывают результаты эксплуатации воздухоразделительных ко-
лонн, а также расчеты, содержание кислорода в азотной флегме следует
поддерживать близким к содержанию кислорода в отходящем азоте (измене-
ние Xi в пределах от 0,7ул до 1,5//л, как правило, существенно не влияет
на концентрацию отходящего азота). Количество азотной флегмы, отбирае-
мое из нижней колонны, .зависит от концентрации кубовой жидкости, кото-
рая должна выбираться с учетом ее влияния на процесс ректификации в верх-
ней колонне. С увеличением содержания кислорода в кубовой жидкости
возрастает флегмовое число в укрепляющей
секции верхней колонны, однако повышается
число тарелок в нижней колонне. Следует
стремиться к выбору концентрации кубовой
жидкости, близкой к оптимальной, с учетом
конкретной схемы воздухоразделительной
установки.
При заданном состоянии воздуха на вхо-
де в нижнюю колонну флегмовое число в ней
однозначно определяется содержанием кис-
лорода в продуктах разделения (азотной
флегме и кубовой жидкости) и поэтому
достаточно иметь зависимости между кон-
центрациями продуктов разделения и числом
тарелок.. Прежде чем перейти к описанию
этих зависимостей, рассмотрим характер
распределения компонентов в нижней ко-
лонне.
На рис. 37 изображены линии ректифи-
кации, которые являются типичными для
нижней колонны, состоящей только из
укрепляющей секции (см. рис. 21, а). По
мере увеличения содержания кислорода
содержание аргона на тарелках нижней
колонны вначале возрастает, достигая мак-
симума, а затем уменьшается. Такой харак-
тер линии ректификации объясняется изменением соотношения между
содержанием аргона в жидкости и в равновесном паре при изменении
состава тройной смеси кислород—аргон—азот.
Как видно из диаграммы для расчета процесса ректификации в нижней
колонне (см. рис. 34), при малых содержаниях кислорода равновесные
кривые z/i = const в диаграмме х—у для аргона расположены слева от
рабочей линии, т. е. в равновесной жидкости, стекающей с данной тарелки,
будет содержаться больше аргона, чем в жидкости, стекающей с вышеле-
жащей тарелки. На этом участке колонны по мере увеличения содержания
кислорода увеличивается и содержание аргона на тарелках. При больших
содержаниях кислорода равновесные кривые пересекают рабочую линию,
а содержание аргона на тарелках достигает максимального значения. Затем,
с дальнейшим увеличением содержания кислорода, кривые равновесия про-
ходят по правую сторону от рабочей линии и содержание аргона на тарелках
уменьшается.
На самой нижней тарелке содержание аргона в жидкости должно
быть равно содержанию аргона в кубовой жидкости, определенному по мате-
риальному балансу.
Рис. 37. Опытные и расчетные
данные по распределению компо-
нентов в нижней колонне:
а — жидкость (расчетные данные);
б — пар (расчетные данные); в — жид-
кость (опытные данные); г—пар (опыт-
ные данные)
139
Экспериментальные исследования распределения компонентов в ниж-
ней колонне проводились на стендовых установках ВНИИкимаша КГтЗО
и Г-120 [43]. Колонна установки КГ-30 имела 18 S-образных тарелок диа-
Рис. 38. Зависимость содержания кисло-
рода в кубовой жидкости х^ от содер-
жания кислорода в азотной флегме
х^ при постоянных числах теоретических
тарелок в нижней колонне п
ции по диаграмме равновесия для
как и при расчете по диаграмме для
расчет процесса ректификации
тройной смеси в нижней колонне
необходим для определения содер-
жания аргона в азотной флегме
и кубовой жидкости, без чего не
может быть проведен расчет про-
цесса ректификации в верхней
колонне.
В ряде случаев можно ис-
пользовать составленные на осно-
вании уже проведенных расчетов
зависимости между составами про-
дуктов разделения из нижней
колонны и числом теоретических
тарелок в ней при различных
изменениях этих параметров
(рис. 38 и 39). Расчеты проводили
для нижней колонны, состоящей
только из укрепляющей секции
с вводом воздуха непосредственно
в куб колонны (см. рис. 21, а). Принимали, что воздух поступает в. ниж-
нюю колонну в состоянии сухого насыщенного пара. В среднем с такими
параметрами воздуха на входе в нижнюю колонну работают большинство
метром 200 мм, расстояние между та-
релками было 60 мм.
Опытные данные для одного из ис-
следованных режимов этой установки
представлены на рис. 37. Здесь пред-
ставлены также значения концентраций
аргона и кислорода, полученные в ре-
зультате расчета процесса ректифика-
ции при содержаниях кислорода в про-
дуктах разделения, равных опытным.
Расчетные данные по распределе-
нию компонентов соответствуют опыт-
ным (см. рис. 37). Аналогичные резуль-
таты получены и в других случаях.
Коэффициент эффективности тарелки
составил примерно 1,1.
Максимальное содержание аргона
на тарелках нижней колонны обычно
не превышает 1,5% в паре и 2,5%
в жидкости. Только при очень большом
числе тарелок в колонне и отборе азот-
ной флегмы с очень малым содержанием
кислорода содержание аргона в жид-
кости на тарелках х может достигать
5% и более. Число теоретических таре-
лок при расчете процесса ректифика-
тройной смеси практически такое же,
бинарной смеси кислород—азот. Однако
Рис. 39. Зависимость содержания аргона от
содержания кислорода х^ в азотной флегме
при постоянных числах теоретических тарелок
в нижней колонне п
140
крупных установок для получения газообразного кислорода, снабженных
переохладителями флегмы.
При данном составе азотной флегмы с увеличением числа тарелок повы-
шается и содержание кислорода в кубовой жидкости до тех пор, пока оно
не достигнет значения, близкого к равновесному поступающему воздуху
(см. рис. 38). Дальнейшее увеличение числа тарелок в колонне нецелесооб-
разно, так как это практически не приводит к повышению содержания
кислорода в кубовой жидкости. Так, например, при концентрации азотной
флегмы Xi = 5% О2 число теоретических тарелок в нижней колонне не
должно превышать десяти, при Xi =2% О2 — пятнадцати и т. д.
При проектировании обычно задаются концентрационным напором
по жидкости Дхх в нижнем сечении нижней колонны, т. е. разностью между
содержаниями кислорода в жидкости, равновесной поступающему воздуху,
и в кубовой жидкости. В случае, когда х± 0,5% О2 Axi принимают рав-
ным 0,5—2,0% О2. При получении более чистой азотной флегмы (в уста-
новках с получением чистого азота) могут быть приняты и большие значе-
ния чтобы чрезмерно не увеличивать число тарелок в нижней колонне.
При постоянном содержании кислорода в азотной флегме содержание
аргона в ней возрастает с увеличением числа тарелок, т. е. с повышением
содержания кислорода в кубовой жидкости (см. рис. 39). При большем
числе тарелок в азотной флегме может содержаться в несколько раз больше
аргона, чем кислорода.
Пользуясь зависимостями, приведенными на рис. 38 и 39, можно опре-
делить основные технологические параметры работы нижней колонны без
проведения расчета процесса ректификации. При другом состоянии воздуха
на входе в нижнюю колонну, чем это принято при составлении приведенных
выше графиков, параметры будут несколько иными. В особенности это
касается концентрации кубовой жидкости. Так, если воздух на входе в ниж-
нюю колонну содержит 10% жидкости, максимальное содержание кислорода
в кубовой жидкости может составить 37,15% вместо 40% по приведенным
графикам.
Верхняя колонна *
Для заданных концентраций продуктов разделения, отбираемых из
нижней колонны, и состояния воздуха на входе в нее флегмовое число в верх-
ней колонне однозначно определяется концентрациями получаемого кисло-
рода и отходящего азота. Поэтому ниже мы будем рассматривать зависимость
числа тарелок только от концентраций продуктов разделения.
Так как концентрация получаемого кислорода большей частью опре-
деляется требованиями потребителя, то при проектировании установок
следует выбрать концентрацию отходящего азота. С уменьшением содержа-
ния кислорода в отходящем азоте увеличивается выход кислорода из воздуха,
однако одновременно повышаются число тарелок, сопротивление колонны,
давление в нижней колонне, потери холода в окружающую среду и высота
здания кислородной станции. С учетом этих факторов в зависимости от кон-
кретной схемы воздухоразделительной установки следует стремиться к вы-
бору оптимальной концентрации отходящего азота [44].
* Здесь приведены основные соотношения в верхней колонне установок, предназначен-
ных для получения кислорода, причем вначале рассмотрена схема аппарата с образованием
флегмы из всего количества перерабатываемого воздуха, а затем схемы с вводом газообраз-
ного воздуха в верхнюю колонну и с отбором газообразного азота из нижней колонны.
141
Число теоретических тарелок и распределение компонентов в верхней
колонне зависят не только от концентраций продуктов разделения, но также
в значительной мере от места ввода кубовой жидкости в колонну.
На рис. 40 изображены линии ректификации для верхней колонны при
концентрации продуктов разделения, принятых в п. 6. В верхней колонне
Рис. 40. Линии ректификации в верхней колон-
не при различных местах ввода кубовой жид-
кости:
а — пар; б — жидкость
имеются два максимума в распре-
делении аргона— в укрепляющей
и исчерпывающей секциях колон-
ны. По характеру распределения
компонентов укрепляющая секция
колонны аналогична нижней ко-
лонне, однако количество аргона
на тарелках укрепляющей секции
может быть значительно большим.
Объясняется это как большим со-
держанием аргона в отходящем
азоте, чем в азотной флегме, так
и большим различием в наклонах
кривых равновесия и рабочей ли-
нии в диаграмме х—у для аргона.
При р=0,13 Мн/м2 кривые равно-
весия образуют меньший угол с
осью %, чем при 0,57 Мн/м2; флег-
мовое отношение, наоборот, в
укрепляющей секции верхней
колонны больше, чем в нижней
колонне (см. рис. 34 и 35).
После перехода от укрепляющей секции колонны к исчерпывающей
содержание аргона на тарелках вначале возрастает (для этого участка
колонны кривые равновесия в диаграмме х—у для аргона расположены левее
рабочей линии). После достижения максимума содержание аргона на та-
релках уменьшается до концентра-
ции аргона в получаемом кисло-
роде. Так как азот является легко-
летучим компонентом по отношению
к кислороду и аргону, его содержа-
ние на тарелках исчерпывающей сек-
ции колонны очень быстро, умень-
шается. Уже на несколько тарелок
ниже максимального содержания ар-
гона содержание азота близко к нулю.
Как видно из рис. 40 и табл. 8,
содержание аргона в исчерпывающей
секции колонны и число тарелок
в колонне зависят от места ввода
Таблица 8
Зависимость числа теоретических тарелок
в верхней колонне от места ввода кубовой
жидкости (у* = 99,5% О2, //j4 = 2% О2)
Секции колонны	Число тарелок для вариантов расчета (см. рис. 40)				
	I	п	ш	IV	V
Укрепляющая	11	9	6	4	3
Исчерпывающая	11,5	13	18	30	—
По всей колонне	22,5	22	24	34	—
кубовой жидкости.
При подаче кубовой жидкости (%? = 39,5% О2)
на пятую тарелку
(стекающая с вышележащей тарелки жидкость содержит 38,2% О2, что
очень близко к содержанию кислорода в кубовой жидкости) максимальное
содержание аргона в паре в исчерпывающей секции колонны составляет 20%,
а число теоретических тарелок в колонне равно 34 (вариант IV). С пониже-
нием места ввода кубовой жидкости общее число тарелок в колонне вначале
уменьшается вследствие значительного уменьшения содержания аргона
142
и числа тарелок в исчерпывающей секции колонны, а затем начинает снова
расти.
Сечение между девятой и десятой тарелками близко к оптимальному
месту ввода кубовой жидкости, которому соответствует наименьшее число
тарелок в верхней колонне (вариант II). Ниже этого места рабочая линия
в укрепляющей секции колонны подходит очень близко к кривой равновесия
(см. рис. 35); следовательно, дальнейшее увеличение числа тарелок в укреп-
ляющей секции колонны не приведет к существенному снижению числа
тарелок в исчерпывающей секции колонны.
В оптимальном месте ввода кубовой жидкости (см. рис. 40) содержание
кислорода в стекающей с вышележащей тарелки жидкости равно примерно
70%, что значительно больше, чем в кубовой жидкости.
При вводе кубовой жидкости на четвертую тарелку (вариант V) линии
ректификации направлены в сторону чистого аргона, что в действительности
невозможно по условиям материального баланса колонны *.
Между кривыми IV и V расположены так называемые разграничива-
ющие линии ректификации (на рисунке эти линии не показаны), которые
отделяют область непрерывного обогащения кислородом от области непре-
рывного обогащения аргоном. Линии ректификации, характеризующиеся
меньшим содержанием аргона, чем разграничивающие, соответствуют реаль-
ным условиям ректификации; линии ректификации, характеризующиеся
большим содержанием аргона, нереальны.
На тарелках укрепляющей секции колонны содержание аргона в жидко-
сти больЩе, чем в паре, так как в этой секции колонны аргон является высо-
кокипящим компонентом. В исчерпывающей секции колонны, наоборот,
аргон является низкокипящим компонентом и в паре его содержится больше,
чем в жидкости.
В свете приведенных данных по распределению компонентов в верхней
колонне рассмотрим влияние аргона на процесс ректификации воздуха.
Если при расчете процесса ректификации воздух рассматривается как
бинарная смесь кислорода и азота, то число теоретических тарелок опреде-
ляется по диаграмме х—у для кислорода с использованием кривой равнове-
сия у2 = 0 (рис. 41). Кроме того, кубовая жидкость вводится в месте, ко-
торому на диаграмме х—у соответствует точка пересечения рабочих линий.
Концентрационные напоры в колонне, т. е. расстояния между рабочей ли-
нией и кривой равновесия на диаграмме х—у, получаются в этом случае
значительно большими, чем в случае рассмотрения воздуха как тройной
смеси. При ректификации тройной смеси вследствие накопления аргона'на
тарелках колонны наиболее резкое сокращение концентрационных напоров
в верхней колонне происходит на участке от места, которому соответствует
точка пересечения рабочих линий, до места ввода смеси в колонну и на
нижнем участке исчерпывающей секции колонны, где происходит процесс
разделения смеси кислород—аргон.
При расчете процесса ректификации в верхней колонне по диаграмме
равновесия для бинарной системы кислород—азот и условиях, принятых
в рассмотренном в п. 6 примере {у\ = 99,5% О2; у? = 2% О2), чирло тео-
ретических тарелок в укрепляющей секции получилось бы равнык/четырем,
в исчерпывающей секции — шести, во всей колонне —десяти. При расчете
процесса ректификации по диграмме равновесия для тройной смеси число
теоретических тарелок в верхней колонне равно 22.
* Действительная колонна с подобным распределением тарелок между укрепляющей и
исчерпывающей секциями будет, конечно, работать, но заданные концентрации продуктов
разделения не будут при этом получены.
143
Соотношение между числами теоретических тарелок, получаемыми при
рассмотрении процесса ректификации воздуха как тройной и как бинарной
смеси, зависит от концентраций продуктов разделения и флегмовых чисел
в колонне и может изменяться в широких пределах. Это соотношение уве-
личивается по мере повышения содержания аргона на тарелках и по мере
Рис. 41. Концентрационные напоры и числа теоретических тарелок в верхней колонне
при рассмотрении воздуха как тройной и как бинарной смеси:
а — рабочие линии; б — кривая равновесия бинарной смеси кислород —азот (у2 = 0); в — кривая
равновесия при ректификации тройной смеси (псевдобинарная кривая)
уменьшения флегмовых чисел в колонне. При флегмовых числах, близких
к минимальным для процесса ректификации тройной смеси, указанное соот-
ношение очень сильно возрастает, а при малых содержаниях аргона на та-
релках оно может приближаться к единице. Поэтому для правильного
определения числа тарелок в колонне воздух следует рассматривать как
тройную смесь кислорода, аргона и азота. Только при получении кислорода
с содержанием менее 96% О2, когда содержание аргона на тарелках невелико,
при определении числа тарелок воздух с достаточной для практики точностью
можно рассматривать как бинарную смесь кислорода и азота.
144
Экспериментальные исследования распределения компонентов в верх-
ней колонне производили на установках различных производительности и
при различной концентрации продуктов разделения.
Опытные и расчетные данные по распределению компонентов для одного
из режимов установки Г-120 (табл. 9) приведены на рис. 42.
Таблица 9
Характеристика аппаратов двукратной ректификации некоторых установок
Наименование установки	Количество перераба- тываемого воздуха в м3/ч	"Количество жидкости в воздухе на входе в нижнюю колонну в %	Наличие переохлади- телей	Число действительных тарелок			
				Нижняя колон- на	Верхняя колонна		
					Укрепляю- щая секция	Исчерпываю- щая секция	Всего
Стендовая установка ВНИИки- маш Г-120			650	10	Есть	24	15	33	48
Стендовая установка ВНИИки- маш КГ-30		200	10	»	18	12	24	36
Азотная установка А-2800	4000	10	Нет	24	24	16	40
Соответствие между опытными и расчетными данными показывает, что
расчетом процесса ректификации тройной смеси кислород—аргон—азот по
изложенным выше методам с использованием точных равновесных соотно
шений можно получить данные по
распределению компонентов в ниж-
ней и верхней колоннах, достаточно
близкие к действительным.
Следовательно, расчет процесса
ректификации, основанный на поня-
тии о теоретической тарелке, позво-
ляет правильно определить состав
продуктов разделения, степень их
извлечения и флегмовые числа в воз-
духоразделительных колоннах, а
также получить соответствующую
реальным соотношениям псевдоби-
нарную кривую (см. рис. 41). При
определении числа действительных
тарелок можно оценивать их эффек-
тивность по изменению концентрации
одного из компонентов — кислорода.
Распределение компонентов в
колонне резко изменяется с измене-
нием концентраций продуктов разде-
ления. При постоянной концентра-
ции получаемого кислорода содер-
Рис. 42. Опытные и расчетные данные по
распределению компонентов в верхней ко-
лонне (yf - 99,53% О2;	= 0,14% 02;
х^ —0,1% О2):
1 — жидкость (расчетные данные); 2 — пар (рас-
четные данные); 3 — жидкость (опытные данные).
4 — пар^ (опытные данные)
жание аргона на тарелках укрепляю-
щей и исчерпывающей секций колонны (и число тарелок в колонне) увеличи-
вается с уменьшением содержания кислорода в отходящем азоте. С пони-
жением концентрации получаемого кислорода при постоянном содержании
кислорода в отходящем азоте содержание аргона на тарелках укрепляю-
Ю П/ред. В. И. Епифановой
145
щей секции колонны резко уменьшается в связи с понижением его содер-
жания в отходящем азоте. Уменьшается при этом и содержание аргона на
тарелках исчерпывающей секции (при оптимальном месте ввода кубовой
жидкости), а также общее число тарелок в колонне.
С понижением концентрации получаемого кислорода при постоянном
общем числе теоретических тарелок в колонне в отходящем азоте уменьшается
как содержание аргона, так и содержание кислорода. Вначале содержание
аргона в азоте изменяется в небольших пределах, а содержание кислорода
падает довольно резко. При этом количество аргона на тарелках укрепля-
ющей секции колонны увеличивается. С дальнейшим понижением чистоты
получаемого кислорода содержание кислорода в отходящем азоте изменяется
майо, а содержание аргона в азоте, а следовательно, и на тарелках укреп-
ляющей секции колонны начинает резко падать.
Как показывают расчеты, при концентрации получаемого кислорода
^97% О2 и числе теоретических тарелок в верхней колонне п > 20
основной примесью в кислороде является аргон, а азота в нем содержится
очень мало (при расчетах принимают содержание азота равным нулю).
При более низкой концентрации получаемого кислорода в нем появляются
значительные примеси азота, а содержание аргона составляет от 3 до 4%,
причем большее содержание аргона в кислороде соответствует более чистому
отходящему азоту. При низкой концентрации получаемого кислорода
(у^ 97-ь96% Ог) вследствие наличия в нем заметных примесей азота
и быстрого увеличения содержания последнего на тарелках в верхней ко-
лонне не происходит значительного накопления аргона.
С изменением концентраций продуктов разделения смещается и опти-
мальное место ввода кубовой жидкости в колонну. Поэтому на действующих
установках, где место ввода кубовой жидкости остается постоянным, оно
оказывается оптимальным лишь для одного из режимов работы колонны.
При значительном отклонении от этого режима на тарелках верхней колонны,
расположенных вблизи места ввода кубовой жидкости, может практически
не происходить разделения. На диаграмме х—у это соответствует сближе-
нию рабочей линии с кривой равновесия.
Место ввода кубовой жидкости в верхнюю колонну влияет и на характер
зависимости содержания кислорода в отходящем азоте от концентрации
получаемого кислорода на действующих установках.
Экспериментальные зависимости для колонн воздухоразделительных
установок, выпускаемых серийно, отсутствуют.
На рис. 43 приведены данные для верхней колонны некоторых аппа-
ратов двукратной ректификации, основная характеристика которых при-
ведена в табл. 9. Н^ стендовой установке Г-120, предназначенной для получе-
ния чистого кислорода, при концентрации кислорода yf = 99,53% О2 (содер-
жание кислорода в отходящем азоте составляло при этом 0,14% О2) на
всех тарелках укрепляющей и исчерпывающей секций колонны происходил
процесс разделения. При изменении концентрации кислорода до yf =
= 99,95% О2 (при этом yf = 0,7% О2) разделение практически не проис-
ходило на пяти тарелках, расположенных выше места ввода кубовой жидко-
сти. При концентрации кислорода yf = 96,0% О2 (при этом yf= 0,005 % О2)
не работали примерно семь тарелок, расположенные ниже места ввода
кубовой жидкости.
Для установки А-2800, предназначенной для получения чистого азота
и «грязного» кислорода, кривая имеет ^значительно больший наклон к оси
.абсцисс, чем кривые для установок Г-120 и КГ-30. В связи с тем, что место
146
ввода кубовой жидкости в верхнюю колонну на установке А-2800 распо-
Рис. 43. Зависимость содержания кислорода в отходя-
щем азоте у± от\онцентрации получаемого кислорода
у} для некоторых аппаратов двукратной ректифи-
кации
ложено низко, с повышением концентрации получаемого кислорода тарелки,
расположенные на нижнем участке укрепляющей секции колонны, пере-
стают практически работать,
и отходящий азот загряз-
няется кислородом в значи-
тельно большей степени, чем
на установках Г-120 и КГ-30.
Если колонна должна
работать ‘ только на одном
режиме, то часть тарелок,
на которых не происходит
разделения, может быть при
проектировании исключена
из нее. При сохранении же
общего числа тарелок в верх-
ней колонне чистота продук-
тов разделения может быть
повышена путем изменения
места ввода кубовой жид-
кости.
На рис. 43 нанесены
также расчетные зависимо-
сти, полученные при общем
числе теоретических тарелок
в верхней колонне п = 26 и
п = 32 и оптимальном месте
ввода кубовой жидкости при
всех концентрациях. Угол наклона расчетных кривых является средним
между углами наклона кривых установок, предназначенных для получения
Рис. 44. Зависимость числа теоретических
тарелок и в верхней колонне аппарата дву-
кратной ректификации от содержания кисло-
рода в отходящем х азоте yf при постоянных
концентрациях получаемого кислорода у£
чистых кислорода и азота.
На рис. 44 показана получен-
ная расчетным путем зависимость
числа теоретических тарелок в верх-
ней колонке аппарата двукратной
ректификации с переохладителями
флегмы от содержания кислорода
в отходящем азоте при постоянной
концентрации получаемого кисло-
рода. При расчетах принимали, что
число теоретических тарелок в ниж-
ней колонне равно 22—24 и что
воздух входит в колонну в состоя-
нии сухого насыщенного пара. При
достаточно большом числе тарелок
в верхней колонне можно при про-
изводстве технического кислорода
обеспечить получение отходящего
азота с содержанием лишь несколь-
ких десятых долей процента кисло-
рода, т. е. практически полное из-
влечение кислорода из воздуха.
С использованием приведенных
данных оптимальная концентрация
10*
147
отходящего азота может быть выбрана на основе технико-экономических
расчетов в зависимости от конкретной схемы воздухоразделительной уста-
новки [44].
Для установок технического кислорода (содержащего 99,5% О2) в боль-
шинстве случаев можно принимать концентрацию отходящего азота равной
от 0,2 до 1,0% О2. При более чистом отходящем азоте извлечение кислорода
практически не возрастает, а тарелок в колонне необходимо установить
значительно больше.
Указанные данные по составу отходящего азота, полученные в резуль-
тате проведенных исследований, относятся к разделительному аппарату
с выдачей газообразного кислорода (см. рис. 21, а). Содержание кислорода
в отходящем азоте существенно повышается при отборе из аппарата жидкого
кислорода (см. рис. 21, в), а также при отсутствии переохладителей флегмы.
Кроме того, на действующих установках для получения технического кис-
лорода в отходящем азоте может содержаться значительно больше 1% О2
вследствие недостаточного числа тарелок в верхней колонне и малой эффек-
тивности их работы.
При малом числе тарелок в верхней колонне в случае получения тех-
нического кислорода с отходящим азотом теряется значительное количество
кислорода. Иная картина наблюдается при получении технологического
кислорода, содержащего 95% О2. В этом случае вследствие небольшого
влияния аргона на процесс ректификации можно при малом числе тарелок
в верхней колонне обеспечить достаточно полное извлечение кислорода из
воздуха. При наличии, например, 11 теоретических тарелок в верхней ко-
лонне в отходящем азоте содержится 0,5% О2, флегмовое число в колонне
в этих условиях оказывается значительно больше минимального и его целе-
сообразно уменьшить для повышения экономичности процесса разделения.
Верхняя колонна с пониженным флегмовым числом
Рассмотрим основные соотношения и распределение компонентов для
разделительных аппаратов с вводом газообразного воздуха в верхнюю
колонну (см. рис. 24) и с отбором газообразного азота из нижней колонны
(см. рис. 26).
Таблица 10
Число теоретических тарелок в верхней колонне при расчете процесса ректификации
в диаграммах равновесия для тройной и бинарной смесей
Концентрация получаемого кислорода	Содержание кисло- рода в отходящем азоте в % мол.	Количество газооб- разного воздуха, вводимого в верх- нюю колонну, в КМОЛЬ/КМОЛЬ п. в.	Расчет по диаграмме для системы	Число теоретических тарелок			
				В секциях колонны (см. рис. 24)			По всей по- верхности
				I	I1	III	
Технический (99,5% О2)	4,0	0,26	Тройной, кислород — аргон—азот	8	2	25	35
			Бинарной,	кисло- род—азот	4	б	7	11
Т ехнологический (95,0% О2)	1,0	0,26	Тройной, кислород — 1	аргон—азот	9	1	6	16
			Бинарной,	кисло- род—азот	8,4	1	5,1	14,5
i 43
С понижением флегмового числа количество аргона на тарелках верхней
колонны уменьшается, но все же при получении чистого кислорода (99,5—
97% О2) остается значительным. Так, например, при получении техниче-
ского кислорода в колонне с параметрами, приведенными в табл. 10, аргона
на тарелках укрепляющей секции колонны содержится 4,7% (в жидкости),
а на тарелках исчерпывающей секции 7,5% (в паре, рис. 45). Число теорети-
ческих тарелок в верхней колонне равно 35. Если бы процесс ректификации
рассчитывали по диаграмме равновесия
число теоретических тарелок составило
бы И’ Таким образом, и в этом случае
для системы кислород — азот, то
Рис. 46. Линии ректификации в
верхней колонне с вводом газо-
образного воздуха в количестве
Д = 0,26 кмоль/кмоль п. в. при
получении технологического
кислорода (r/f 95% О2) и
при- уА — 1 % О2:
Рис. 45. Линии ректификации в верхней
колонне с вводом газообразного воздуха
в количестве Д = 0,26 кмоль/кмоль п. в.
при получении технического кислорода
(у^	99,5% О2) и при уА ~ 4% О2:
1 — пар; 2 — жидкость
влияние аргона на процесс ректифика-
1 — пар; 2 — жидкость
ции воздуха очень велико.
При получении кислорода с концентрацией 96% О2 или более низкой
концентрацией содержание аргона на тарелках верхней колонны, в особен-
ности в укрепляющей ее секции, значительно меньше; оптимальное место
ввода жубовой жидкости соответствует сечению, где стекающая по колонне
жидкость содержит столько же кислорода, что и кубовая жидкость (рис. 46).
Наибольшее содержание аргона на тарелках укрепляющей секции колонны
составляет 2,5%. Несмотря на то, что содержание аргона в получаемом
кислороде равно 2,8% *, содержание его на тарелках исчерпывающей сек-
ции не превышает 4,6%. Число теоретических тарелок в верхней колонне
равно 16.
* Можно ориентировочно принять, что в технологическом кислороде содержится от 2
до 3,5% Аг; при этом содержание аргона понижается с увеличением количества газообразного
воздуха, подаваемого в верхнюю колонну, и с уменьшением числа тарелок в колонне. Можно
также принять, что при у1^	98% О2 0% N2.
14?
При рассмотрении воздуха как бинарной смеси кислорода и азота
число теоретических тарелок для тех же исходных данных равно 14,5 (см.
та8л. 10), т. е. мало отличается от величин, определенных при расчете про-
цесса ректификации в диаграмме равновесия для тройной смеси. Поэтому
можно определить основные соотношения для верхней колонны при полу-
чении технологического кислорода, рассчитывая процесс ректификации
в диаграмме равновесия для бинарной смеси кислород—азот.
На рис. 47 дана зависимость количества газообразного воздуха, вводи-
мого в верхнюю колонну, а также количества газообразного азота, отбирае-
мого из нижней колонны, от
концентрации отходящего азо-
та при различных числах тео-
Рис. 47. Зависимость количества газообразного
воздуха, подаваемого в верхнюю колонну
(сплошные линии), и количества газообразного
азота, отбираемого из нижней колонны (пунк-
тирные линии), от содержания кислорода в отхо-
дящем азоте уА при постоянных числах тарелок
п в верхней колонне для случая получения тех-
нологического кислорода = 95% О2)
Рис. 48. Зависимость количества
газообразного воздуха, подаваемого
в верхнюю колонну, от содержания
кислорода в отходящем азоте у^
при получении технического и тех-
нологического кислорода
ретических тарелок для аппарата двукратной ректификации с пере-
охладителями флегмы. При построении графика концентрация получаемого
кислорода принята равной 95% О2, однако графиком'можно пользоваться,
без значительных погрешностей и при изменении концентрации кислорода
в пределах 92—96% О2. График может быть применен при проектировании
и исследовании воздухоразделительных колонн, в особенности при сопо-
ставительных расчетах и выборе оптимальных параметров установки.
Из приведенных данных видно, что при получении кислорода с содер-
жанием 95% О2 и при достаточно большом числе тарелок, в середину верх-
ней колонны может быть- подан газообразный воздух в количестве до 0,24—
0,26 кмоль/кмоль п. в. без существенного влияния на концентрацию отходя-
щего азота, а следовательно, и на выход кислорода из возду/а. С дальней-
шим увеличением количества газообразного воздуха, подаваемого в верхнюю
колонну, содержание кислорода в отходящем азоте повышается в среднем
на 0,2—0,23% на 1% газообразного воздуха.
Для схемы с отбором газообразного азота из нижней колонны предель-
ное количество газа, которое может быть отведено без существенного влияния
на концентрацию отходящего азота, составляет 0,20—0,21 кмоль/кмоль п. в.
150
При больших количествах газообразного азота увеличение его на 1% при-
водит к повышению содержания кислорода в отходящем азоте примерно
на 0,33%.
Применение аппаратов двукратной ректификации с вводом газообраз-
ного воздуха в верхнюю колонну, а также с отбором газообразного азота из
нижней колонны при получении технологического кислорода позволяет
не только уменьшить расход энергии на процесс разделения* воздуха при
достаточно полном извлечении кислорода, но и построить схему воздухо-
разделительной установки при одном низком давлении.
На рис. 48 дана зависимость количества газообразного воздуха, подавае-
мого в верхнюю колонну, от концентрации отходящего азота для случая
Рис. 49. Зависимость содержания кислорода в от-
ходящем азоте у± от концентрации получаемого
кислорода у? при Д = 0,26 кмоль!кмоль п. в.
для схем:
1 — с вводом газообразного воздуха в верхнюю колон-
му; 2 — с отбором газообразного азота из нижней
колонны
Рис. 50. Зависимость содержания ки-
слорода в отходящем азоте у& от кон-
центрации получаемого кислорода у^
для некоторых промышленных аппара-
тов двукратной ректификации с вво-
дом газообразного воздуха в верхнюю
колонну (для установки Б Р-1 опытные
точки опущены)
получения технического кислорода при числе теоретических тарелок в верх-
ней колонне, равном 26—30. На этот график для сопоставления нанесены
данные для случая получения технологического кислорода. Различие в кон-
центрации отходящего азота при получении технологического и технического
кислорода весьма существенно.
Примерное значение содержания кислорода в отходящем азоте при
различных концентрациях получаемого кислорода можно определить по
графику (рис. 49), построенному при изменении числа теоретических тарелок
в верхней колонне от 18 (при yf = 95 % О2) до 30 шт. (при yf = 99,5% О2).
При получении технического кислорода (yf = 99,5% О2) количество газо-
образного азота, отбираемого из нижней колонны, практически незначи-
тельно отличается от количества газообразного воздуха, подаваемого в верх-
нюю колонну [40].
Зависимость содержания кислорода в отходящем азоте от концентрации
отлучаемого кислорода для некоторых установок, работающих по схеме
< вводом газообразного воздуха в середину верхней колонны, приве-
тенг на рис. 50. В установке БР-1 количество/ газообразного воздуха,
г. деваемого в верхнюю колонну, составляло 0,24—0,25 кмолъ/кмоль п. в.,
г в стендовой установке Г-120 *(см. табл. 9) 0,26—0,27 кмолъ/кмоль п. в.
Несмотря на большее число тарелок в колонне, на установке Г-120 полу-
151
чается менее чистый отходящий азот, чем на установке БР-1. Объясняется
это как несколько большим значением Д, так и более высокими потерями
холода в окружающую среду, наблюдавшимися на установке Г-120.
При проектировании воздухоразделительных установок по схеме с вво-
дом газообразного воздуха в верхнюю колонну можно число теоретических
тарелок в верхней колонне реко-
мендовать принимать примерно рав-
ным указанным в табл. 11.
Как показывают расчеты, увели-
Таблица 11
Примерное число теоретических тарелок
в верхней колонне
чение числа тарелок по сравнению
с приведенными в этой таблице не
приводит к существенному уменьше-
нию содержания кислорода в отхо-
дящем азоте.
При получении- технологиче-
ского кислорода наибольшее число
тарелок следует устанавливать в
верхней секции, а при получении тех-
нического кислорода — в нижней
секции верхней колонны. В том слу-
чае, когда на установке, предназна-
ченной для выработки технологиче-
кого кислорода необходимо пре-
дусмотреть возможность работы и на режиме получения технического
кислорода, число тарелок в нижней секции верхней колонны должно
быть увеличено. При этом на режиме получения технологического кислорода
на значительном числе тарелок верхней колонны практически не будет про-
исходить процесса разделения. Для повышения эффективности работы уста-
новки может оказаться целесообразным предусмотреть возможность измене-
Число теоретических тарелок
В секциях колонны
Концентрация
получаемого
кислорода
Технологи-
ческий (95% О2)
С
s
18—26
11 — 15
1—3
6-8
Технический Qt. ,п ~
(99,5% 0.2) ' 25-40 6“12
0—3 19—25
ния места ввода потоков в верхнюю колонну с изменением концентрации
получаемого кислорода.
ГЛАВА IV
ПРИНЦИПИАЛЬНЫЕ СХЕМЫ ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ
УСТАНОВОК
В состав воздухоразделительной установки входит следующее оборудо-
вание: машины для сжатия воздуха — компрессоры; теплообменные аппа-
раты для охлаждения воздуха и подогрева продуктов его разделения; аппа-
раты для очистки воздуха от двуокиси углерода, влаги, углеводородов
и других примесей; ректификационные колонны с конденсаторами-испари-
телями и переохладителями; машины для расширения воздуха или азота —
детандеры; машины для сжатия продуктов разделения — компрессоры или
насосы ожиженных газов; коммуникации, арматура и контрольно-измери-
тельные приборы, предназначенные для регулирования нормального тех-
нологического режима, для пуска из теплого состояния и для отогрева уста-
новки, а также для обеспечения ее безопасной эксплуатации.
В установку может быть включено также оборудование внешних хо-
лодильных установок (аммиачных, фреоновых, холодильных газовых ма-
шин и пр.). Кроме того, для уменьшения потерь холода аппаратами и ма-
шинами, работающими при низких температурах, в установках имеются
специальные устройства для их изоляции.
Отдельные типы установок могут не иметь того или иного оборудова-
ния. Так, в мелких установках часто отсутствуют специальные машины
для производства холода, а холодопроизводительность обеспечивается дрос-
сель-эффектом' сжатого воздуха. В крупных воздухоразделительных уста-
новках в качестве теплообменных аппаратов применяют регенераторы или
реверсивные пластинчато-ребристые теплообменники, в которых одновре-
менно с теплообменом происходит также очистка воздуха от влаги и дву-
окиси углерода.
При рассмотрении воздухоразделительной установки в ней обычно
выделяют блок разделения воздуха, который включает перечисленное выше
оборудование за исключением компрессоров, детандеров, насосов, аппаратов
для очистки воздуха, работающих при температуре окружающей среды,
а также оборудования внешних холодильных установок.
Проектирование воздухоразделительной установки начинают с состав-
ления ее принципиальной технологической схемы, на которой показаны
линии нормального технологического режима установки и обозначены те
машины, аппараты и вентили, в которых происходит изменение основных
технологических параметров потоков. Часто для упрощения на принципиаль-
153
ную схему не наносят специальные аппараты для очистки воздуха, а отдель- "
ные теплообменные аппараты совмещают.
Для анализа принципиальной схемы установки целесообразно выделить
в ней две части: первую, включающую ректификационные колонны, конден-
саторы и переохладители, называемую разделительным аппаратом; вторую,
включающую теплообменные аппараты для охлаждения воздуха и детандеры.
В первой части происходит процесс разделения на компоненты воздуха,
охлажденного до низких температур, во второй — охлаждение воздуха
выходящими из разделительного аппарата продуктами разделения, обеспе-
чивается необходимая холодопроизводительность установки, а также подача
продуктов по^ повышенным давлением с помощью насосов.
Воздухоразделительные установки подразделяются .по назначению на
следующие типы установок: для получения газообразного кислорода под
атмосферным давлением, (в этих установках продукты разделения выводятся
из теплообменных аппаратов под атмосферным давлением, после этого в за-
висимости от требований потребителя кислород может сжиматься в спе-
циальных компрессорах); для получения газообразного кислорода под
повышенным давлением (с насосом жидкого кислорода); для получения
жидкого кислорода и жидкого азота; с получением чистого газообразного*
азота; с получением сырого аргона; с получением первичного криптонового
концентрата.
Так как из продуктов разделения воздуха наиболее широкое примене-
ние находит кислород, установки в большинстве случаев строятся или только*
для получения кислорода, или для одновременного получения кислорода
и других компонентов воздуха. В отдельных случаях создаются также
специальные установки для производства жидкого или газообразного азота
без получения или с получением небольших количеств кислорода.
Различные требования могут предъявляться к чистоте продуктов раз-
деления: технический кислород характеризуется содержанием 98,5—99,8%
О2 (в большинстве случаев 99,5% О2), технологический кислород — содер-
жанием 92—98% О2 (в большинстве случаев 95% О2); чистый азот — со-
держанием 0,0001—0,05% О2; азот промежуточной чистоты 0,1 —1,0% О2.
Очень большое, а во многих случаях решающее значение при построении
схемы установки имеет производительность установки, а также соотношение
между количествами получаемых продуктов, в частности между количе-
ствами чистого азота и технологического кислорода. К установке могут
предъявляться и специальные требования — размещение в определенных
габаритах и т. п. Схему выбирают на основании сравнения ряда вариантов,,
отличающихся тиАом разделительного аппарата, теплообменных аппаратов
и холодильного цикла. Следует стремиться к обеспечению максимальной
экономичности и простоты эксплуатации установки при удовлетворении всех
требований, предъявляемых к ней. Известно, что уменьшение расхода энер-
гии, как правило, связано с усложнением схемы. Простота эксплуатации
имеет важное значение для мелких установок, для крупных—фактор
экономичности. При построении схемы учитывают и способ бчйбтки воздуха
от примесей влаги и двуокиси углерода.
На выбор схемы большое влияние оказывает возможность создания
и эффективность работы той или иной машины или аппарата. Так, например,
применение холодильнрго цикла низкого давления зависит от возможности
создания и эффективности работы турбомашин для сжатия и расширения
воздуха при заданных параметрах.
Кроме указанных выше продуктов разделения, из воздуха извлекается
также неоно-гелиевая смесь. Однако получение этого продукта не вносит
существенного изменения в построение схемы воздухоразделительной уста-
154
новки в целом. Технология производства этой смеси так же, как-и техноло-
гия переработки сырого аргона и первичного криптонового концентрата
в чистые продукты, рассматривается в главе, посвященной редким газам.
Описать все варианты схем не представляется возможным, поэтому
в настоящей книге рассмотрены лишь основные направления в их построе-
нии, причем наибольшее внимание уделено реализованным в промышлен-
ности и перспективным решениям.
Вопросы технологического расчета рассмотрены на конкретных приме-
рах. В качестве исходных данных приняты концентрации продуктов
разделения воздуха, потери холода в окружающую среду и от недорекупера-
ции, к. п. д. машин, сопротивления и разности температур в некоторых,
аппаратах, потери воздуха и другие параметры. Исходные данные реко-
мендуется принимать ’с учетом требований, предъявляемых к установке,
на основе опыта эксплуатации воздухоразделительных установок, а также
предварительных расчетов.
В результате технологического расчета схемы определяют матери-
альные потоки, давления, температуры и концентрации в отдельных
частях установки, а также число теоретических тарелок в ректификационных
колоннах; полученные результаты используют затем при тепловых и ги-
дравлических расчетах аппаратуры, а также при выборе и расчете комплек-
тующих установку машин.
В процессе эксплуатации воздухоразделительных установок необходимо
регулирование различных параметров, с тем чтобы обеспечить нормаль-
ную работу установки в целом и ее отдельных частей. Обычно регулиро-
ванию, в блоке разделения подлежат: холодильный баланс установки, режим
работы ректификационной колонны, теплообменных аппаратов, а также
расширительных машин. При описании принципиальных схем в настоя-
щей главе будут отмечены характерные особенности их регулирования.
ПОЛУЧЕНИЕ ГАЗООБРАЗНОГО КИСЛОРОДА ПОД АТМОСФЕРНЫМ
ДАВЛЕНИЕМ
С развитием техники разделения воздуха, по мере роста масштабов
кислородных установок, изменялись и их технологические схемы. В мелких
установках применяют аппараты двукратной ректификации (см. рис. 21
главы III) и холодильные циклы одного высокого или среднего давления.
По мере роста производительности установок сначала совершенствовали
только холодильный цикл (применение циклов двух давлений), а затем и
аппарат двукратной ректификации (понижение флегмового числа в верхней
колонне в установках двух и трех давлений). В настоящее время крупные
установки строят по схеме одного низкого давления.
В данном разделе рассмотрены вначале схемы установок с аппаратом
двукратной ректификации и различными холодильными циклами, а затем
схемы с различными, более сложными разделительными аппаратами, отли-
чающимися меньшими потерями от необратимости в процессе ректификации.
1. УСТАНОВКИ ОДНОГО ВЫСОКОГО ИЛИ СРЕДНЕГО ДАВЛЕНИЯ
Для компенсации потерь холода, которые при получении газообразного
кислорода под атмосферным давлением складываются из потерь в окружа-
ющую среду и на недорекуперацию, в установках одного высокого или
среднего давления весь поток воздуха сжимается до давления более высокого,
чем в нижней колонне аппарата двукратной ректификации. При этом могут
применяться холодильные циклы с дросселированием воздуха, с дроссели-
рованием и предварительным аммиачйым (фреоновым) охлаждением и с де-
тандером, а также с детандером и предварительным охлаждением.
155
По схеме одного давления в течение ряда лет строили кислородные
установки небольшой производительности. В настоящее время мелкие
кислородные установки строят преимущественно с применением насоса
жидкого кислорода, т. е. с непосредственной выдачей кислорода из блока
разделения под давлением.
В установках с дросселированием давление воздуха после компрессора
при производительности 0,0083—0,0140 м3/сек (30—50 м3/ч) кислорода со-
ставляет 5—7 Мн/м2 *, что соответствует потерям холода в окружающую
среду Qo c = 200	300 кдж/кмоль п. в. В ранее выпускавшихся установках
воздух от двуокиси углерода обычно очищался щелочным раствором в де-
карбонизаторе, устанавливаемом после второй ступени компрессора,' а от
влаги — посредством адсорбции в блоке осушки (рис. 1). В настоящее время
Рис. 1. Схема установки
с дросселированием воз-
духа:
I — компрессор; II — дека-
рбонизатор; III — блок
осушки; IV — теплообмен-
ник; V — аппарат двукрат-
ной ректификации; VI —
фильтр-адсорбер для очист-
ки кубовой жидкости от
следов двуокиси углерода
й от ацетилена; VII — дрос-
сельный вентиль высокого
давления
для осушки и очистки воздуха высокого и среднего давления применяют
цеолитовые адсорберы, устанавливаемые после предаарительного охлажде-
ния воздуха до температуры —278° К (см. гл. XIV, Т. 2).
Давление воздуха после компрессора определяют по уравнению общего
теплового баланса установки (на 1 кмоль п. в.)
Qo.c + AC*bt*p + KC^t*p = bITi,	(1>
где	Д/Г1 — искомый изотермический дроссель-эффект воздуха при
температуре Тг на входе воздуха высокого давления
в основной теплообменник;
А и /С — количества азота и кислорода (определяются по урав-
нениям (63) и (64) главы III);
Ср и Ср — удельные теплоемкости азота и кислорода при
0,1 Мн/м* (могут быть приняты равными
29 кдж/кмоль -граду,
\tn.p и Ын.р — недорекуперации по азоту и кислороду на теплооб-
меннике.
* Здесь и ниже указаны абсолютные значения давлений.
156
Из теплового баланса теплообменника находят температуру воздуха
после этого аппарата, значение которой лежит в пределах 150—160° К.
При расчете схем установок для проверки правильности произведенных расчетов
может быть составлено уравнение теплового баланса разделительного аппарата *
I$ + QK00* = Alf + Kl£,	(2)
где Q*0A — потери холода колонной в окружающую среду.
Решение этого уравнения возможно с помощью диаграммы х—I бинарной смеси кисло-
род—азот, а также с помощью диаграмм состояния для воздуха, азота и кислорода, имеющих
общий начальный уровень отсчета энтальпий.
Пренебрегая теплотой смешения кислорода и азота в газообразном состоянии, для произ-
вольной температуры Т* и давлении р* можно записать
Л/.лч- =	(3)
С учетом этого выражения уравнение (2) приобретает вид, удобный для решения в диа-
граммах состояния для воздуха, азота и кислорода, имеющих различные начала отсчета эн-
тальпий:
/f-/f+ С0К0>Л (/Л-/Л)+Л(/3Л-/^).	(4)
Значения р* и Т* удобно принимать равными давлению и температуре газообразного
кислорода на выходе из колонны. При этом последний член в уравнении (4) становится рав-
ным нулю.
Расход энергии на получение кислорода определяют по формуле
Rm То.2,31g -^5-
Lk = Т)цз-К(1 —ДВ) кдж!кмоль	(5)
где То = 7\ — начальный температурный уровень (принимается обычно
равным 303° К);
RM = 8,314 — универсальная газовая постоянная в кдж!кмоль-град;
АВ — потери воздуха на продувки и утечки через неплотности
в кмоль/кмоль п. в.;
Г1„э — изотермический к. п. д. компрессора.
После подстановки числовых значений получаем
lgT"
LK = 5790 -—у । 0 ЛД кдж!кмоль О2	(5а)
или	riu3A(i-AB)
°’067 wca-AB) квт'ч/м3 °2*
Зависимость давления воздуха перед блоком разделения и расхода энер-
гии от потерь холода в окружающую среду показана на рис. 2**. Высокий
расход энергии связан с большими потерями от необратимости в установке,
в особенности вследствие больших разностей температур в теплообменнике
и в змеевике нижней колонны.
Потери холода в окружающую среду определяются потерями через
изоляцию, через вентили, а также утечками холодного газа через неплот-
ности в аппаратуре.
В предельном случае при отсутствии потерь холода в окружающую среду,
а также от недорекуперации давление воздуха определялось бы только,, не-
обходимостью обеспечения процесса разделения и составляло бы примерно
* В уравнении (2) и в последующих уравнениях цифровые индексы при / соответствуют
номерам потоков на схемах установок.
** Здесь и ниже приводятся расчетные показатели кислородных установок примени-
тельно к исходным данным, принятым при сопоставлении различных схем установок и приве-
денным в п. 5. В этом же параграфе указаны и причины возможных отклонений действитель-
ных показателей от полученных в результате расчетов. Об условиях, при которых обеспечи-
вается получение в аппарате двукратной ректификации продуктов разделения указанной
концентрации, см. п. 8 главы III.
157
*0,63 Мн/м2. Условно поэтому можно считать, что расход энергии
на сжатие воздуха с 0,1 до 0,63 Мн/м2 соответствует расходу энергии на
процесс разделения а расход энергии на сжатие воздуха с 0,63 Мн/м1
до действительного давления перед блоком — расходу энергии на покрытие
холодопотерь LXK. Хотя указанное разделение затрат и является1 условным,
•однако оно позволяет оценивать раздельно совершенство холодильного
Рис. 2. Зависимость давления воздуха
перед блоком разделения р± и расхода'
энергии на получение кислорода от
потерь холода в окружающую среду
Qo с (при A/wp = 4 град, =99,5% О2
и у л =1% О2) для схем одного высокого
или среднего давления:
/—с дросселированием воздуха; 2— с предва-
рительным аммиачным охлаждением; 3 — с
детандером при = 0,5; 4 — с детандером
при = °’75
цикла и разделительного аппарата и,
следовательно, более правильно опре-
делять возможности уменьшения рас-
хода энергии при их изменении.
Как будет видно из "дальнейшего,
в ряде схем остается постоянным,
a LXK резко изменяется. В установке
с дросселированием воздуха LXK в 1,2
раза больше, чем ££•
Основными объектами регулирова-
ния при эксплуатации воздухоразде-
лительной ' установки с дросселирова-
нием воздуха являются режим работы
ректификационной колонны и холо-
дильный баланс установки.
В аппарате двукратной ректифи-
кации вначале следует отрегулировать
режим работы нижней колонны. Для
этого устанавливают необходимую кон-
центрацию азотной флегмы изменением
степени открытия дроссельного вентиля
на этом потоке и поддерживают постоян-
ный уровень в кубе нижней колонны
с помощью дроссельного вентиля на по-
токе кубовой жидкости. Нормальный
режим работы верхней колонны под-
держивается соответствующим отбором
кислорода, при котором устанавли-
вается необходимая его концентрация.
Регулирование холодильного ба-
ланса установки заключается в поддер-
жании холодопроизводительности установки в соответствии с холодопо-
терями. Увеличение потерь холода установкой вызывает понижение уровня
жидкого кислорода в конденсаторе. Для восстановления уровня жидкости
следует увеличить давление воздуха, поступающего в блок разделения, при-
крытием дроссельного вентиля высокого давления (см. рис. 1). При этом
понижается энтальпия воздуха на входе в блок разделения, а следовательно,
и энтальпия поступающего в колонну воздуха.
Предварительное охлаждение воздуха (см. рис. 16 главы II) с помощью
аммиачных или фреоновых холодильных установок приводит к снижению
рабочего давления и соответственно к уменьшению расхода энергии
(см. рис. 2). Это связано со снижением потерь от необратимости про-
цесса в основном теплообменнике и в змеевике нижней колонны из-за пони-
жения температуры воздуха после основного теплообменника (до 130—
135° К).
158
Уравнение теплового баланса воздухоразделительной установки с де-
тандером (рис. 3) имеет вид:
Qo. о + AC*Mi р +.КС* М*р = М. + ДИ,
(6)
где Д — количество воздуха, поступающего в детандер в кмолъ[кмоль п. в.;
h — перепад энтальпий в детандере в кдж!кмолъ.
При проектировании установки необходимо в результате решения урав-
нения теплового баланса найти давление воздуха на входе в блок разделения
Рис. 3. Схема установки среднего давления
с детандером:
I — компрессор; //—декарбонизатор; ///—блок
осушки; IV — основной теплообменник; V — де-
тандер; VI — фильтры детандерного воздуха;
VII — ожижитель; VIII — аппарат двукратной
ректификации; /X — фильтр-адсорбер; X —дрос-
сельный вентиль среднего давления
при заданных потерях холода н
недорекуперацию и в окружаю-
щую среду. Однако для решения
этого уравнения необходимо знать
количество воздуха, постуцдющего
в детандер, и теплоперепад в де-
тандере, т. е. величины, которые
Рис. 4. Зависимость оптимальной
температуры перед детандером Т2 и
количества воздуха Д, ^поступаю-
щего в детандер, от давления р2
воздуха перед ним для схемы сред-
него давления с детандером
зависят от давления воздуха. Поэтому при расчете схем установок с детан-
дером следует вначале задаться давлением воздуха и по уравнению (6)
определить Qo> с- В том случае, если полученная величина сильно отличается
от значения, которое может быть принято для данной установки, следует
задаться новым значением давления воздуха.
Количество воздуха, поступающего в детандер, определяется из уравне-
ния теплового баланса основного теплообменника и теплой части ожижителя
(до места ввода воздуха из детандера);
(h - Д) + (1 - Д) (72 - /з) + Qo. с = А (/7 - /5) + К (7б - Л),	(7)
где Qo. с — потери холода в окружающую среду теплообменниками.
z При данном давлении величина Д зависит от температуры перед детан-
дером. Чем выше эта температура, тем меньше Д, но больше h. Поэтому
следует предварительно определить оптимальную температуру перед де-
тандером, т. е. температуру, при которой значение ДЬ максимально (рис. 4,
159
при р2 1 Мн/м2 условно принято, что в схеме вместо теплообменников
установлены регенераторы). С понижением давления уменьшается Т2 и
возрастает Д. При давлениях ниже 1,0—1,2 Мн/м2 (что соответствует QOt с <
< 200 -^250 кдж/кмоль и. в.) через детандер может быть пропущен весь пере-
рабатываемый воздух.
Энергия, возвращаемая детандером, может быть определена по урав-
нению
Ьд = ДН-Nt кдж!кмоль п. в.,	(8)
где NT — коэффициент мощности торможения.
При Qoc = 230 кдж!кмолъ п. в. и = 0,5 давление воздуха церед
детандером составляет 1,2 Мн!м2, а расход энергии на получение кислорода
54,5 Мдж! кмоль О2, что на 39% ниже, чем в схеме с дросселированием воз-
духа. При этом расход энергии на покрытие холодопотерь LXK уменьшается
в 3,5 раза, а при = 0,75 снижается в 5 раз.
Снижение расхода энергии в схеме с детандером в основном связано
с уменьшением потерь от необратимости в теплообменниках и с исключением
потерь в змеевике нижней колонны.
Холодопроизводительность установки среднего давления с детандером
регулируется следующим образом: при увеличении холодопотерь следует
поднять давление воздуха после компрессора. Это может быть сделано как
прикрытием дроссельного вентиля среднего давления, так и уменьшением
степени наполнения детандера. В случае увеличения количества воздуха,
поступающего в детандер, и соответственно уменьшения количества воздуха,
проходящего через дроссельный вентиль, потоки азота и кислорода посту-
пают из ожижителя в основной теплообменник с более низкой температурой,
что приводит к понижению температуры перед детандером. При регулирова-
нии холодопроизводительности следует стремиться к тому, чтобы температура
перед детандером была близка к оптимальной.
Из сопоставления показателей схемы с детандером и схемы с предвари-
тельным аммиачным охлаждением (см. рис. 2) видно, что при одинаковых
потерях холода давление воздуха в схеме с детандером значительно ниже.
Кроме того, установка с детандером в целом является более простой. Поэтому
этой схеме, как правило, отдают предпочтение. При количестве перераба-
тываемого воздуха свыше 0,25 мЧсек в установках среднего давления вместо
поршневого детандера применяют турбодетандер. С целью исключения спе-
циальных аппаратов для очистки воздуха можно применять также реге-
нераторы или реверсивные пластинчато-ребристые теплообменники.
2. УСТАНОВКИ ДВУХ ДАВЛЕНИЙ
В установках двух давлений холодопроизводительность обеспечивается
воздухом, сжимаемым до давления 12—20 Мн!м2\ остальная часть перера-
батываемого воздуха сжимается только до давления примерно 0,6 Мн!м\
т. е. до так называемого технологического давления, необходимого для обес-
печения процесса разделения воздуха.
В установке с предварительным аммиачным охлаждением [50] воздух
высокого и низкого давления осушается вымораживанием влаги в переклю-
чающихся предварительных и аммиачных теплообменниках.
По сравнению с установкой одного давления с предварительным аммиач-
ным охлаждением расход энергии LK в схеме двух давлений (рис. 5) при
Qo, с = 150 кдж!кмолъ п. в. снижается на 30%, а расход энергии на покрытие
холодопотерь LXK — примерно в 3 раза. По схеме двух давлений с предвари-
тельным аммиачным охлаждением в Советском Союзе строились установки
160
Г-6800 производительностью 1,5 мЧсек, чистого азота и 0,39 мЧсек кислорода
с концентрацией 92% О2 (см. п. 16). При эксплуатации этих установок наи-
большие осложнения вызываются необходимостью переключения значи-
тельного числа теплообменников, в которых происходит вымораживание
влаги из воздуха.
Как и в схеме одного давления, в схеме двух давлений вместо холодиль-
ного цикла с предварительным аммиачным охлаждением может быть применен
холодильный цикл высокого давления
с детандером. Построенные до настоя-
щего времени установки двух дав-
лений с детандером отличаются также
применением на потоке воздуха низ-
кого давления регенераторов (рис. 6)
[50]. На рис. 6 и последующих
рисунках этой главы не показаны
фильтры-адсорберы, устанавливае-
мые на потоке кубовой жидкости,
а также выносной конденсатор, при-
меняемый в установках средней и
крупной производительности для
испарения всего или части продук-
ционного кислорода с целью пред-
отвращения накопления взрывоопас-
ных примесей в основном конден-
саторе.
Турбокомпрессоры обычно при-
меняются вместо поршневых машин
для сжатия воздуха до 0,6—0,7 Мн/м2
при производительности, превыша-
ющей 1,1 —1,4 мЧсек.
В регенераторах наряду с теп-
лообменом происходит процесс очи-
стки воздуха от влаги и двуокиси
углерода. Для того чтобы процесс
очистки воздуха от примесей проис-
ходил нормально, необходимо соблю-
дение следующих условий:
а) воздух на выходе из регене-
раторов должен быть достаточно
охлажден (обычно до состояния,близ-
кого к сухому насыщенному пару;
при р = 0,6 Мн!м2 100° К), при
этом основная масса двуокиси угле-
Рис. 5. Зависимость количества воздуха
высокого давления Вв/д, количества воздуха
Д, поступающего в детандер, и расхода энер-
гии Ьк от потерь холода в окружающую
среду Qo. с при рв/5=16 Мн!м2, цад =
0,75 и = 99,5% О2) Для схем двух дав-
лений:
с предварительным аммиачным охлаждением;
2 — с детандером; 3 — с детандером и циркуля-
цией азота высокого давления; 4 — с предвари-
тельным аммиачным охлаждением и детандером
рода осаждается на насадке регенераторов и не попадает в колонну;
б) температурный напор между потоками воздуха и обратными потоками
азота и кислорода в зонах высадки влаги и двуокиси углерода должен быть
меньше определенного предела, при котором обеспечивается вынос обратным
потоком всех примесей, оставленных воздухом. При этих условиях регене-
раторы не забиваются. При давлении воздуха 0,6 Мн!м2 и конструкции на-
садки регенераторов, применяемой в большинстве установок, температурный
напор на холодном конце регенераторов не должен превышать 7—8 град
(подробнее см. главу VI).
Для обеспечения необходимого температурного напора в установке двух
давлений в регенераторы подается обратного потока на 3—4% больше, чем
11 П/ргд. В. И„ Епифановой
161
прямого. Соответственно меньшее количество обратного потока подается
в теплообменники на охлаждение воздуха высокого давления.
Регенераторы нашли широкое применение в крупных кислородных уста-
новках, однако обычные регенераторы нельзя использовать для получения
очень чистых продуктов, так как обратный поток, проходя пр_ насадке, за-
грязняется примесями.	Л
При расчете схемы задаются давлением воздуха высокого давления
После определения количеств получаемого кислорода /С и отходящего азота А
Рис. 6. Схема установки двух давлений с детандером:
I — турбокомпрессор; II — поршневой компрессор высокого давления; III — поршневой детандер;
IV — азотные регенераторы; V — кислородные регенераторы; VI — предварительный теплообменник;.
VII — основной теплообменник; VIII — аппарат двукратной ректификации; IX — переохладители
флегмы; X — скруббер очистки от двуокиси углерода; XI — блок осушки
из материального баланса колонны другие потоки в установке находят со-
вместным решением следующих уравнений:
общего теплового баланса установки
	Qo. с+аср ы*-рр+крс£ м*:рр+ктс* ы"рр =
= Вв/д Ме^ + Вн/д Мнт[д + ah,	(9)
где №н'.рр, А&р, — недорекуперация на азотных, кислородных реге-
нераторах и предварительном теплообменнике соответственно;	и
AIt1? — изотермический дроссель-эффект воздуха высокого и низкого давле-
ния; Кр и Кт — количества кислорода, проходящего через регенераторы и
теплообменники;
Ве/д + Вн/д=1-,	(10)
Кг + Кр = К,	(И)
теплового баланса регенераторов
Вн/д (/5 - /6) + BH/dQp. с = А (Тю - /8) + КР (79 - /7);	(12)
теплового баланса предварительного и основного теплообменников
Beis (71 - /2) + (В,/д - Д) (I2 - h) + BeJd • QI. с = Кт (74 - /7),	(13)
162
где Вв/д и BHjd — количества воздуха высокого и низкого давления;
Qo. с и Qo. с — потери холода в окружающую среду регенераторами и
теплообменниками (основным и предварительным).
Энтальпию воздуха высокого давленидша выходе из основного тепло-
обменника 13 находят построением в диаграмме Т—I для воздуха (см. главу II)
при выбранном значении минимальной разности температур в теплообмен-
нике Д/тГп- Уравнения решают в следующем порядке: из уравнений [(10),
(11) и (12) определяют зависимости Кр = f (Befd) и Дт = f (Вв/д)- После
подстановки последней в уравнение (13) находят зависимость Д = f (Вв[д)-
Затем все неизвестные величины, выраженные через Вв/д, подставляют
в уравнение (9), откуда находят Вв/д- После этого легко определяют осталь-
ные потоки. Отношение обратного потока к прямому в регенераторах (Л +
+ Кр)1Вн/д, которое мы в дальнейшем будем называть соотношением по-
токов в регенераторах, в данной установке равно 1,035.
При Qo e = 150 кдж/кмоль п. в. Вв/д = 0,086 кмолъ/кмоль п. в., рас-
четный расход энергии составляет LK = 46,2 Мдж/кмоль О2 (см. рис. 5).
Расход энергии на покрытие холодопотерь, т. е. на сжатие воздуха с 0,63
до 16 Мн/м2 за вычетом энергии, возвращаемой детандером (около 1% от
общего расхода энергии), составляет 5,6 Мдж/кмоль О2, или 14% от расхода
энергии на разделение.
Уменьшение расхода энергии по сравнению со схемой двух давлений
с предварительным аммиачным охлаждением достигается в основном более
высокой эффективностью холодильного цикла с детандером по сравнению
с холодильным циклом с предварительным аммиачным охлаждением. Кроме
того, существенное значение в понижении расхода энергии имеет сближение
температур на холодном конце регенераторов и увеличение обратного потока
в этих аппаратах по сравнению с прямым. При этом обратный поток в ос-
новном теплообменнике уменьшается, а следовательно, уменьшается коли-
чество воздуха высокого давления, поступающего в основной теплообменник,
увеличивается количество воздуха, поступающего в детандер, и холодопроиз-
водительность воздуха высокого давления.
Схема двух давлений с детандером и регенераторами является более
сложной, чем, например, схема среднего давления с детандером, в связи
с наличием большего количества машинного оборудования и аппаратуры.
Поэтому она нашла применение в более крупных установках, для которых
важно иметь более низкий расход энергии на получение кислорода. Кроме
того, по схеме среднего давления с детандером теплообменники и аппараты
для очистки воздуха от двуокиси углерода и влаги получились бы громозд-
кими.
По схеме двух давлений с детандером в Советском Союзе были построены
установки КТ-1000 производительностью 0,28 м3/сек (1000 м3/ч) кислорода и
установка КГ-300М производительностью 0,083 м3/сек (300 м3/ч) кислорода
[51].
Одним из самых важных объектов регулирования в установке двух дав-
лений являются регенераторы. Необходимая температура воздуха на выходе
из регенераторов и температурный напор на холодном конце этих аппаратов
обеспечиваются поддержанием определенной температуры азота на выходе из
переохладителей и соответствующего отношения обратного потока к потоку
воздуха.
Температуру азота после переохладителя регулируют с помощью бай-
пасной линии, по которой часть кубовой жидкости проходит мимо переохла-
дителя.
и*
163
Соотношение потоков в регенераторах регулируют по температуре в их
середине, которая является очень чувствительной к изменению режима ра-
боты регенераторов. С увеличением количества обратного потока температура
в середине регенераторов понижаете^, уменьшается температурный напор
на холодном конце и увеличивается недорекуперация. Соотношение потоков-
в регенераторах регулируется или изменением количества обратного потока
или изменением количества воздуха, поступающего в данный регенератор.
В рассматриваемом случае (см. рис. 6) вначале устанавливается необ-
ходимое соотношение потоков в азотных регенераторах перераспределением
воздуха низкого давления между кислородными и азотными регенераторами..
Затем изменением отбора кислорода на основной теплообменник регули-
руется режим работы кислородных регенераторов.
Холодопроизводительность установки регулируют установлением соот-
ветствующего давления после поршневого компрессора, причем следует
стремиться к оптимальному распределению воздуха между дроссельным вен-
тилем и детандером. О правильном распределении воздуха высокого давления
можно судить по температурам воздуха до и после основного теплообмен-
ника. С увеличением количества воздуха, поступающего в детандер, обе эти
температуры понижаются.
Из схемы двух давлений можно исключить специальные аппараты для
очистки воздуха высокого давления от двуокиси углерода и осушки его
от влаги, если применить в установке специальные регенераторы со встроен-
ными теплообменниками или реверсивные пластинчато-ребристые теплооб-
менники [50]. В таких аппаратах часть обратного потока, например, азота
подогревается в специальных каналах, по которым не проходит воздух. Все
количество перерабатываемого воздуха через азотные и кислородные реге-
нераторы подается в куб нижней колонны. Циркулирующий в системе азот
сжимается в компрессоре от 0,57 до 12—16 Мн!м2 и направляется в теплооб-
менники и в детандер. Газообразный азот отбирается из-под крышки кон-
денсатора и подогревается частично в специальных каналах азотных реге-
нераторов, а частично совместно с потоком из поршневого детандера в ос-
новном и предварительном теплообменниках.
Количество азота, направляемого через специальные каналы азотных
регенераторов, составляет 0,03—0,04 кмолъ!кмоль п. в. Количество газа
высокого давления в схеме, а также расход энергии несколько выше, чем
в схеме без циркуляции, вследствие дополнительных потерь от недорекупе-
рации и сопротивлений на циркуляционном потоке (см. рис. 5).
Исключение специальных аппаратов для очистки воздуха является
большим преимуществом рассматриваемой схемы установки, однако кон-
структивно регенераторы со встроенными теплообменниками значительно
сложнее обычных регенераторов.
Для снижения расхода энергии в схеме двух давлений с детандером
применяется предварительное аммиачное охлаждение воздуха высокого
давления (рис. 7).
Уравнение общего теплового баланса установки по обозначенному на
схеме контуру:
^н/д/5 + Вв/д12 Qo' с = AI1Q + Кр!9 + Кт-Л + ДЛ-	(14)
Можно записать
/5 = Л1;0) -	; Ь = 0) -	;
т   г(1, 0)	sjA.p. т   г(1, 0)
•<10 — •< г5 ^р Шн.р > * 9 — ' т&	ру
’	7   7(!» °)	Г» К Ai0CH
-*4 — 1 т„ ^Р р>
164
где М°нснр — недорекуперация на основном теплообменнике;
/р;0) и 1т^0) — энтальпия воздуха при давлении 0,1 Мн!м2 и температурах
на входе воздуха в регенераторы и в основной теплообмен-
ник соответственно;
\1нт^ — изотермический дроссель-эффект воздуха низкого давле-
ния при температуре Тъ\
— изотермический дроссель-эффект воздуха высокого давле-
ния при Т2.
Подставив последние выражения в уравнение (14), после ряда преобра-
зований получим
Qo. е + AC^tAH. рр + КРС* М^рр + К£р м°снр =
= Вн/д Мр/бд + вв1д	+ ДИ + {Ве1д - Кт) (I J0) -	0)у	(15)
Последний член в уравнении (15) называется дополнительной холодо-
производительностью:
Q^ = (B^-^)(/^0)-/*;>0));	(16)
она возникает в установке вследствие того, что обратный поток в регенера-
торах больше прямого. Поток воздуха высокого давления больше на такую же
Рис. 7. Схема установки двух давлений с предварительным аммиачным охлаждением
и детандером:
/ — турбокомпрессор; II — поршневой компрессор высокого давления; III — поршневой детандер;
IV — азотные регенераторы; V — кислородные регенераторы; VI — предварительный теплообменник;
VII — основной теплообменник; VIII — аппарат двукратной ректификации; IX — переохладители
флегмы; X — скруббер очистки от двуокиси углерода; XI — аммиачный теплообменник
величину обратного потока в теплообменниках. При этом количество ам-
миачного холода, которое может быть передано воздуху высокого давления,
увеличивается по сравнению со случаем равенства прямого и обратного
потоков. Полученное таким образом дополнительное количество холода
с помощью повышенного обратного потока в регенераторах передается воз-
духу низкого давления.
Уравнение теплового баланса основного теплообменника следующее:
(Вв/д - Д) (/2 - /3) + Вв/д(£. с = Кт (Л - Л).	(17)
165
Оптимальное значение недорекуперации на основном теплообменнике
составляет примерно 8—10 град при минимальной разности температур
А/тГп = 5 град.
Совместным решением уравнений (10), (11), (12), (15) и (17) определяют
значения Вв/д, Вн/д, Д, Кт и Др. Зависимость Вв/д, Д и от Qo. с см. на
рис. 5. При = 150 кдж!кмоль п. в. Вв[д = 0,06 кмоль/кмоль п. в., рас-
четный расход энергии = 44,7 Мдж!кмоль О2. Расход энергии на покры-
тие холодопотерь составляет 10% от расхода энергии на разделение против
14% в схеме без предварительного аммиачного охлаждения.
В рассматриваемой схеме с повышением соотношения потоков в реге-
нераторах увеличивается не. только количество воздуха, поступающего
в детандер, но и дополнительная холодопроизводительность. Возникающие
при этом дополнительные потери холода от недорекуперации могут до не-
которых пределов (до соотношения потоков в регенераторах примерно 1,05)
компенсироваться вследствие повышения холодопроизводительности воз-
духа высокого давления. При увеличенном количестве обратных потоков
в регенераторах уменьшается разность температур в холодной зоне этих
аппаратов, что способствует улучшению процесса выноса примесей двуокиси
углерода.
Схема установки двух давлений с детандером и предварительным аммиач-
ным охлаждением применена в установке КТ-3600-Ар, предназначенной для
производства 1 мЧсек кислорода с одновременной выдачей аргона [51].
3.	УСТАНОВКИ ДВУХ И ТРЕХ ДАВЛЕНИЙ С ПОНИЖЕННЫМ
ФЛЕГМОВЫМ ЧИСЛОМ В ВЕРХНЕЙ КОЛОННЕ
При производстве кислорода пониженной чистоты флегмовое число
в верхней колонне аппарата двукратной ректификации может быть понижено,
т. е. не из всего перерабатываемого в установке воздуха должна быть обра-
зована флегма в нижней колонне (см. п. 4 главы III). При этом часть воздуха
может быть сжата до давления, лишь ненамного превышающего атмосфер-
ное, и после охлаждения в газообразном состоянии введена в середину верх-
ней колонны, или часть сжатого примерно до 0,6 Мн/м2 воздуха (либо от-
бираемого из нижней колонны газообразного азота) расширена с отдачей
внешней работы. В последнем случае получаемая холодопроизводительность
воздуха низкого давления используется для сокращения количества воздуха
высокого давления в установке или для совершенного его исключения в ус-
тановках низкого давления (см. п. 4).
Схема установки трех давлений с предварительным аммиачным охла-
ждением и детандером (рис. 8) отличается от схемы установки двух давле-
ний тем, что из промежуточной ступени турбокомпрессора I отбирается
часть воздуха под давлением примерно 0,18 Мн/м2 в количестве Вх =
= 0,2 кмолъ/кмоль п. в. Этот поток воздуха охлаждается в кислородных ре-
генераторах V и после промывки от двуокиси углерода кубовой жидкостью
в бачке XI/ подается в середину верхней колонны. Кубовая жидкость из
бачка проходит через фильтры-адсорберы, после чего также поступает в се-
редину верхней колонны.
' В связи с понижением давления воздуха в кислородных регенераторах
процесс очистки воздуха от примесей в них затрудняется. Для обеспечения
незабиваемости кислородных регенераторов разность температур на холодном
конце этих аппаратов должна быть меньше, чем в регенераторах с давлением
воздуха 0,6 Мн/м2. При этом недорекуперации на кислородных регенераторах
увеличивается до 7—8 град.
166
При Qo. с = 150 кдж!кмоль п. в.; у\ = 98% О2 и у\ =^1,5% О2 Вв/д —
= 0,069 кмоль/кмоль п. в.; К = 0,202 кмоль/кмоль п. в.; расчетный расход
энергии LK = 39,9 Мд ж/кмоль О2. Расход энергии на процесс разделения,
т. е. расход энергии, необходимый для сжатия 0,2 кмоль/кмоль п. в. воздуха
до давления 0,18 Мн/м2, и 0,8 кмоль/кмоль п. в. до 0,63 Мн/м2, [см. уравне-
ние (19) ], на 13% ниже, чем в схемах с нормальным флегмовым числом в верх-
ней колонне.
Однако в установках двух давлений, как правило, получают техниче-
ский кислород (99,5% О2), а в установках трех давлений — кислород, со-
Рис. 8. Схема установки трех давлений с предварительным аммиачным охлаждением
и детандером:
I — турбокомпрессор; II — поршневой компрессор высокого давления; III — поршневой детандер;
IV — азотные регенераторы; V — кислородные регенераторы; VI — предварительный теплообменник;
VII — основной теплообменник; VIII — аппарат двукратной ректификации; IX — переохладители
флегмы; X — скруббер очистки от двуокиси углерода; XI — аммиачный теплообменник; XII — бачок
держащий 98% О2 или меньше. Если бы кислород извлекался одинаковой
концентрации, например yi =98% О2, то снижение расхода энергии на
получение кислорода в схеме трех давлений по сравнению со схемой двух
давлений с детандером и предварительным аммиачным охлаждением соста-
вило бы всего около 6%.
По схеме трех давлений фирмой Линде были построены установки про-
изводительностью до 1 мЧсек кислорода, содержащего 98% О2.
Схема установки трех давлений, хотя и характеризуется более низким
расходом энергии, однако является очень сложной в эксплуатации в связи
с наличием трех потоков воздуха и промежуточным отбором газа из турбо-
компрессора. Поэтому широкого применения она не получила.
При получении кислорода более низкой концентрации (95% О2) коли-
чество воздуха, сжимаемого до 0,18 ТИк/ж2, могло бы быть в схеме увеличено
до 0,25—0,26 кмоль!кмоль п. в. Расход энергии на получение кислорода в этом
случае составил бы 35,6 Мдж!кмоль О2, при = 0,5% О2.
В установке двух давлений с предварительным аммиачным охлаждением
и турбодетандером [50] количество воздуха высокого давления принимается
равным примерно 0,04 кмоль!кмоль п. в., т. е. минимально возможным из
условия обеспечения необходимого соотношения потоков в регенераторах
(с учетом потока азота 0,005—0,01 кмоль!кмоль п. в., направляемого в теп-
167
лообменник и являющегося регулировочным). Поэтому за счет холодопроиз-
водительности воздуха высокого давления в установке покрывается только
часть холодопотерь (55%); остальная часть обеспечивается за счет расширения
азота в турбодетандере.
Газообразный азот в количестве 0,12—0,20 кмоль!кмоль п. в. отбирается
из-под крышки конденсатора и после подогрева в детандерном теплообмен-
нике до 160—130° К подается в турбодетандер, в котором расширяется до
давления —0,125 Мн!м2 (до 120—95° К).
Расход энергии при у1^ = 98% О2 составляет 43,4 Мдж!кмоль О2 (при
Qo.c — 150 кдж!кмоль п. в.). По сравнению со схемой трех давлений в рас-
сматриваемой схеме расход энергии увеличивается примерно на 9%. При-
чиной повышения расхода энергии является большее значение флегмовых
чисел в верхней колонне, а также менее эффективный холодильный цикл со
значительными потерями от необратимости процесса в основном и детан-
дерном теплообменниках.
Несмотря на более высокий расход энергии, чем в схеме трех давлений,
схема двух давлений нашла широкое применение ввиду того, что она является
более простой в эксплуатации. По схеме двух давлений с предварительным
аммиачным охлаждением и турбодетандером фирмой Линде был построен ряд
установок типа Линде-Френкель производительностью от 0,56 до 1 м2!сек
кислорода концентрации 98% О 2.
В Советском Союзе по указанной схеме построено значительное коли-
чество установок типа КТ-3600 [51].
4.	УСТАНОВКИ ОДНОГО НИЗКОГО ДАВЛЕНИЯ
В установке двух давлений с предварительным аммиачным охлаждением
и турбодетандером количество воздуха высокого давления составляет всего
примерно 4% общего количества перерабатываемого воздуха. Однако на-
личие и небольшого количества воздуха высокого давления приводит к зна-
чительным усложнениям состава оборудования и условий эксплуатации уста-
новки. Поэтому возникла и была успешно решена задача полного исключе-
ния из установок воздуха высокого давления, т. е. были созданы такие уста-
новки, в которых за счет сжатия в турбокомпрессоре воздуха примерно до
давления 0,6 Мн!м2 обеспечивается не только процесс разделения, но и по-
крытие холодопотерь посредством расширения части сжатого газа в турбо-
детандере.
Холодопроизводительность установок низкого давления ограничена
долей воздуха, направляемого в турбодетандер. Поэтому схемы одного низ-
кого давления могут достаточно эффективно применяться в установках
сравнительно большой производительности, в которых относительно не-
велики потери холода в окружающую среду. Кроме того, только в крупных
установках можно применить турбомашцны — турбокомпрессоры и турбо-
детандеры.
Ряд основных термодинамических и технических вопросов создания уста-
новок низкого давления был разработан советскими учеными. При создании
установок низкого давления необходим высокоэффективный турбодетандер,
который обеспечивал бы покрытие холодопотерь при небольшой доле рас-
ширяемого в нем воздуха. Разработанный в Советском Союзе акад. П. Л. Ка-
пицей турбодетандер реактивного типа с адиабатическим к. п. д., превышаю-
щим 0,8, нашел широкое применение как в отечественных, так и в зарубеж-
ных кислородных установках.
Разработке и широкому внедрению схем низкого давления способство-
вало развитие производства технологического кислорода, содержащего
168
М ^7град
около 95% О2. При получении технологического кислорода (см. главу III)
значительная доля воздуха, сжатого до давления 0,6 Мн/м2, может быть на-
правлена на расширение в турбодетандер без существенного уменьшения
При этом выхода кислорода. И хотя установки низкого давления применяются
и для получения технического кислорода, однако преимущества этих уста-
новок наиболее ярко выражены при получении технологического кислорода.
В установках двух давлений уменьшение разности температур в холод-
ной зоне регенераторов для обеспечения их незабиваемости достигается уве-
личением в регенераторах обратного потока по сравнению с прямым вслед-
ствие соответствующего уменьшения обратного потока в теплообменниках
высокого давления. Сближение температур
в холодной зоне регенераторов в установках
низкого давления обеспечивается или умень-
шением количества воздуха прямого потока,
или увеличением общего количества обрат-
ного потока, проходящего по этой зоне реге-
нераторов. В первом случае из середины реге-
нераторов при температуре от 180 до 150° К
отбирается часть воздуха прямого потока
(в количестве от 7 до 12%), которая направ-
ляется на очистку от двуокиси углерода
в адсорберы или теплообменники-выморажи-
ватели. Во втором случае в регенераторы
с холодного конца вводится и из середины
выводится дополнительный поток, называе-
мый «петлевым» (см. подробнее главу VI).
В регенераторах с отбором потока из
середины температурный напор в их средней
части больше, чем в регенераторах устано-
вок двух давлений с повышенным обратным
потоком (рис. 9). Это создает возможность
при тех же размерах иметь в регенераторах
установок низкого давления меньшие тем-
пературные напоры как на холодном, так
и на теплом конце. Уменьшение темпера-
турного напора на теплом конце регенераторов приводит к уменьшению
потерь холода, что особенно важно для установок низкого давления.
На холодном конце регенераторов с отбором потока из середины обычно
поддерживается температурный напор 5—6 град, при котором обеспечиваются
условия для выноса обратным потоком примесей.со всей зоны высадки дву-
окиси углерода.
Построение схемы установки низкого давления в значительной мере
зависит от концентрации получаемого кислорода [40]. На рис. 10 приведена
схема установки для получения технологического кислорода, загрязненного
примесями влаги и двуокиси углерода. Незабиваемость азотных регенерато-
ров в этой установке обеспечивается подачей в холодную зону «петлевого»
потока посредством так называемого тройного дутья [59]. Азотных регене-
раторов в установке три. Вначале по одному из регенераторов проходит
поток воздуха, затем, после переключения потоков, азот, который уносит
все примеси с насадки. После азота на чистую насадку подается «петлевой»
поток воздуха. Кислородные регенераторы работают с избыточным обратным
потоком.
Воздух в кубе нижней колонны промывается от остатков СО2 и ацетилена
стекающей сверху жидкостью, после чего часть воздуха (Д = 0,2 4-0,3
169
прямого и обратного потоков
100° к	т°к
Рис. 9. Условное изображение из-
менения температурного напора в
регенераторах:
1 — охлаждение воздуха прямого,по-
тока; 2 — подогрев обратного потока
при превышении его количества над
прямым на 3 — 4%; 3 — подогрев обрат-
ного потока при отборе газа из сере-
дины регенераторов
кмолъ!кмолъ п. в.) направляется в детандерный теплообменник, в ко-
тором подогревается до температуры 115—130° К- Затем эта часть воздуха
расширяется в турбодетандере до давления 0,13—0,14 Мн1м? и подается
в середину верхней колонны. Температура воздуха после турбодетандера
обычно равна или на несколько градусов выше температуры сухого насы-
щенного пара (Тиас = 84° К).
Отходящий из верхней колонны азот после подогрева в переохладите-
лях направляется в теплообменник VIII, называемый подогревателем азота,
Рис. 10. Схема установки низкого давления для получения техно-
логического кислорода:
I — турбокомпрессор; II — турбодетандер; III — кислородные регенераторы;
IV — азотные регенераторы; V — детандерный теплообменник; VI—аппарат
двукратной ректификации; VII — переохладители флегмы; VIII — подо-
греватель азота
где нагревается до температуры 94—95° К за счет конденсации небольшого
количества воздуха, отбираемого из нижней колонны. После этого азот по-
ступает в регенераторы.
Количество воздуха, направляемого в турбодетандер, определяется из
уравнения общего теплового баланса установки:
Qo. с + ас*ы?:р + кскра^:рр =	+ д/г,	(18)
где MHTfd — изотермический дроссель-эффект при температуре Т\ входа
воздуха в регенераторы.
Температуру воздуха перед турбодетандером определяют по уравнению
теплового баланса регенераторов и детандерного теплообменника. Это урав-
нение решают совместно с уравнением (18) методом последовательных при-
ближений.
При потерях холода в окружающую среду 100—110 кдж!кмоль п. в.
количество детандерного воздуха равно 0,24—0,26 кмоль!кмоль п. в. (рис. И).
Такое количество газообразного воздуха, вводимого в середину верхней
колонны, является максимальным, при котором еще обеспечивается практи-
чески полное извлечение кислорода из воздуха в случае получения кисло-
рода, содержащего 95% O2.z Можно считать, что минимальная производи-
тельность установки, на которой холодопотери достигают 100—ПО кдж!кмоль
п. в., составляет около 1,4 м*!сек кислорода.
170
При Д < 0,24 кмоль/кмоль п. в. изменение количества детандерного
воздуха мало влияет на концентрацию отходящего азота. При Д > 0,26
кмоль!кмоль п. в. с увеличением количества детандерного воздуха, что
соответствует большим потерям холода в окружающую среду или на недо-
рекуперацию или более плохому к. п. д. турбодетандера, содержание кис-
лорода в отходящем азоте резко возрастает. Так, снижение адиабатического
к. п. д. детандера с 0,75 до 0,65, что соответствует увеличению количества
детандерного воздуха с 0,26 до 0,30 кмоль!кмоль п. в., приводит к увеличению
содержания кислорода в отходящем азоте с 0,5 до 1,2% О2, т. е. к уменьше-
нию выхода кислорода на 2,7%.
Поэтому в рассматриваемой схеме
при больших потерях холода их
уменьшение, а также повышение
к. п. д. турбодетандера сказы-
вается на улучшении показателей
установки сильнее, чем при ма-
лых потерях холода.
При Q,o. с = 110 кдж!кмоль
п. в. расчетный расход энер-
гии на получение кислорода,
содержащего 95% О2, составляет
36,5 Мдж!кмоль О2. Это примерно
на 6% больше, чем в схеме трех
давлений, что объясняется более
высокой эффективностью холо-
дильного цикла высокого давле-
ния по сравнению с холодильным
Рис. И. Зависимость концентрации отходящего
азота у^, количества Д детандерного воздуха
и расхода энергии от потерь холода в окру-
жающую среду Qo, с для схемы низкого давления
с вводом газообразного воздуха в верхнюю
колонну
циклом низкого давления.
Расход энергии на процесс
разделения, т. е. на сжатие
0,26 кмоль!кмоль п. в. до давления
0,18 Мн/м2 и 0,74 кмоль/кмоль п. в.
до давления 0,6 Мн/м2 в обеих
схемах одинаковый — 30,6 Мдж!кмоль О2. Расход же энергии на покрытие
холодопотерь в схеме низкого давления составляет 5,9 Мдж!кмоль О2 (16%
от общего расхода энергии), что в 1,5 раза больше, чем в схеме трех
давлений.
Несмотря на несколько повышенный расход энергии по сравнению со
схемой трех давлений, схема низкого давления из-за своей простоты нашла
широкое применение в кислородной промышленности. Большинство крупных
воздухоразделительных установок строится по схеме низкого давления с вво-
дом газообразного воздуха в середину верхней колонны.
В Советском Союзе по схеме низкого давления построены установки
Кт-5-2 производительностью 1,5 м3!сек (5300 мЧч), Кт-12-2 производитель-
ностью 3,6 м3/сек (13 000 ж3/ч), КтК-35-2 производительностью 9,7 м3/сек
(35 000 мЧч) кислорода и др. (см. главу 1т. 2). За рубежом по схеме низкого
давления построено большое количество установок различной производи-
тельности.
Основными объектами регулирования в установках низкого давления
являются холодильный баланс установки, режим работы регенераторов и
режим работы ректификационных колонн.
Холодильный баланс установки регулируется изменением количества
газа, пропускаемого через турбодетандер. Для этого применяют регулируе-
мый турбодетандер или изменяют степень открытия вентиля перед турбо-
171
детандером. При нерегулируемом турбодетандере часть располагаемого пере-
пада давлений теряется в вентиле и увеличивается количество газа, про-
ходящего через турбодетандер.
Распределение воздуха между кислородными и азотными регенераторами
и регулирование кислородных регенераторов производятся так же, как и
в установке двух давлений.
Правильный режим работы азотных регенераторов, характеризующийся
состоянием воздуха на выходе из регенераторов, близким к сухому насы-
щенному пару, и определенной температурой в середине регенераторов, уста-
навливается регулированием температуры азота перед регенераторами (изме-
нением количества конденсирующего воздуха в подогревателе азота) и ко-
личества петлевого потока. Данной температуре в середине азотных регене-
раторов соответствует (при постоянном количестве перерабатываемого воз-
духа) определенная разность температур на холодном конце регенераторов.
Отбор петлевого потока регулируют по температуре в середине регенерато-
ров, причем увеличение количества петлевого потока приводит к понижению
этой температуры и разности температур на холодном конце регенераторов.
Для получения наименьшей недорекуперации температуру в середине реге-
нераторов следует поддерживать на максимальном уровне, допускаемом
условиями обеспечения незабиваемости регенераторов. Температура перед
турбодетандером зависит от количества тепла, отбираемого петлевым по-
током в регенераторах. Даже при значительном перегреве воздуха после
турбодетандера температуру перед ним понижать не следует, так как вслед-
ствие увеличения количества детандерного воздуха флегмовые числа в верх-
ней колонне уменьшаются.
Режим работы ректификационных колонн регулируется так же, как и
в установках высокого давления.
При эксплуатации кислородных установок производительность их не
остается постоянной. Количество перерабатываемого воздуха может изме-
няться как вследствие изменения потребления кислорода, так и вследствие
изменения производительности комплектующих установку компрессорных
машин.
На рис. 12 приведена найденная экспериментальным путем зависи-
мость давления воздуха после турбокомпрессора от количества перерабаты-
ваемого воздуха VB для установки типа Кт-12-2. При производительности
= 3,5 м?1сек (12 500 м3/ч) кислорода с концентрацией 96% О2 количество
перерабатываемого установкой воздуха составляло примерно 16,7 м31сек
(60 000 ж3/ч), а давление после турбокомпрессора 0,63 Мн/м2 [50]. С пони-
жением VB до 10,3 м31сек (37 000 м3/ч) (при этом VK = 1,94 м31сек [(7000 ж3/ч)
давление’ после турбокомпрессора уменьшилось до 0,49 Мн1м? в связи со
снижением сопротивления в теплообменных аппаратах, ректификационных
колоннах, трубопроводах и арматуре на прямом и обратном потоках, а также
температурного напора в конденсаторе.
Зависимость удельного расхода энергии на получение кислорода с кон-
центрацией 96% О2 от производительности установки типа Кт-12-2 дана на
рис. 13. При подсчете расхода энергии изотермический к. п. д. турбокомпрес-
сора принят равным 0,6. С понижением производительности до 1,94 м31сек
(7000 ж3/ч), т. е. на 44% против номинальной, расход энергии уменьшается
с 36;2 до 33,2 Мдж!кмоль О2, т. е. на 8%. Разумеется, это не означает, что
кислородные установки должны работать на минимальной производитель-
ности. Энергетические затраты, хотя и составляют основную долю в стои-
мости кислорода, но не являются единственными. Значительную роль играют
капитальные затраты, затраты на зарплату и другие, которые растут с умень-
шением производительности. Оптимальная производительность данной уста-
172
новки так же, как и оптимальные размеры оборудования для вновь проек-
тируемой установки должны выбираться на основании технико-экономиче-
ских расчетов в зависимости от конкретных условий.
Работа воздухоразделительной установки в значительной степени за-
висит от атмосферных условий. В летних условиях с повышением темпера-
туры окружающей среды уменьшается подача турбокомпрессора (см. рис. 12),
повышается температура на входе воздуха в блок разделения, увеличиваются
потери холода в окружающую среду и на недорекуперацию, что приводит
к увеличению доли воздуха, направляемого в турбодетандер, и, следова-
тельно, к некоторому повышению содержания кислорода в отходящем азоте.
Количество получаемого кислорода уменьшается как вследствие понижения
его выхода, так и из-за уменьшения
количества перерабатываемого воздуха.
Рис. 12. Зависимость давления
после турбокомпрессора рком от
количества перерабатываемого воз-
духа Ув Для:
1 — воздухоразделительной установки
типа Кт-12-2; 2 — турбокомпрессора
в зимних условиях; 3 — турбокомпрес-
сора в летних условиях (кривые 2 и 3
нанесены на график условно)
Рис. 13. Зависимость удельного рас-
хода энергии Lr от производительно-
сти по кислороду V к* для установки
типа Кт-12-2 (при концентрации по-
лучаемого кислорода у? = 96% О2)
Для снижения температуры воз-
ха перед регенераторами, а следо-
вательно, и недорекуперации, применяют водоиспарительное охлаждение
воздуха, использующее эффект уменьшения температуры отходящего из
установки азота при насыщении его водяными парами.
Схема установки низкого давления вследствие простоты эксплуатации
применяется не только при получении технологического кислорода пони-
женной чистоты, но и при получении технического кислорода, содержащего
99,5% О2, когда выход его из воздуха существенно уменьшается (см. п. 8
главы III). При прохождении по насадке регенераторов полученный в ко-
лонне чистый кислород загрязнялся бы воздухом, а также двуокисью угле-
рода и водяными парами, поэтому в большинстве случаев при получении
технического кислорода применяют специальные регенераторы, например
с насыпной насадкой и встроенными змеевиковыми теплообменниками (см.
главу VI) или реверсивные пластинчато-ребристые теплообменники (см.
главу V). В регенераторах со встроенными змеевиками отходящий азот про-
ходит по насадке, из которой выносит примеси двуокиси углерода и влаги,
а кислород подогревается в трубках встроенных змеевиков [59].
В реверсивных пластинчато-ребристых теплообменниках, которые при-
хменяются в большинстве зарубежных установок, потоки воздуха и отходя-
щего азота переключаются, а кислород проходит непрерывно в отдельных
каналах, не загрязняясь примесями (рис. 14). Специальные каналы холод-
173
ной зоны теплообменников предназначены для подогрева петлевого потока.
Принципиальная схема установки при использовании регенераторов со
встроенными змеевиками и пластинчато-ребристых теплообменников строится
одинаково. Использование пластинчато-ребристых теплообменников, тре-
бующих применения специальной технологии изготовления, позволяет суще-
ственно сократить размеры и вес установки, а также расход энергии.
Зависимость Д и от Qo. с для случая получения кислорода с со-
держанием 99,5% О2 (см. рис. 11) составлена при следующих значениях не-
дорекуперации: по азоту Ын.р =4 град, по кислороду р = 7 град.
При получении технического кислорода с увеличением количества де-
тандерного воздуха содержание кислорода в отходящем азоте возрастает
не только при больших, но также и при малых, значениях Д.
Рис. 14. Схема установки низкого давления для получения техни-
ческого кислорода:
I — турбокомпрессор; II — турбодетандер; III — реверсивные тепло-
обменники (регенераторы со встроенными змеевиками); IV — аппарат
двукратной ректификации; V — переохладители; VI —подогреватель азота
В установках для одновременного производства технологического и тех-
нического кислорода технический кислород можно получить ректификацией
сливаемого из верхней колонны жидкого кислорода в отдельной колонне или
его можно отобрать непосредственно из верхней колонны (рис. 15). Если
доля технического кислорода не превышает 1/3, то пары из верхней части
колонны технического кислорода могут направляться непосредственно в ре-
генераторы. Отбор технического кислорода из верхней колонны упрощает
схему установки, но вызывает некоторое повышение давления в нижней
колонне, которое тем больше, чем сильнее отличается средняя концентрация
кислорода (технического и технологического) от концентрации технического
кислорода. Поэтому вариант с колонной технического кислорода целесооб-
разно применять при малой доле технического кислорода и низкой концен-
трации технологического кислорода [40].
При использовании регенераторов с тройным дутьем технический кис-
лород может подогреваться в теплообменниках вследствие' охлаждения сво-
бодного от примесей влаги и двуокиси углерода петлевого потока воздуха,
отбираемого с теплого конца регенераторов (см. главу I т. 2). Однако болеем
174
целесообразно, в особенности в установках большой производительности и
при значительной доле технического кислорода, подогревать его в змееви-
ках, встроенных в регенераторы (или в пластинчато-ребристых теплообмен-
никах). Если доля технического кислорода не превышает 40%, то по насадке
регенераторов со встроенными змеевиками целесообразно подавать техно-
логический кислород [40]. При этом отходящий азот может подогреваться
в регенераторах с насадкой из алюминиевых дисков. Незабиваемость всех
регенераторов обеспечивается отбором потока воздуха из середины регене-
раторов и направлением его в теплообменники-вымораживатели или адсор-
беры двуокиси углерода. Такая система применена в установке КтК-35-2
16,7 м31сек (24 000 м3/ч) технологического и 3,1 м3!сек (11 000 м3/ч) техниче-
ского кислорода] и может быть использована в установках различной про-
изводительности .
Небольшое количество
технического кислорода
(до 3—4 % от общего коли-
чества получаемого кисло-
рода) может с помощью
насоса жидкого кислорода
выдаваться из блока раз-
деления под высоким дав-
лением. Отбор большего
количества сжатого кисло-
рода, имеющего более вы-
сокую теплоемкость, чем
кислород под атмосферным
давлением, вызывает за-
труднения в организации
подогрева воздуха перед
турбодетандером.
В установках низкого
давления в турбодетандер
вместо воздуха можно по-
давать газообразный азот,
отбираемый из нижней
колонны (см. рис. 26 гла-
вы III). После расширения
в турбодетандере азот при-
соединяется к отходящему
из верхней колонны азоту.
Рис. 15. Схемы разделительного аппарата для одновре-
менного получения технологического Ктл и технического
Ктн кислорода:
а — с колонной технического кислорода; б — с отбором техни-
ческого кислорода из верхней колонны: 1 — аппарат двукрат-
ной ректификации; 2 — переохладители флегмы; 3 — колонна
технического кислорода
При одинаковых потерях холода, т. е. примерно одинаковых количе-
ствах газа, направляемых в турбодетандер, в схеме с отбором газообразного
азота из нижней колонны выход кислорода меньше, а следовательно, расход
энергии больше, чем в схеме с вводом газообразного воздуха в верхнюю, ко-
лонну. Это различие в, показателях схем, довольно существенное при полу-
чении технологического кислорода и больших значениях Д, уменьшается при
получении технического кислорода, а также при малых значениях Д. При
Д < 0,20 кмоль!кмоль п. в. различие между схемами практически исчезает
[40].
Несмотря на более плохие энергетические показатели, схема с отбором
газообразного азота из нижней колонны нашла применение в некоторых круп-
ных кислородных установках. Преимущества схемы с отбором газообразного
азота из нижней колонны — уменьшение диаметра верхней части верхней
колонны и лучшая отмывка газа от примесей перед турбодетандером.
175
5.	СОПОСТАВЛЕНИЕ СХЕМ УСТАНОВОК С АППАРАТОМ ДВУКРАТНОЙ
РЕКТИФИКАЦИИ И РАЗЛИЧНЫМИ ХОЛОДИЛЬНЫМИ ЦИКЛАМИ
В крупных установках затраты на электроэнергию составляют 60—70%
от общей стоимости кислорода. Поэтому энергетические показатели играют
важную роль при выборе схемы кислородной установки.
Настоящий раздел посвящен в основном сопоставлению рассмотренных
выше схем кислородных установок по удельному расходу энергии. Выявление
других составляющих стоимости кислорода может быть сделано только при-
менительно к установкам определенной производительности в конкретных
условиях их размещения на кислородной станции.
Для расчетного сопоставления схем по расходу энергии, строго говоря,
следовало бы каждую из них поставить в оптимальные условия. В боль-
шинстве случаев, для упрощения расчетов, достаточно принять при их
сопоставлении примерно одинаковые исходные данные, близкие к наблю-
даемым на действующих установках. Сравнивать можно схемы установок
одинакового назначения, в данном случае для получения кислорода одина-
ковой концентрации.
Принимаем следующие значения исходных данных.
Температуры и разности температур
То = 303° К — исходный температурный уровень;
Там — 228° К — температура воздуха после аммиачных теплообменников;
= 4 град — недорекуперации на предварительных теплообменниках в схемах:
без предварительного аммиачного охлаждения;
р= Ю гРа&— недорекуперации на предварительных теплообменниках в схемах
с предварительным аммиачным охлаждением;
— 4 град — недорекуперации на основных теплообменниках в схемах без при-
менения детандера;
М°нснр = 8 град — недорекуперации на основных теплообменниках в схемах с детан-
дером и предварительным аммиачным охлаждением;
= 5 град — недорекуперации на регенераторах с избыточным обратным
потоком;
Д/£ = 4 град — недорекуперации на регенераторах с отбором потока из середины;
Д^ р = 7 град — недорекуперации на регенераторах с давлением воздуха 1,8 ата
в установке трех давлений;
Д^р = 7 град — недорекуперации на встроенных в регенераторы змеевиках;
Д^т!п = 4-^5 град — минимальный температурный напор в основных теплообменниках,
(для схем с детандером);
Д/JJ^ = 4ч-5 град — минимальный температурный напор в переохладителях флегмы;
= 2,2 град — температурный напор в конденсаторе.
Потери холода в окружающую среду ректификационными колоннами принимаем рав-
ными 60% , а теплообменными аппаратами 40% от общих потерь холода установкой.
Концентрация продуктов разделения и число теоретических тарелок
Концентрации получаемого кислорода принимаем равными 99,5% О2 или 95% О2;
пв, к = 26-ь30 — число теоретических тарелок в верхней колонне при получении кис-
лорода с концентрацией 99,5% О2;
пв, к = 18 — число теоретических тарелок в верхней колонне при получении кис-
лорода с концентрацией 95% О2.
Содержание кислорода в отходящем азоте выбирается в соответствии с принятым числом
теоретических тарелок по данным, приведенным в главе III (п. 8), содержание кислорода
в азотной флегме такое же, как и в отходящем азоте.
Сопротивления и давления
кробр — 44 кн/м2 — общее сопротивление на обратном потоке, включая'
верхнюю колонну, переохладители флегмы, теплообмен-
ные аппараты и с учетом столба жидкости в конденса-
торе;
176
Арн, к= kPn.m/д = Ю кн/м2— сопротивление нижней колонны, сопротивление на
потоке от нижней колонны до турбодетандера соответ-
ственно;
Ар^ = 0,49 кн/м2 — сопротивление на прямом потоке от компрессора до ниж-
ней колонны для воздуха низкого давления;
Ар пр = 2 Y Р кяЛи2 * — сопротивление на прямом потоке от компрессора до де-
тандера для воздуха высокого и среднего давления
(здесь р, — давление воздуха перед детандером):
рв/д = 15,7 Мн/м2 — давление воздуха высокого давления в установках двух
и трех давлений;
Рза	= 0,133 Мн/м2, — давление воздуха после турбодетандера в установке
низкого давления с вводом газообразного воздуха
в верхнюю колонну;
р 0,176 Мн/м2, — давление после компрессора потока воздуха, поступаю-
щего в газообразном состоянии в верхнюю колонну,
в схеме трех давлений (количество этого потока
0,26 кмоль/кмоль п. в.).
К. п. д. машин
Лиз = 0,6 — изотермический к. п. д. компрессора (поршневого и турбо-
компрессора);
Лад = 0,75 — адиабатический к. п. д. детандера (поршневого и турбодетандера);.
Nt — 0,75 — коэффициент мощности торможения детандера;
LaM = 0,86 кдж/кдж — расход энергии на аммиачное охлаждение.
Потери воздуха
АВ н/д = 0,05 кмоль/кмоль п. в. — потери воздуха низкого давления при переключе-
ниях регенераторов;
ABejd = 0,05 кмоль/кмоль п. в. — потери воздуха высокого давления на продувки;
АВцир = 0,02 кмоль/кмоль п. в. — потери газа высокого давлени'я в циркуляционном
потоке.
При принятых исходных данных для схем установок одного высокого или среднего дав-
ления и двух давлений при у1^ = 99,5% О2 у& = 1% О2, давление в кубе нижней колонны
0,58 Мн/м2- (см. п. 6 главы III), давление воздуха низкого давления после компрессора
0,63 Мн/м2. Для схемы установки низкого давления с вводом газообразного воздуха в сере-
дину верхней колонны при = 95% О2 и Д = 0,26 у^ = 0,5% О2 давление в кубе нижней
колонны 0,56 Мн/м2, давление после турбокомпрессора 0,61 Мн/м2.
Установки для получения технического кислорода,
содержащего 99,5% О2
Сопоставим схемы одного высокого или среднего давления, схемы двух
давлений и схемы низкого давления. Схемы двух и трех давлений с понижен-
ным количеством флегмы не рассчитывали, так как их нецелесообразно ис-
пользовать для получения кислорода, содержащего 99,5% О2. Некоторые
полученные в результате расчетов характерные для схем параметры были
показаны выше (см. рис. 2, 4, 5, 11).
В табл. 1 приведены основные параметры схем при потерях холода в окру-
жающую среду, которые можно считать практически средними для уста-
новок, построенных по соответствующим схемам. На рис. 16 в зависимости
от потерь холода в окружающую среду показаны значения удельного рас-
хода энергии на получение кислорода: общего LK и расхода энергии на про-
цесс разделения LPK. Для схем с применением высокого и среднего давления
LPK = 40,6 Мдж!кмоль О2. Для схемы низкого давления
U = Т, (1'79 ДВ) [(1 - Д) 1g -^ + Д lg-^1 Мдж/кмоль О2( (19)
' Чиз U L	Ро	Ро J А
* Такое выражение дает значения сопротивлений, достаточно близкие к практическим.
12 П/ред. В. И. Епифановой	177
Таблица 1
Результаты расчета схем для получения технического кислорода
(j/f = 99,5% О2)
Схема установки	Давление воздуха в Мн/м2	Количество воздуха высокого или сред- него давления в КМОЛЬ/КМОЛЬ п. в.	Количество воздуха, поступающего в де- тандер, в кмоль/КМОЛЬ п. в.	Расход энергии в Мдж/кмоль О2		LK
				на полу- чение кислорода LK	на покры- тие холо- допотерь Lx	
						В %
Одного высокого или среднего давления (Qo. с = = 230 кдж!кмоль п. в.;	= = 1% О2): с дросселированием (см. рис. 1)		6,0	1,о		89,0	48,4	119
с предварительным аммиач- ным охлаждением • • •	3,3	1,0	—	78,5	38,0	93
с детандером (см. рис. 3)	1,0	1,0	1,0	50,5	9,9	25
Двух давлений (Qo. с = = 150 кдж/кмоль п. в.;	= = 1% О2): с предварительным аммиач- ным охлаждением • • •	15,7 и	0,142		51,8	10,4	26
с детандером (см. рис. 6)	0,63 15,7 и	0,086	0,058	46,2	5,6	14
с детандером и циркуля- цией азота высокого дав- ления 		0,63 15,7 и	0,089	0,062	46,5	5,9	14,5
с детандером и предвари- тельным аммиачным охла- ждением (см. рис. 7)	0,63 15,7 и	0,059	0,045	44,7	4,07	10
Одного низкого давления с вво- дом газообразного воздуха в верхнюю колонну (Qo. с — = 150 кдж!кмоль п. в.; у± = = 5,7% О2, (см. рис. 14)	0,63 0,61 J			• 0,31	48,0	9,25	26
где	5,79 — коэффициент [см. уравнение (5а)];
рн/д — давление после турбокомпрессора воздуха, подаваемого
на разделение в нижнюю колонну;
0,176 — условное давление, до которого можно было бы сжимать
воздух, подаваемый в газообразном состоянии в верхнюю
колонну, при отсутствии потерь холода.
В установках низкого давления с повышением потерь холода в окру-
жающую среду, а следовательно, и количества детандерного воздуха, расход
энергии на разделение вначале снижается в связи с уменьшением количества
флегмы, расходуемой на процесс ректификации, а затем возрастает, поскольку
сильно увеличивается количество перерабатываемого воздуха.
Расход энергии на покрытие холодопотерь определяемый как раз-
ность между общим расходом энергии и расходом энергии на процесс разде-
ления, зависит от Qo. с и от эффективности применяемого холодильного цикла
и изменяется в очень широких пределах (см. табл. 1).
178
Для мелких кислородных установок (производительностью от 0,0083
до 0,083 мЧсек (от 30 до 300 мЧч) кислорода с потерями холода в окружающую
среду от 300 до 200 кдж!кмоль п. в.) наиболее целесообразной является схема
среднего давления с теплообменниками и детандером (о способах сжатия
кислорода см. пп. 7—9). Эта сравнительно простая схема (см. рис. 3) характе-
ризуется достаточно низким расходом энергии. При производительности
установок порядка 0,083—0,014 м3!сек (30—50 м3!ч) кислорода возможно
применение и схемы с однократным
дросселированием, которая хотя и имеет
значительно более плохие энергетиче-
ские показатели, но упрощается ввиду
исключения детандера.
В установках средней производи-
тельности (от 0,083 до 0,28 мЧсек (от
300 до 1000 мЧч) кислорода с потерями
холода в окружающую среду примерно
от 200 до 150 кдж!кмоль п. в.) ранее
применяли схему двух давлений с реге-
нераторами и детандером. Целесообраз-^
нее и в этом случае использовать схему
среднего давления с детандером, но
с применением эффективных теплооб-
менных аппаратов и способов очистки
воздуха от примесей.
В крупных установках (производи-
тельностью более 0,28 мЧсек (1000 м31ч)
кислорода с потерями холода менее
150 кдж!кмоль п. в.) наиболее целесооб-
разной является схема низкого давле-
ния, в которой сжатие и расширение
воздуха происходят только в турбома-
шинах. Расход энергии по схеме низ-
кого давления несколько выше (на 5—
8%), чем по схеме двух давлений с пред-
варительным аммиачным охлаждением
и детандером, однако схема низкого
давления более проста в эксплуатации.
Значительный интерес для крупных
установок, вырабатывающих техниче-
ский кислород, может представить и
схема среднего давления с регенера-
торами (реверсивными пластинчато-реб-
Рис. 16. Зависимость удельного расхода
энергии на получение кислородами
расхода энергии Lp^ на процесс разделе-
ния от потерь холода в окружающую
среду Qo с при получении технического
кислорода (с содержанием 99,5% О2) для
схем:
одного высокого или среднего давления1!—
1 — с дросселированием воздуха; 2 — с дрос-
селированием воздуха и предварительным
аммиачным охлаждением; 3 — с детандером;
двух давлений — 4 — с предварительным ам-
миачным охлаждением; 5 — с детандером;
6 — с предварительным аммиачным охлажде-
нием и детандером; низкого давления — 7 —
с вводом газообразного воздуха в верхнюю
колонну
ристыми теплообменниками) и турбоде-
тандером на всем потоке воздуха, позволяющая получить более высокий
коэффициент извлечения кислорода из воздуха, чем схема низкого давления.
Установки для получения технологического кислорода,
содержащего 95% О2
Технологический кислород получают на крупных установках, рабо-
тающих по схемам с пониженным количеством флегмы в верхней колонне —
двух и трех давлений и низкого давления. В табл. 2 приведены основные
параметры этих схем при Qo с = ПО кдж!кмоль п. в., а на рис. 17 зависи-
12*
179
мость удельного расхода энергии на получение кислорода LK и расхода
энергии на процесс разделения от потерь холода в окружающую среду.
В крупных установках для получения газообразного кислорода доля
в расходе энергии, связанная с покрытием потерь холода, небольшая (10—
15%), что ограничивает возможности уменьшения удельного расхода энергии
в этих установках за счет усовершенствования холодильного цикла, а также
снижения потерь холода в окружающую среду и на недорекуперацию.

гии на получение кислорода и расхода
энергии на процесс разделения Лд- от потерь
холода в окружающую среду Qo с при полу-
чении технологического кислорода (с содер-
жанием 95% О2) для схем:
Наименьшим расходом энергии
характеризуется схема трех давле-
ний, однако ввиду своей сложности
она не нашла широкого применения.
Наиболее целесообразной является
схема низкого давления с вводом
газообразного воздуха в верхнюю
колонну. По сравнению с ней схема
низкого давления с отбором газооб-
разного азота из нижней колонны
характеризуется большим расходом
энергии, а схема двух давлений с
предварительным аммиачным охлаж-
дением и турбодетандером как более
высоким расходом энергии, так и
большей сложностью в эксплуатации.
Расход энергии на получение
технического кислорода выше, чем
расход энергии на получение техно-
логического кислорода, в основном
в связи с большим расходом энергии
на процесс разделения. Для схемы
низкого давления с вводом газо-
образного воздуха в верхнюю ко-
лонну при Qo> с = ПО кдж!кмоль
п. в. расчетный расход энергии при
1 — трех давлений с предварительным аммиач-
ным охлаждением и детандером; 2 — двух дав-
лений с предварительным аммиачным охлажде-
нием и турбодетандером; 3 — низкого давления
с вводом газообразного- воздуха в верхнюю
колонну; 4 — низкого давления с отбором газо-
образного азота из нижней колонны
получении технического кислорода
составляет 45,8 Мдж!кмоль О2*, а
при получении технологического
кислорода 36,3 Мдж!кмоль О2.
Приведенные расчетные показате-
ли по расходу энергии действительны,
конечно, при исходных данных, принятых выше для сопоставления различ-
ных схем. Так как исходные данные выбирали с учетом параметров работы
промышленных установок, результаты расчета могут быть очень близкими
к показателям, достигнутым на этих установках. В расчетах не учитывали
к. п. д. электродвигателей, а также расход энергии на пуск и отогрев уста-
новки и прочие вспомогательные цели.
Расходные показатели изменяются при изменении к. п. д. компрессоров
и детандеров, недорекуперации на теплообменниках, потерь газа и других
исходных данных. Значения исходных параметров связаны как с конструк-
цией и размерами оборудования, принятыми при проектировании, так и
с технологией изготовления и с условиями эксплуатации установок. Влияние

* В пересчете на получение кислорода с содержанием 95% О2 (путем смешения техниче-
ского кислорода с воздухом) соответствующая величина составит 43,2 М.дж1кмоль О2.
180
Таблица 2
Результаты расчета схем для получения технологического кислорода
(у^ = 95% О2) при Qo с= МО кдж/кмоль п. в.
Схема установки	Давление воздуха в Мн/м2	Количество воздуха высокого давления в КМОЛЬ/КМОЛЬ п. в.	* « • S S ”			Содержание кисло- рода в отходящем азоте в % О2	Расход энергии в Мдж/кмоль О2		Iх LK LP в %
			Количество газа, вводимого в вер> нюю колонну ил отбираемого из н ней колонны,		в кмоль/кмоль п.				
							на получение кислорода LK	на покрытие холодопотерь Iх LK	
Трех давлений с детан- дером и предваритель- ным аммиачным охла- ждением 		15,7;	0,056		0,26		0,5	34,6	3,9	12,6
Двух давлений с предва- рительным аммиачным охлаждением и турбо- детандером	0,61 и 0,176 15,7	0,04		0,08		0,1	39,3		
Одного низкого давления: с вводом газообраз- ного воздуха в верхнюю колонну	и 0,61 0,61			0,26		0,5	36,6	5,9	19
с отбором газообраз- ного азота из ниж- ней колонны	0,605			0,27		2,0	1 38,6	—	—
потерь холода в окружающую среду зависит от схемы установки и может
быть определено по рис. 2, 5, 11, 16 и 17. По этим же графикам может быть
приблизительно учтено и влияние недорекуперации. Для этого следует
к потерям холода в окружающую среду прибавить дополнительные потери
холода, возникающие вследствие изменения недорекуперации по сравнению
с принятыми в расчетах значениями. Влияние к. п. д. детандера для схемы
среднего давления может быть определено по рис. 2, а для схемы низкого
давления по данным, приведенным в п. 4.
Таблица 3
Зависимость изменений расхода энергии от изменений
некоторых исходных параметров
Исходные параметры	Абсолютное откло- нение параметра от значения, при- нятого при сопо- ставительных расчетах	Изменение в расходе энергии вследствие этого откло- нения в %	Действительно для схем установок
Изотермический к. п. д. компрессора Содержание кислорода в отходящем	—0,05	+9	Всех типов
азоте ...	.	... Сопротивление:	" +1% о2	+4	То же
на обратном потоке на прямом потоке (с давлением	+3 кн/м2	+ 1	Двух давлений и одного низко- го давления
0,6 Мн/м2)		+10 кн/м2	+ 1	То же
Потери воздуха	+0,01 кмоль/кмоль п. в.	+ 1	Всех типов
181
Изменения показателей по расходу энергии, связанные с изменением-,
других исходных параметров, даны в табл. 3, из которой следует, что наи-
большее влияние на расход энергии оказывают к. п. д. компрессора и кон-
центрация отходящего азота. Содержание кислорода в отходящем азоте
может быть выше, чем принято в сопоставительных расчетах, вследствие
отсутствия переохладителей флегмы, недостаточного числа или низкой эф-
фективности ректификационных тарелок (см. п. 8 главы III).
Для воздухоразделительных установок, выпускаемых в Советском Союзе,„
действительные значения расхода энергии приведены в главе I т. 2.
При изменении исходных данных по сравнению с принятыми в сопо-
ставительных расчетах характер зависимости расхода энергии от потерь хо-
лода в окружающую среду и от вида применяемого холодильного цикла
существенно не изменится.
6.	СОПОСТАВЛЕНИЕ СХЕМ УСТАНОВОК НИЗКОГО ДАВЛЕНИЯ
С РАЗЛИЧНЫМИ РАЗДЕЛИТЕЛЬНЫМИ АППАРАТАМИ
В современных крупных установках для разделения воздуха расход,
энергии составляет 35—39 Мдж! кмоль О2, что примерно в 7 раз превышает
минимальную работу разделения воздуха (см. главу III). Столь значительное
различие в расходе энергии в действительных и обратимых условиях требует'
специального анализа причин перерасхода энергии и возможности его сни-
жения путем усовершенствования схем воздухоразделительных установок.
Выше были рассмотрены схемы воздухоразделительных установок с оди-
наковым построением разделительного аппарата (двукратной ректифика-
цией) и различными холодильными циклами и было показано, что в крупных
установках основные затраты энергии (—85%) связаны не с покрытием холо-
допотерь, а с обеспечением процесса разделения воздуха и, следовательно,
зависят от степени совершенства разделительного аппарата. Рассмотрим влия-
ние построения схемы разделительного аппарата на расход энергии для раз-
деления воздуха (подробнее см. в работе [37]).
Анализ различных схем получения технологического кислорода (с со-
держанием 95% О2) приведен ниже, при этом воздух рассматривается как
бинарная смесь кислорода и азота. Для исключения по возможности влияния
типа холодильного цикла на результаты расчета схемы построены с одина-
ковым холодильным циклом — низкого давления.
В настоящем разделе рассматриваются схемы воздухоразделительных
установок, включающие разделительные аппараты: двукратной ректифика-
ции, двукратной ректификации с пониженным флегмовым числом в верхней
колонне и другие, отличающиеся меньшими потерями от необратимости про-
цесса ректификации (см. п. 4 главы III).
Схема установки с аппаратом двукратной ректификации, в котором
весь перерабатываемый воздух подвергается предварительному разделению,
и сжижению в нижней колонне, показана на рис. 18 *. Потери холода в уста-
новке компенсируются турбодетандером, установленным на потоке воздуха
(перед нижней колонной) при соответствующем подъеме давления после тур-
бокомпрессора примерно до 0,86 MhIm2, Подобную схему в соответствии
с произведенной выше классификацией схем с различными холодильными
циклами следует отнести к схемам среднего давления. Однако по составу
своего оборудования (турбокомпрессор, турбодетандер, регенераторы) схема;
аналогична схемам низкого давления.
* Аппараты для промывки воздуха, направляемого в турбодетандер, на рис. 18 и на
последующих рисунках этой, части главы не показаны.
182
Рис. 18. Схема установки с аппаратом двукратной ректификации и турбо-
детандером, установленным на всем потоке воздуха:
/ — турбокомпрессор; II — турбодетандер; III — кислородные регенераторы;
IV — азотные регенераторы; V — подогреватель азота; VI —аппарат двукратной
ректификации
Рис. 19. Схема установки с дополнительной колонной:
I — турбокомпрессор; II — турбодетандер; III — кислородные регенераторы;
IV — азотные регенераторы на основном потоке воздуха; V — азотные регене-
раторы на дополнительном потоке воздуха; VI — воздухоразделительный
аппарат с дополнительной колонной; VII подогреватель азота
183
Аналогичным путем построены и другие схемы установок. Схему уста-
новки с аппаратом двукратной ректификации и вводом газообразного воздуха
в верхнюю колонну см. на рис. 10.
В схеме установки, включающей воздухоразделительный аппарат с до-
полнительной колонной (рис. 19), воздух, предварительно разделяемый
в дополнительной колонне, сжимается в турбокомпрессоре до более низкого^
давления, чем направляемый в нижнюю колонну, и охлаждается в отдельных
регенераторах за счет подогрева отходящего азота. Потери холода в cxeмe^
компенсируются турбодетандером, установленным на потоке воздуха, вво-
димого в верхнюю колонну.
Рис. 20. Схема установки с частичной конденсацией воздуха и проме-
жуточной колонной:
I — турбокомпрессор; II — турбодетандер Д±\ III — турбодетандер Д2\
IV — кислородные регенераторы; V — азотные регенераторы; VI — воздухораз-
делительный аппарат с частичной конденсацией воздуха и промежуточной колон-
ной; VII — подогреватель азота; VIII — детандерный теплообменник
В схеме установки, включающей разделительный аппарат с частичной
конденсацией воздуха и промежуточной колонной (рис. 20), в связи с пони-
женным давлением воздуха, поступающего на разделение, холодопроизво-
дительность турбодетандера на потоке воздуха, подаваемого в колонну низ-
кого давления, недостаточна для покрытия потерь холода. Поэтому уста-
навливают второй турбодетандер на всем потоке воздуха (перед подачей его
на разделение).
В рассмотренных выше схемах предполагалось, что отходящий азот
получается достаточно высокой чистоты, т. е. происходит практически полное
извлечение кислорода из воздуха. Могут быть также применены схемы с не-
полным разделением воздуха, как например, схемы с однократной ректифи-
кацией. При этом часть воздуха сжижается в конденсаторе вследствие испа-
рения кислорода и подается на орошение ректификационной колонны (рис. 21).
Другая часть воздуха после расширения в турбодетандере поступает
в середину ректификационной колонны в газообразном состоянии.
В связи с большим содержанием кислорода в отходящем азоте количество
воздуха, которое может быть в газообразном виде подано в верхнюю колонну,
184
весьма значительно, и покрытие потерь холода обеспечивается при давлении
перед турбодетандером, более низком, чем давление воздуха в конденсаторе.
Поэтому в схеме предусматривается установка турбокомпрессора с проме-
жуточным отбором воздуха.
Воздух из последней ступени турбокомпрессора после охлаждения в ре-
генераторах направляется в конденсатор ректификационной колонны. Воздух
Рис. 21. Схема установки с однократной ректификацией:
I — турбокомпрессор; II — турбодетандер; III — кислородные регенераторы;
IV — азотные регенераторы на потоке воздуха под давлением 0,5 Мн/м2', V —азот-
ные регенераторы на потоке воздуха пд давлением 0,35 Мн/м2', VI — аппарат
однократной ректификации; VII — подогреватель азота
из промежуточной ступени турбокомпрессора проходит регенераторы, ко-
лонну для промывки от следов двуокиси углерода и ацетилена (эта колонна
не показана на рис. 21), после чего подогревается и направляется в турбо-
детандер. По такой схеме, в принципе, ранее строила кислородные установки
фирма Бритиш Оксиджен [71].
Сопоставление схем по расходу энергии
Расход энергии на разделение воздуха зависит не только от схемы разде-
лительного аппарата, но и от следующих факторов: величины гидравличе-
ских, температурных, концентрационных напоров в различных аппаратах,
к. п. д. компрессоров и детандеров, потерь холода в окружающую среду,
а также от построения холодильного цикла.
При сравнении различных схем приняты одинаковыми: сопротивления
на обратном и прямом потоках, разности температур в регенераторах, кон-
денсаторах и переохладителях, к. п. д. машин, потери холода в окружающую
среду. Во всех схемах применен холодильный цикл низкого давления. Абсо-
лютные значения различных параметров приняты в соответствии с достигну-
той на практике степенью совершенства отдельных процессов, протекающих
в воздухоразделительных установках. За эталон для сравнения выбрана
схема с вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну. Эта схема является
не только достаточно совершенной по расходу энергии, но также весьма
простой по своему конструктивному оформлению и управлению.
Результаты расчетов сведены в табл. 4. В расчетах были приняты в ос-
новном те же исходные данные, что и npli сопоставлении схем с различными
185
холодильными циклами (см. п. 5). Число теоретических тарелок, опреде-
ляемых в диаграмме равновесия для смеси кислород—азот, не ограничива-
лось, однако принималось в практически целесообразных пределах. Потери
холода в окружающую среду приняты равными ПО кдж!кмолъ п. в.; общие
потери холода (в окружающую среду и от недорекуперации) составляют при-
мерно 230 кдж!кмоль п. в. При сравнении различных схем со схемой с вводом:
газообразного воздуха в верхнюю колонну концентрация отходящего азота
для последней определена в соответствии с рис. 47 глады III при числе тео-
ретических тарелок, полученном в результате расчета процесса ректификации
в сравниваемом варианте. Расход энергии в схеме с вводом газообразного
воздуха в верхнюю колонну пересчитывается в соответствии с новым коэффи-
циентом извлечения.
Схема с аппаратом двукратной ректификации имеет примерно на 15%
более высокий расход энергии, чем схема с вводом газообразного воздуха
в верхнюю колонну. При переходе от схемы с вводом газообразного воздуха
в верхнюю колонну к наилучшему из представленных в табл. 4 решений —
схеме с дополнительной колонной — экономия в расходе энергии составляет
1,6—2,2 Мдж1кмоль О2, или 5—6%. Для схемы с частичной конденсацией
и промежуточной колонной экономия в расходе энергии составляет лишь
около 3%, что объясняется в основном повышенной тепловой нагрузкой кон-
денсаторов в этой схеме.
Схема с однократной ректификацией характеризуется более высоким;
расходом энергии (примерно на 5%), несмотря на то, что минимальная работа,
при неполном разделении воздуха меньше, чем при полном разделении (см.
п. 1 главы III). Затраты энергии, связанные с преодолением сопротивлений
на обратном и прямом потоках, а также с наличием конечных температурных
напоров в регенераторах, примерно пропорциональны количеству перераба-
тываемого воздуха. В схеме с однократной ректификацией вследствие малого-
коэффициента извлечения кислорода эти затраты, отнесенные к 1 кмоль
получаемого кислорода, значительно больше.
Приведенные в табл. 4 данные получены при одинаковых для всех схем
исходных данных. При сопоставлении было бы правильнее каждую схему
поставить в оптимальные условия. Однако результаты такого сопоставления
(требующего проведения большого количества вычислений, связанных с ря-
дом конкретных условий) не отличались бы существенно от приведенных
в табл. 4.
Так, например, при сопоставлении схем с дополнительной колонной,
и с вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну число теоретических
тарелок в верхней колонне для обоих вариантов было принято равным 19.
При этом содержание кислорода в отходящем азоте соответственно равно 1 %
и 0,5%. В случае выбора оптимального числа тарелок для обеих схем можно
было бы получить несколько меньшее различие в концентрации отходящего
азота. Однако вследствие роста сопротивления колонны при увеличении числа
тарелок изменение в экономии расхода энергии одной схемы по сравнению
с другой составило бы при этом не более чем 1—1,5% от общего расхода
энергии.
Наряду со схемами, представленными в табл. 4, был проведен анализ
ряда других схем [37]. Полученные данные говорят о том, что возможная
экономия в расходе энергии за счет усовершенствования схемы разделитель-
ного аппарата, т. е. в результате перехода от разделительного аппарата дву-
кратной ректификации с вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну
к другим, более сложным разделительным аппаратам, не превышает 5—8%.
Для объяснения причин сравнительно небольшой экономии от изменения
схемы разделительного аппарата ниже приводятся результаты определения
186
Z8b
Примечание. В скобках указаны значения, полученные при условии, что температурный напор в конденсаторах определяется как сред- ний логарифмический по точкам начала и конца конденсации. и	С однократной ректифи- кацией	С частичной конденса- цией воздуха и проме- жуточной колонной	С дополнительной ко- лонной	С вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну	С двукратной ректифи- кацией	Схемы разделительного аппарата	
	8,0	о	о	о	0,04	Концентрация отходящего азота в % О2	
	(0,445)	(0,47)	0,56	0,56	0,56	в нижней колонне или конденсаторе колонны низкого давления	Давление в Мн/м2
	|	1	0,34 (0,30)	.1	1	в дополнительной колонне	
	0,495	0,55	0,61	0,61	0,86	после турбоком- прессора, конечное	
	0,335	1	р о ОО QO 'СЛ <Х>	1	|	после турбокомпрес- сора, промежуточ- ное	
	о	0,49	0,49	0,74	о	в нижнюю колонну или конденсатор ко- лонны низкого дав- ления	Количество воздуха, поступающего (в КМОЛЬ/КМОЛЬ п. в.)
	|	0,25	0,25	1	|	в дополнительную колонну	
	0,53	0,26	0,26	0,26	|	через турбодетандер	
	1	о	1	|	о	через турбодетандер Д2	
	11,7	22,5	19,0	15,0	15,0	Число теоретических таре- лок в верхней колонне в шт.	
	40,7	35,0	34,8 (34,3)	37,3	42,8	Расход энергии на получе- ние кислорода в Мдж/кмоль о2	
	0,205	—0,12	—0,169 (—0,215)	1	0,56	Разность в расходе энергии вМдж/кмоль о2	Сравнение со схемой с вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну
	сл	—3,3	—4,5 (-6,0)	1	15,1	Разность в расходе энергии в %	
	0,92	1,36	1,02	О	1,28	Отношение тепловой нагрузки конденса- торов	
Сравнение схем установок с различными разделительными аппаратами
потерь от необратимости процесса в отдельных элементах воздухораздели-
тельной установки. Эти данные позволяют одновременно оценить возможные
результаты усовершенствования отдельных частей установки.
Анализ потерь от необратимости процессов
Результаты определения потерь от необратимости (потерь эксергии)
в отдельных элементах для двух схем: с двукратной ректификацией и с вво-
дом газообразного воздуха в верхнюю колонну (при одинаковой концентра-
ции отходящего азота, равной 1% О2) представлены в табл. 5. Потери от
необратимости складываются из большого числа составляющих, значение
которых изменяется в больших пределах. Общие потери в блоке разделения
складываются из потерь в разделительном аппарате, теплообменной аппа-
ратуре, турбодетандере и от притока тепла из окружающей среды.
Энергия как на обратимый процесс разделения, так и на компенсацию
потерь от необратимости обеспечивается работой компрессора. Необратимость
в самом компрессоре характеризуется его изотермическим к. п. д. В случае
уменьшения какой-нибудь из потерь от необратимости в блоке разделения
на определенную величину уменьшение общего расхода энергии будет равно
этой величине, поделенной на изотермический к. п. д. компрессора.
В результате принятия одинаковых исходных данных получены при-
мерно одинаковые для различных схем (по отношению к Д кмоль п. в. или
к 1 кмоль О2 при одинаковом выходе кислорода) значения потерь от необ-
ратимости, связанных с сопротивлением на обратном и прямом потоках и
температурными напорами в теплообменных аппаратах, а также с притоком
тепла из окружающей среды и с несовершенством процессов расширения.
В сумме указанные потери составляют 9,07 Мдж! кмоль О2, что для схемы
с двукратной ректификацией соответствует 35% от расхода энергии на изо-
термическое сжатие воздуха, а для схемы с вводом газообразного воздуха
в верхнюю колонну 43%. Очень значительны потери от сопротивлений в теп-
лообменных аппаратах. С учетом потерь от сопротивлений в колоннах общие
потери от гидравлических сопротивлений аппаратуры в схеме с вводом га-
зообразного воздуха в верхнюю колонну составляют 24,4% от изотермиче-
ской работы сжатия воздуха.
Схемы с различными разделительными аппаратами отличаются одна
от другой в основном величиной потерь от необратимости в этих аппаратах.
Так, разность между указанными потерями в схемах с двукратной ректифи-
кацией и с вводом газообразного воздуха верхнюю колонну доставляет
4,09 Мдж!кмоль О2, что примерно соответствует разности между об-
щими потерями в блоках разделения воздуха для этих схем, а с учетом изо-
термического к. п. д. компрессора и разности между расходами энергии на
получение кислорода (7,25 Мдж!кмоль О2).
В схеме с вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну суммарные
потери от необратимости в разделительном аппарате равны 6,63 Мдж!кмоль О2
(30% от общего расхода энергии при т]из = 1,0). Из величин, входящих
в эту сумму, потери от концентрационных напоров в нижней колонне, от
температурного напора в переохладителях и от дросселирования флегмы не
имеют существенного значения.
Любое усовершенствование схемы по сравнению с вариантом с вводом
газообразного воздуха в верхнюю колонну практически не приводит к умень-
шению тепловой нагрузки конденсатора (см. табл. 4) и, следовательно, не-
обратимость в этом аппарате при постоянной разности температур не может
быть уменьшена. Изменением схемы установки нельзя также добиться сни-
жения сопротивлений в колоннах.
188 t
Таблица 5
Анализ потерь от необратимости в схемах с двукратной ректификацией
и с вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну
	С двукратной ректификацией			С вводом газообразного		
				воздуха	в верхнюю колонну	
	Значения составляющих					
Составляющие расхода энергии	л с>		О) S' й	моль		CD S’
		S °	\о о —>		« о	Ю О
	к	«is	« W £		ЕГ О) « к и	ЬС со 2
	§. Д О	^0.0 fl) CQ Ь СХ	га 2 сп	§« д О	В % терм рабо	с'' си Д S со
Потери от необратимости						
вследствие: Концентрационных на-						
поров: в нижней колонне	0,70	2,7	—	0,60	2,4 •	—
в верхней секции верх-						
ней колонны ....	1,08	4,2	—	0,47	2,2	—
в средней секции верх- ней колонны .... в нижней секции верх-	—	—	—	0, 7	3	—
ней колонны	• •	4,60	17,8	—	2,32	10,7	—
В с е г о в верхней колонне	5,68	22,0			2,86	13,2		
Сопротивлений' в колоннах Температурного напора в	1,48	5,7	—	1,Ю	5,1	—
конденсаторе • •	• . • • Дросселирования:	1,74	6,9	—	. 1,27	6,0 2,2	—
кубовой жидкости •	0,71	2,7		0,48		—
азотной флегмы	0,10	0,4	—	0,04	0,2	—
Температурного напора в						
пер еохл адител я х:					0,2	
кубовой жидкости •	0,04	0,2	—	0,05		—
азотной флегмы	0,27	1,0	—	0,23	1,1	—
Всего в разделительном						
аппарате 	 Температурного напора:	10,72	41,6	—	6,63	30,4	—
в кислородных регене-						
раторах 	 в азотных регенерато-	0,58	2,2	—	0,38	1,8	—
рах 		1,82	7,1	—	1,54	7,1	—
в подогревателе азота	0,75	2,9	—	0,66	3,0	—
Смешения перед турбодетан-					1,9	
дером 	 Сопротивлений в теплооб-	0,10	0,4	—	0,41		—
						
менной аппаратуре:						
на обратном потоке	3,11	12,1	* —	3,10	14,4	—
» прямом потоке	0,84	3,3	—	1,05	4,9	—
Всего в теплообменной						
аппаратуре 	 Притока тепла из окружаю-	7,20	28,0	—	7,16 1,02	33,1	—
щей среды		0,94	3,6	—		4,7	—
В турбодетандере •	0,90	3,5	—	1,04	4,8	—
Всего в блоке разделения	19,76	76,7	44,3	15,82	73,0	42,5
189
Продолжение табл. 5
	С двукратной ректификацией			С вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну		
	Значения составляющих					
Составляющие расхода энергии	в Мдж/кмоль О2	в % к изо- термической работе	в % к обще- му расходу энергии	в Мдж/кмоль О2	в % к изо- термической работе	в % к обще- му расходу энергии
Обратимая ректификация Теплоперепад в турбодетан- дере .	5,07 0,89	19,7 3,4	11,3 2,0	5,06 0,96	23,4 4,4	13,6 2,6
Всего. Изотермическое сжатие Расхождение .... Потери в компрессоре Утечки воздуха 	 Возврат энергии турбодетан- дером	25,72 25,76 —0,04 17,19 2,25 —0,66	99,8 100,0 —0,2	57,6 57,7 —0,1 38,7 5,0 —1,4	21,83 21,64 0,19 14,42 1,9 —0,71	100,8 100,0 0,8	58,7 58,2 0,5 38,7 5,0 — 1,9
Общий расход энергии	44,50	—	100,0	37,25	—	100,0
Из потерь в верхней колонне вследствие наличия концентрационных на-
поров значительны лишь потери в нижней ее секции. При уменьшении этих
потерь (например, в схеме с дополнительной колонной) можно, как показы-
вают расчеты, получить экономию в расходе энергии 1,6 Мдж!кмоль О2
при ’Пуз = 1,0 или —2,6 Мдж!кмоль О2 при = 0,6, т. е. —7% от общего
расхода энергии. В этой величине не учтены изменения степени извлечения
и сопротивлений колонн, а также потерь от необратимости в других элемен-
тах при переходе от схемы с вводом газообразного воздуха в верхнюю ко-
лонну к схеме с дополнительной колонной, но все же она достаточно близка
к значению, приведенному в табл. 4. Указанной величиной в основном
и определяются возможности уменьшения расхода энергии за счет изменения
схемы разделительного аппарата.
Таким образом, анализ необратимости процесса в отдельных элементах
схем разделения воздуха приводит к выводу, что вследствие перехода к более
сложным, чем применяемые в крупных установках, схемам разделительного
аппарата можно добиться экономии в расходе энергии, которая при достиг-
нутой степени совершенства отдельных аппаратов и машин составляет 5—
8%. Необходимо поэтому, наряду с усовершенствованием схемы напра-
вить усилия на уменьшение потерь в других элементах — на усовершен-
ствование аппаратов и машин воздухоразделительной установки.
Уменьшение разностей температур в теплообменниках и притока тепла
из окружающей среды не одинаково влияет на схемы с различными раздели-
тельными аппаратами. Для схемы с вводом газообразного воздуха в верхнюю
колонну при Д 0,24 кмоль!кмоль п. в. и достаточно большом числе тарелок
снижение потерь холода от недорекуперации и в окружающую среду прак-
тически не влечет за собой снижения содержанйя кислорода в отходящем
азоте, а следовательно, и расхода энергии. В схеме с частичной конденса-
190
цией и промежуточной колонной (рис. 20) снижение потерь холода с
230 кдж!кмоль п. в., принятых при сопоставлении схем, до 200 кдж!кмоль п. в.
позволило бы исключить турбодетандер Д2, установленный на всем потоке
воздуха, и дополнительно уменьшить расход энергии на 3%.
В других случаях (например, схемы с дополнительной колонной, с неадиа-
батической ректификацией) общая экономия в расходе энергии от усовер-
шенствования схемы разделительного аппарата и снижения потерь холода
(с 230 до 150 кдж!кмоль п. в.) может составить 10—14%. При такой экономии
становится целесообразным применение более совершенных схем в крупных
промышленных установках.
Для всех схем значительной экономии в расходе энергии можно добиться
за счет повышения к. п. д. компрессора, уменьшения сопротивления на об-
ратном и прямом потоках и др. (см. п. 5).
Энергетические затраты в крупных установках являются основной со-
ставной частью стоимости кислорода. Однако выбор схемы установки опре-
деляют не только показатели расхода энергии. Часто небольшая экономия
в расходе энергии приводит к значительному усложнению разделительного
аппарата, а следовательно, и всей установки. Большое количество аппара-
тов и машин увеличивает стоимость установки, усложняет ее обслуживание
и уменьшает надежность действия. При эксплуатации такой установки го-
раздо труднее достигнуть оптимального режима ее работы, чем при эксплуа-
тации простой установки, а следовательно, получаемая на практике эко-
номия в расходе энергии может оказаться ниже расчетной.
ПОЛУЧЕНИЕ СЖА ТОГО КИСЛОРОДА С ПОМОЩЬЮ
ЖИДКОСТНОГО НАСОСА
7.	СЖАТИЕ КИСЛОРОДА С ПОМОЩЬЮ НАСОСА И КОМПРЕССОРОМ
Продукты разделения воздуха используются при различных давлениях.
Они могут выдаваться из блока разделения под атмосферным давлением и
затем сжиматься специальными компрессорами или же нагнетаться жидко-
стными насосами и выдаваться из блока разделения при требуемом давлении.
Ниже рассмотрены схемы установок, в которых все количество полу-
чаемого кислорода выдается с помощью насоса. Сжатие с помощью насоса
небольшой доли получаемого кислорода (или небольших количеств азота
или аргона) не приводит к существенным изменениям основных параметров
установки. Несмотря на большие преимущества насосов жидкого кислорода,
вопрос об их применении может быть решен лишь при рассмотрении их как
составной части воздухоразделительной установки, в особенности с точки
зрения влияния на расход энергии.
При обратимом протекании процесса получения сжатого кислорода
расход энергии не зависел бы от того, сжимается кислород в компрессоре или
с помощью насоса.
В установке с кислородным компрессором (рис. 22, а) потери от необра-
тимости состоят из потерь в воздушном компрессоре, блоке разделения и
кислородном компрессоре, а в установке с насосом жидкого кислорода
• рис. 22, б) из потерь в воздушном компрессоре (с учетом дополнительного
сжатия вследствие введения насоса), в блоке разделения и насосе жидкого
кислорода.
При включении насоса жидкого кислорода в блок разделения вносится
наполнительная необратимость вследствие несовершенства процесса в самом
насосе и главным образом вследствие необходимости компенсации дополни-
тельных, связанных с включением насоса потерь холода. Поэтому расход.
191
энергии в установках с насосом должен быть, как правило, выше чем в уста-
новках с кислородным компрессором. Исключение могут составить установки
с малоэффективным холодильным циклом (с дросселированием воздуха) и,
следовательно, большими потерями от
5^н|ь-| необратимости в блоке разделения.
Рис. 22. Схематическое изображение
процесса получения сжатого кислорода
из воздуха:
а — с кислородным компрессором; б— с на-
сосом жидкого кислорода (/ — воздушный
компрессор; 2 — блок разделения воздуха;
3 — кислородный компрессор; 4 — насос
жидкого кислорода)
Включение насоса жидкого кислорода
в таких установках может привести
к уменьшению потерь от необратимости.
Для выдачи сжатого кислорода из бло-
ка разделения применяются схемы
одного высокого или среднего давления
и схемы двух давлений.
8.	установки одног7> высокого
ИЛИ СРЕДНЕГО ДАВЛЕНИЯ
В установке с дросселированием
воздух, сжатый до давления 10—
12 Мн/м2, охлаждается в теплообмен-
нике примерно до 150° К (рис. 23).
Жидкий кислород, который после пере-
охлаждения на 5—8 град нагнетается
насосом в теплообменник, выводится
из блока разделения и далее подается
на заполнение баллонов. Отходящий
азот перед подачей его в теплообменник проходит переохладитель и рубашку
насоса. Утечки кислорода из насоса подаются в конденсатор. Тепло от
воздуха к сжатому кислороду может передаваться или непосредственно через
стенку трубки (для теплообменника
типа «труба в трубе») или же через
отходящий азот. В последнем случае
недорекуперации по кислороду уве-
личивается.
В установке с насосом в связи с
отбором кислорода из колонны в
жидком виде нагрузка конденсатора
меньше, чем в установке с кислород-
ным компрессором. Следовательно,
меньше также флегмовое число в
нижней колонне, содержание кисло-
рода в кубовой жидкости и коли-
чество азотной флегмы, подаваемой
на орошение верхней колонны.
Поэтому в установке с насосом так
же, как и в установке для получе-
ния жидкого кислорода (см. п. 11),
содержание кислорода в отходящем
азоте на 0,8—1,0% О2 больше, чем
Рис. 23. Схема установки с дросселирова-
нием воздуха и насосом жидкого кислорода:
/ — компрессор; II — теплообменник; /// — аппа-
рат двукратной ректификации; / V—переохлади-
тель жидкого кислорода; V — насос жидкого
кислорода (аппараты для очистки воздуха, а
также переохладители флегмы на схеме не по-
казаны)
в установке с кислородным компрес-
сором.
Уравнение общего теплового ба-
ланса установки с насосом имеет вид
/i + Qo. с + Ж = К12 + А/3, (20)
192
или после некоторых преобразований
Qo. С + КС^/д М*. р + AC*М*. р + К + Ш = Д/Л, (21)
где СРв/д — теплоемкость сжатого кислорода;
Д/*, — изотермический дроссель-эффект сжатого кислорода при темпе-
ратуре Т! входа воздуха в теплообменник;
QH — количество тепла, вносимое в установку насосом,
QH '= Рк^к кдж!кмоль О2;	(22)
Л — коэффициент подачи насоса (см. главу VIII т. 2);
рк — давление сжатого кислорода в кн/м2;
— мольный объем жидкого кислорода в м3/кмоль. (Остальные вели-
чины см. выше).
Мощность, потребляемая насосом,
<	LH = кдж/кмоль О2,	(23)
Цмех
где г\мех — механический к. п. д. насоса.
Принимаем для расчета с некоторым запасом среднее давление сжатого
кислорода рк = 10 Мн/м2 * и % = 0,7, при этом A/*x =615 кдж!кмоль и
QH = 400 кдж!кмоль О2.
Для насоса с сальниковым уплотнением необходимо учесть потери на
трение в сальнике, которые приблизительно равны 130 кдж!кмоль О2.
При этом общее количество тепла, вносимое в установку насосом, составит
530 кдж!кмоль О2.
При тех же исходных данных, что и в схеме с дросселированием воздуха
и выдачей кислорода под атмосферным давлением, в схеме с насосом жидкого
кислорода согласно уравнению (21) Д/т\ = 580 кдж/кмоль, что соответ-
ствует давлению воздуха р± = 10,5 Мн/м2. Таким образом, для компенсации
потерь холода, связанных с включением в схему насоса, требуется дополни-
тельное сжатие воздуха с 6 до 10,5 Мн/м2. При этом в результате повышения
эффективности холодильного цикла с увеличением давления дроссель-эффект
воздуха возрастает на 65%, а расход энергии на сжатие — всего на 14%.
В табл. 6 приведены составляющие расхода энергии для схемы с насосом
жидкого кислорода и схемы с кислородным компрессором. Чтобы исключить
влияние на результаты сопоставления различия в количествах получаемого
кислорода, содержание кислорода в отходящем азоте для обеих схем условно
принято одинаковым у\ = 2% О2. В обеих схемах минимальная работа
разделения составляет лишь небольшую долю (9—10,5% от работы изотер-
мического сжатия воздуха). Большие потери от необратимости имеют место
как в теплообменнике, так и в ректификационной колонне. Потери в тепло-
обменнике объясняются в основном большой разностью температур, в особен-
ности на холодном конце аппарата. Потери в ректификационной колонне
вызываются концентрационными напорами на тарелках, температурными
напорами в конденсаторе и змеевике нижней колонны, а также дросселиро-
ванием.
Потери с отходящими продуктами составляют практически незначи-
тельную величину и могут не учитываться.
Включение в схему с дросселированием воздуха насоса жидкого кисло-
рода приводит к некоторому уменьшению потерь в теплобменнике, несмотря
* Способ определения среднего давления кислорода при заполнении баллонов см.
главу VIII т. 2.
13 П/ред. В. И. Епифановой	193
Таблица б
Анализ потерь от необратимости в схемах с дросселированием воздуха
С насосом жидкого кислорода | С кислородным компрессором
Значения составляющих
Составляющие в расходе энергии	в Мдж/кмоль О2	в % к изотермиче- ской работе воздуш- ного компрессора плюс теплоперепад в насосе	в % к общему рас- ходу энергии на по- лучение сжатого кислорода	в Мдж/ кмоль О2	в % к изотермиче- ской работе воздуш- ного компрессора	в % к расходу на получение кислоро- да под атмосферным давлением
Потери от необратимости в теплообменнике	14,5	24,1	—	15,4	29,2	—
в том числе вследствие: сопротивления на об- ратном потоке	2,8	4,6	—	3,6	6,9	—
разности температур	11,7	19,5	—	11,8	22,3	—
с отходящими продукта- ми .	0,0	0,0	—	0,0	0,0	—
в ректификационной ко- лонне	27,2	45,1	—	31,7	60,3	—
в том числе: в змеевике	8,4	13,7	—	14,6 _	27,7	—
в дросселе высокого дав- ления	6,6	11,0	—	3,9	7,4	—
в остальных частях ко- лонны	12,2	20,4	—	13,2	25,2	—
в насосе жидкого кисло- рода	1,2	2,0	—	—	—	—
в переохладителе кисло- рода'	0,1	0,1	—	—	—	—
Общие потери в бло- ке разделения	43,0	71,3	40,8	47,1	89,5	51,0
Обратимый процесс сжатия кислорода	П,7	19,5	Н,2	—	—	—
Обратимый процесс разде- ления	. .	5,5	9,1	5,3	5,5	10,5	6,0
Всего по блоку разделе- ния	. .	60,2	99,9	57,3	52,6	100,0	57,0
Изотермическое сжатие воз- духа	59,8	99,1	56,8	52,6	100,0	* 57,0
Теплоперепад в насосе	0,5	0,9	0,6	—	—	—
Изотермическое сжатие воз- духа плюс теплоперепад в насосе	60,3	100,0	57,4	—	—	—
Расхождение	—0,1	—0,1	—0,1	0,0	0,0	0,0
194
Продолжение табл. 6
	С насосом жидкого кислорода |			С кислородным компрессором		
		Значения составляющих				
Составляющие в расходе энергии	в Мдж/ кмоль О2	в % к изотермиче- ской работе воздуш- ного компрессора плюс теплоперепад в насосе	в % к общему рас- ходу энергии на по- лучение сжатого кислорода	в -М дж/кмоль О2	Ъ % к изотермиче- ской работе воздуш- ного компрессора	в % к расходу на получение кислоро- да под атмосферным давлением
Потери в воздушном ком- прессоре Утечки воздуха Механические потери в насо- се Расход энергии на получение кислорода под атмосфер- ным давлением	. . . Изотермическое сжатие кис- лорода Потери в кислородном ком- прессоре Расход энергии на получение сжатого кислорода	39,8 5,3 0,4 ' 105,8	—	37,3 5,0 0,3 100,0	35,1 4,7 92,4 11,7 8,1 112,2	III	1111	38,0 5,0 100,0
на повышение его тепловой нагрузки. Потери от необратимости в насосе
жидкого кислорода составляют относительно небольшую величину. Очень
сильно уменьшаются суммарные потери в змеевике нижней колонны и дрос-
селе высокого давления в связи с понижением тепловой нагрузки змеевика.
Уменьшением этих потерь в основном и объясняется снижение общих потерь
от необратимости в блоке разделения установки х насосом по сравнению
с установкой с кислородным компрессором. Однако с учетом того, что в уста-
новке с кислородным компрессором можно получить более высокий коэффи-
циент извлечения кислорода из воздуха, расход энергии по обоим вариантам
можно считать примерно одинаковым (табл. 7).	\
Таким образом, применение насоса жидкого кислорода существенно
упрощает кислородную установку высокого давления без увеличения расхода
энергии. Поэтому мелкие кислородные установки целесообразно строить
с применением насоса жидкого кислорода. В Советском Союзе по схеме
с дросселированием воздуха и насосом жидкого кислорода выпускаются
установки производительностью 0,Q083 м?1сек (30 ж3/ч) технического кисло-
рода (см. главу 1 т. 2).	j
Отмеченное выше относительно применения насоса жидкого кислорода
в полной мере относится и к схеме с дросселированием воздуха и предва-
рительным аммиачным (фреоновым) охлаждением (см. табл. 7).
Процесс регулирования установок с насосом жидкого кислорода имеет
некоторые особенности.
Количество отбираемого кислорода регулируется изменением произ-
водительности насоса. Увеличение отбора жидкого кислорода из колонны
(при условии компенсации дополнительных потерь холода, возникающих
вследствие повышения производительности по кислороду) не приводит к сни-
13*	195
Таблица 7
Сопоставление показателей установок с насосом жидкого кислорода
и с кислородным компрессором
	С насосом жидкого кислорода	=			= 2% О2)	С кислород- ным компрес- сором = 1% О2)
Схема установки	Давление воздуха в Мн/м2	Количество воздуха высокого или среднего давления в кмоль/кмоль п. в.	Количество воздуха, поступающего в детандер, в кмоль/кмоль п. в.	Расход энер- гии на полу- чение сжатого кислорода в Мдж/кмоль О2	Расход энер- гии на полу- чение сжатого кислорода в Мдж/кмоль О2 А,
Одного ВЫСОКОГО или среднего давления (Qo. с = 230 кдж/кмоль п. в.): с дросселированием воздуха 	 с предварительным аммиачным охла- ждением .... с детандером при Лад == 0»75	. . . с детандером при Лад = 9,3 .... Двух давлений с детанде- ром (Q0.c = = 150 кдж/кмоль п. в. Лад = 0,75)	10,5 6,5 4,2 4,3 15,7 и 0,63	1,о 1,0 1,0 1,0 0,42	0,37 0,67 0,043	106 98 85 86 74	109 98 70 74 66
Примечание. Количество тепла, вносимое в установку насосом, принято равным 530 кдж/кмоль О2, расход энергии на сжатие кислорода в компрессоре до давления 10 Мн/м2 при ч\из = 0,6 составляет 20 Мдж/кмоль О2; остальные исходные данные см. п. 5.					
жению уровня жидкого кислорода в конденсаторе, так как при этом пони-
жается энтальпия воздуха высокого давления после теплообменника и в раз-
делительный аппарат поступает больше жидкости.
При наполнении баллонов кислородом давление после насоса постепенно
возрастает. При этом производительность насоса уменьшается, а чистота
кислорода повышается. С повышением давления кислорода увеличиваются
также потери холода, что приводит к падению уровня в конденсаторе.
Чтобы при заполнении баллонов избежать очень частой регулировки,
производительность насоса и давление воздуха на входе в блок устанавли-
вают на средние, определенные опытным путем значения.
В установке с детандером воздух, сжатый в компрессоре до давления
4—6 Мн1м2 и очищенный от примесей двуокиси углерода и влаги, после
охлаждения в предварительном теплообменнике до температуры 160—170° К
распределяется между основным теплообменником и детандером (рис. 24).
Для возможности подогрева поступающего из насоса сжатого кислорода
в основной теплообменник подается значительно большее количество воздуха
среднего давления, чем в схеме в отбором газообразного кислорода. Следова-
тельно, поток воздуха, направляемый в детандер, уменьшается. Данная
схема рассчитывается так же, как и схемы с детандером без насоса, но в общем
тепловом балансе учитываются дополнительные потери холода, связанные
196
с введением насоса жидкого кислорода. Оптимальный температурный уро-
вень работы детандера должен быть определен на основе предварительных
расчетов.
При решении уравнений тепловых балансов трехпоточные теплообмен-
ники, предназначенные для теплообмена между воздухом, азотом и кисло-
родом, могут быть условно разбиты на двухпоточные (воздух—азот и воздух
—кислород). Такой прием существенно упрощает расчет, обеспечивая
достаточную точность определения параметров схемы установки.
Вследствие большой теплоемкости сжатого кислорода минимальная раз-
ность температур наблюдается
не на теплом конце, а в сере-
дине предварительного тепло-
обменника. При минимальной
разности температур в середине
теплообменника, равной 4—
5 град, недорекуперации на нем
оказывается равной 8—11 град.
Как показывают расчеты,
оптимальная температура за
детандером должна быть 100° К,
что может быть обеспечено
применением тур бо дета н де р а.
По условиям работы поршне-
вого детандера температура за
ним должна быть более высо-
кой (принимаем эту темпера-
туру равной 105° К).
В связи с тем, что с умень-
шением к. п. д. детандера воз-
дух на него может быть подан
при более низкой температуре,
и, следовательно, в большем
количестве, изменение адиаба-
тического к. п. , д. детандера
сравнительно мало влияет на
Рис. 24. Схема установки среднего давления с де-
тандером и насосом жидкого кислорода:
I — компрессор; II — предварительный теплообменник;
III—основной теплообменник; IV—детандер; V — аппа-
рат двукратной ректификации; VI — переохладитель
жидкого кислорода; VII — насос жидкого кислорода
(аппараты для очистки воздуха, а также переохладители
флегмы на схеме не показаны)
его холодопроизводительность.
Включение в схему среднего давления с детандером насоса жидкого кис-
лорода существенно увеличивает расход энергии на получение кислорода
(см. табл. 7). Однако для установок небольшой производительности указан-
ное увеличение расхода энергии не может являться решающим фактором.
В связи с преимуществами насоса по сравнению с кислородным компрессо-
ром небольшие установки строятся большей частью с насосом жидкого
кислорода.
В Советском Союзе по схеме среднего давления с детандером и насосом
строятся установки производительностью 0,042 и 0,11 мЧсек (150 и 400 мЧч)
технического кислорода; за рубежом — производительностью до —0,35 мЧсек
(1250 мЧч). Некоторые зарубежные фирмы строят также установки среднего
давления с кислородным компрессором.
9.	УСТАНОВКИ ДВУХ ДАВЛЕНИЙ С ДЕТАНДЕРОМ
В то время как в схеме одного высокого или среднего давления дополни-
тельные потери холода, вносимые насосом, компенсируются повышением
давления, в схеме двух давлений для повышения холодопроизводительности
197
и возможности подогрева сжатого кислорода увеличивается количество газа
высокого давления. Чтобы исклк/чить специальные аппараты для очистки
воздуха, применяют схему с циркуляционным потоком азота, сжимаемого до
высокого давления (рис. 25). Основные расчетные показатели установки
двух давлений даны в табл. 7.
При решении вопроса об использовании схемы двух давлений с насосом
жидкого кислорода необходимо учитывать, что такая схема применяется
в установках сравнительно большой производительности, для которых повы-
шение расхода энергии при включении насоса имеет существенное значение,
требует применения мощных компрессоров высокого давления (количество
Рис. 25. Схема установки двух давлений с детандером, циркуляцией азота высокого давления
и насосом жидкого кислорода:
7 — турбокомпрессор; II ~ поршневой компрессор высокого давления; III — поршневой детандер;
IV — регенераторы (реверсивные теплообменники); V — насос жидкого кислорода; VI — предвари-
тельный теплообменник; VII — основной теплообменник; VIII — аппарат двукратной ректификации;
IX — переохладитель жидкого кислорода
газа высокого давления по сравнению с установкой с кислородным компрес-
сором увеличивается в 4—5 раз), больших размеров аппаратуры и услож-
няет конструкцию теплообменников.
Некоторыми зарубежными фирмами по схеме двух давлений с насосом
жидкого кислорода строятся установки, предназначенные для выдачи кисло-
рода среднего давления (до 4 ТИк/ж2) с циркуляционным потоком азота про-
изводительностью от 0,28 до 2,2 мЧсек (от 1000 до 8000 ж3/ч) кислорода.
Для установок большой производительности на циркуляционном потоке
могут быть установлены турбодетандеры, а при давлении сжатого кислорода
до 1 Мн/м2, — также турбокомпрессоры. Указанные установки, однако,
характеризуются по сравнению с установками низкого давления с кислород-
ными турбокомпрессорами большим расходом энергии и более сложным
блоком разделения. При выборе схемы необходимо учитывать наличие надеж-
ных и безопасных в эксплуатации кислородных компрессоров, а также потреб-
ность в жидком кислороде для покрытия пиковых нагрузок (см. п. 13).
198
на процесс разделения воздуха, а на
ПОЛУЧЕНИЕ ЖИДКОГО КИСЛОРОДА И ЖИДКОГО АЗОТА
10.	МИНИМАЛЬНАЯ РАБОТА ПОЛУЧЕНИЯ ЖИДКОГО КИСЛОРОДА
И ЖИДКОГО АЗОТА ИЗ ВОЗДУХА
В установках для получения жидкого кислорода или азота один из про-
дуктов разделения воздуха (кислород или азот) не подогревается до темпе-
ратуры окружающей среды, а выводится в жидком виде. Холод в таких уста-
новках расходуется не только на покрытие потерь в окружающую среду
и на недорекуперацию, но главным образом на сжижение кислорода или азота.
Мощность холодильного цикла установок для получения жидкого кислорода
или азота в несколько раз больше, чем в установках для получения газо-
образных продуктов разделения.
В крупных установках для получения газообразного кислорода или азота
основная часть энергии расходуется
производство холода — лишь неболь-
шая доля от общего расхода энергии
(около 10—15%). В установках же
для получения жидкого кислорода
или азота большая часть энергии
(не менее 65%) расходуется на про-
изводство холода, а меньшая часть —
на обеспечение процесса разделения
воздуха. Эффективность этих уста-
новок зависит поэтому главным обра-
зом от эффективности холодильного
цикла.
Минимальная работа получения
жидкого кислорода или азота из воз-
духа складывается из. минимальной
работы разделения воздуха и мини-
мальной работы ожижения компо-
нента (табл. 8).
Применяемый в промышленности
жидкий кислород обычно содержит
99,5% ЧО2. При получении кислорода такого состава, переохлажденного до
88° К, и при содержании 2% О2 в отходящем азоте, минимальная работа
получения жидкого кислорода из воздуха равна 0,828 Мдж!кг О2.
В установках для получения жидкого азота в жидком состоянии
выдается лишь небольшая часть от азота, содержащегося в воздухе; осталь-
ная же часть азота вместе с кислородом выбрасывается в атмосферу. Мини-
мальный расход энергии на разделение воздуха при этом составляет значи-
тельно меньше, чем 0,058 Мдж!кг N2.
Установки для получения жидкого кислорода или жидкого азота так же,
как и установки для получения газообразных компонентов, строятся по
схемам одного и двух давлений. Однако, как будет видно из дальнейшего,
причины, предопределяющие выбор схемы установки для получения жидких
продуктов, иные, чем при получении газообразных продуктов.
Таблица 8
Минимальная работа получения жидкого
кислорода и азота из воздуха
(при начальном температурном уровне
То = 303° Кив предположении полного
разделения воздуха)
Компонент	Минимальная работа в Мдж/кг		
	ожижения [по уравне- нию (53) главы I]	разделения воздуха [по уравнению (5) главы III]	получения . жидкого продукта
Кислород	0,648	0,194	0,842
Азот	0,790	0,058	0,848
11.	УСТАНОВКИ ОДНОГО ДАВЛЕНИЯ
Метод расчета схемы одного давления
В установках одного давления для подучения жидкого кислорода раз-
деление воздуха и получение холода обеспечиваются подачей в блок разделе-
ния из компрессора одного потока воздуха.
199
Рис. 26. Схема установки одного давления
для получения жидкого кислорода (без аппа-
ратов для' очистки воздуха):
/ — компрессор; II — детандер высокого и сред-
него давления Дх\ III — предварительный тепло-
обменник; IV —основной теплообменник; V — раз-
делительный аппарат; VI — переохладитель ку-
бовой жидкости; V7/—переохладитель азотной
флегмы и жидкого кислорода; VIII — детандер
низкого давления Д2', IX — дроссельный вентиль
высокого иди среднего давления
r.J В зависимости от температурного уровня работы детандеров часть
воздуха, подаваемого из детандера высокого или среднего давления в детан-
дер низкого давления, может быть направлена в основной теплообменник
на подогрев (рис. 26), на охлаждение или вовсе может не проходить через
основной теплообменник.
4 Холодопроизводительность установки и, следовательно, выход жидкогв*
кислорода, а также количество воздуха, подаваемого в середину верхней
колонны, зависят главным образом от давления воздуха на входе в блок
разделения. При высоком давлении
воздуха холодопроизводительность
установки такова, что практически
весь содержащийся в воздухе кисло-
род выдается в жидком виде. При
этом для обеспечения процесса рек-
тификации флегма должна быть по-
лучена из всего количества перера-
батываемого воздуха; детандер низ-
кого давления из схемы исклю-
чается. С понижением давления воз-
духа уменьшается выход жидкого
кислорода и количество флегмы,
необходимое для обеспечения про-
цесса ректификации и, следовательно,
увеличивается количество воздуха,
подаваемого в детандер низкого дав-
ления.
При подаче в блок разделения
воздуха под давлением, близким к
давлению в колонне предваритель-
ного разделения, из установки исклю-
чается детандер среднего давления,
а воздух расширяется лишь в детан-
дере низкого давления.
При небольшом количестве по-
лучаемого жидкого кислорода (/С >
>0,12 кмоль! кмоль п. в.) процесс
разделения воздуха может происходить в колонне однократной ректифика-
ции. В установках для получения -жидкого кислорода применяется также
аппарат двукратной ректификации с отбором газообразного азота из ниж-
ней колонны. Этот поток азота после подогрева расширяется в турбодетан-
дере низкого давления. При этом несколько возрастает количество флегмы,
необходимое для обеспечения процесса ректификации, однако сокращается
диаметр верхней части верхней колонны.
От величины давления воздуха на входе в блок зависит не только число
детандеров в установке, но и тип применяемых машин и в значительной
мере способы очистки воздуха от примесей влаги и двуокиси углерода.
Поэтому изображенная на рис. 26 принципиальная схема может претерпе-
вать значительные изменения.
При расчете схемы одного давления для получения жидкого кислорода,
после принятия исходных данных, необходимо определить следующие вели-
чины: количество воздуха, поступающего в детандер высокого или среднего
давления Дъ количество воздуха, поступающего в детандер низкого давле-
ния Д2, и количество жидкого кислорода /С. Эти три неизвестных находят
совместным решением трех уравнений: уравнения общего теплового баланса
200
установки, уравнения теплового баланса предварительного и основного
теплообменника и уравнения соотношения потоков в разделительном аппа-
рате.
Уравнение общего теплового баланса установки одного давления имеет
вид
Ро.с+(1-Ю^Д^.р + К(/о-/ю)=А/Г1 +ДЛ + Д2Й2,	(24)
где I — К = А — количество отходящего азота.
Ын.р — недорекуперации на предварительном теплообменнике;
10 — энтальпия кислорода при давлении 0,1 Мн!м2 и исход-
ном температурном уровне;
/10 — энтальпия жидкого кислорода на выходе из блока раз-
деления (в точке 10, см. рис. 26);
h2 — действительные теплоперепады в детандерах среднего и
низкого давления соответственно; остальные величины
обозначены ранее.
В уравнение теплового баланса
предварительного и основного теплооб-
менников целесообразно включить не
весь основной теплообменник^ а лишь
его тепловую часть, расположенную
выше сечения 4—7 (см. рис. 26), в ко-
тором разность температур между пря-
мым и обратным потоками минимальна.
Это уравнение имеет вид
(/1 - /2) + (1 - Д1) (/2 - /4) + Qo. с =
= (1-Д)(/9-/7),	(25)
Рис. 27. Зависимость -—от Л для
Л
разделительных аппаратов установок жид-
кого кислорода с подачей газообразного
воздуха в середину верхней колонны
где Qj'. с — потери холода в окружаю-
щую среду теплообменни-
ками; нижние индексы при I
означают номера точек (см.
рис. 26).
При давлениях ниже критического минимальная разность температур
в теплообменнике находится в сечении, которому соответствует начало
конденсации воздуха. При более высоких давлениях состояние воздуха
прямого потока в сечении с минимальной разностью температур опреде-
ляется на основании построений в диаграмме Т—I для -воздуха. С этой
целью на основании предварительных расчетов или по приведенным ниже
данным принимают количество обратного потока А и из теплового
баланса предварительного теплообменника находят Т8. Затем построением
в диаграмме Т—I находят сечение, в котором разность температур мини-
мальная.
Уравнение соотношения потоков в разделительном аппарате выражается
следующей зависимостью:

(26)
которая представлена графически на рис. 27. График построен на основании
расчетов процесса ректификации тройной смеси кислород—аргон—азот при
концентрации получаемого жидкого кислорода xf = 99,5% О2, подаче
воздуха из детандера низкого давления в колонну в сухом насыщенном
состоянии и числе теоретических тарелок в верхней колонне 26—30 шт.
201
С уменьшением К значение 1 ^2- (т. е. расход ф!легмы на получение кисло-
рода) существенно уменьшается.
Температуру воздуха перед детандером низкого давления 7\2 (см. рис. 26)
выбирают такой, чтобы воздух выходил из детандера в состоянии сухого
насыщенного уара или в несколько перегретом состоянии (до 3—5 град).
Оптимальную температуру перед детандером среднего давления Т2 опреде-
ляют на основании предварительных расчетов. В гом случае, если при Т3 =
= Т 12 выход жидкости не сильно отклоняется от максимального, целесо-
образно для упрощения установки часть воздуха, направляемого из первого
детандера во второй, не пропускать через основной теплообменник.
После определения потоков К, Дг и Д2 порядок расчета схемы следующий:
а) из уравнения материального баланса установки определяем концентрацию * отходя-
щего азота;
б)	из уравнения материального баланса нижней колонны определяем количество
кубовой жидкости R и азотной флегмы /V;
в)	составляем уравнения тепловых балансов переохладителей VII и VI и находим тем-
на входе в основной теплообменник Тб;
пературу отходящего азота
г)	приняв температуру ТХ1 на
5—10 град выше температуры Тб и
Т14= Т3, составляем уравнения те-
плового баланса средней и холодной зон
основного теплообменника, из которых
определяем разности температур Тъ —
TQ и Т14 — Т13. Если же какая-либо
из этих разностей меньше минимально
допустимой разности температур (на-
пример, меньше 3—5 град), что может
наблюдаться при невысоких давлени-
ях, когда Д± и Д2 имеют сравнительно
большие значения, следует задаться
VI более высокой температурой перед
детандером среднего давления Т
Установка высокого
давления
Схема установки высокого
давления (14—20 Мн/м2) с очи-
сткой от влаги и двуокиси
углерода в цеолитовых адсор-
берах изображена на рис. 28.
При достаточно большой про-
изводительности поршневой де-
тандер может быть заменен тур-
бодетандером (см. гл. VII, т. 2).
Температуру воздуха высо-
кого давления после предвари-
тельного теплообменника из
условия получения минималь-
ных размеров блока очистки
Рис. 28. Схема установки высокого давления для
получения жидкого кислорода с адсорбционной
очисткой воздуха:
/ — поршневой компрессар; II — поршневой детандер;
III — предварительный теплообменник; IV —основной
теплообменник; V — аппарат двукратной ректификации;
VI — переохладитель кубовой жидкости; VII —переох-
ладитель азотной флегмы и жидкого кислорода;
VIII — блок очистки воздуха; IX — дроссельный вен-
тиль высокого давления; X — фильтры детандерного
воздуха; XI — влагоотделитель
выбирают равной примерно
278° К. Эта температура близка к оптимальной температуре перед детан-
дером при давлении воздуха 18—20 Мн1м2.
При расчете схемы высокого давления задаются давлением воздуха на
входе в блок разделения рг и из уравнений (24) и (25) определяют К и
Если при этом величина К будет существенно отклоняться от величины,
202
равной 0,194 кмоль!кмоль п. в. *, определяемой из условий ректификации,
следует задаться новым значением давления воздуха на входе в блок разде-
ления. Если при максимальном давлении на компрессоре холодопроизво-
дительность недостаточна для обеспечения указанного значения /С, следует
уменьшить число тарелок в ректификационной колонне.
При г]из = 0,6,	= 0,8 и других исходных данных, принятых при
сопоставительных расчетах схем установок для получения жидкого кисло-
рода **, количество жидкого кислорода /С = 0,194 кмоль!кмоль п. в., давле-
ние воздуха на входе в блок разделения рг = 14,7 Л4н/ж2, а расчетный рас-
ход энергии LK = 3,31 Мдж!кг О2. Термодинамический к. п. д. установки
при этом равен 0,25. Действительный расход энергии при эксплуатации уста-
новок более высокий (3,6—4,3 Мдж!кг О2) в основном вследствие более
низких к. п. д. компрессора и детандера, а также вследствие больших потерь
холода в окружающую среду, наличия расхода энергии на регенерацию
адсорбента в блоке очистки воздуха и т. п.
Зависимость выхода жидкого кислорода К в схеме высокого давления
от различных параметров „(рис. 29) построена на основании уравнений (24) и
(25). На график нанесены отклонения в выходе жидкого кислорода Л/С
при изменении какого-либо одного из параметров и постоянном значении
других. В качестве постоянных приняты следующие значения:
адиабатический к. п. д. детандера = 0,75;
недорекуперации на предварительном теплообменнике А^рр = 3 град;
минимальная разность температур в основном теплообменнике Д^Гп = гРа& (для Рас‘
сматриваемых условий она достигается на холодном конце теплообменника);
температура перед детандером Т2 = 243° К;
температура воздуха на входе в блок разделения 7\ = 293° К;
потери холода в окружающую среду Q0.c= 150 кдж/кмоль п. в.;
давление воздуха перед блоком разделения рх = 16 Мн/м2.
При расчете схемы принято, что расширенный в детандере до давления
0,57 Мн!м2 воздух не проходит через основной теплообменник, отсутствуют
переохладители флегмы, кислород выводится из установки в непереохла-
жденном состоянии при р =0,13 MhIm2.
При указанных средних значениях исходных параметров выход жидкого
кислорода К = 0,193 кмоль!кмоль п. в. Для определения /С при других
исходных параметрах следует к среднему значению К прибавить найденные
по рис. 29 отклонения A/G
Пусть, например, требуется найти выход жидкого кислорода при = 0,8 и Т\ = 303° К
и других исходных данных, принятых в качестве средних. По рис. 29 находим поправки на
к. п. д. детандера А/^ = 0,011 кмоль/кмоль п. в. и на температуру воздуха перед блоком
разделения А#б = —0,009 кмоль/кмоль п. в. Выход жидкого кислорода К = 0,193 + 0,011 —
— 0,009 = 0,195 кмоль/кмоль п. в.
Представленные на рис. 29 зависимости могут быть использованы при
выборе оптимальны^ параметров для проектирования установки, а также
при исследовании работы действующих установок.
Основным моментом в регулировании установки высокого давления для
получения жидкого кислорода является поддержание требуемых температур
перед детандером и концентрации получаемого кислорода. Температуру перед
* При этом число теоретических тарелок в верхней колонне п = 26, а содержание кис-
лорода в отходящем азоте = 2%. При увеличении п примерно до 42 уменьшается до 0,8%
(К = 0,204 кмоль/кмоль п. в.). Еще более чистый отходящий азот (0,1—0,2% О2) получается
при извлечении аргона (см. п. 19).
** Здесь и ниже приведены расчетные показатели установок применительно к исходным
данным, принятым при сопоставлении схем одного давления (см. стр. 209).
203
детандером поддерживают на уровне 278° К правильным распределением
воздуха между детандером и дроссельным вентилем высокого давления.
Концентрация получаемого кислорода определяется холодопроизводи-
тельностью установки. С повышением давления воздуха концентрация
жидкого кислорода понижается в связи с увеличением его количества.
Давление воздуха должно поддерживаться в установке на таком максималь-
кислорода в схеме высокого давления от
различных параметров:
1 — к. п. д. детандера 2 — недорекупе-
рация на предварительном теплообменнике
Д/ • 3 —разность температур на холодном
н. р
<	A J.0CH
конце основного теплообменника Aimin’» 4 —
температура перед детандером Т2; 5 — темпе-
ратура воздуха на входе в блок разделения Т
6 — потери холода в окружающую среду
Q -10-2; 7 — давление воздуха р -10
ном уровне, при котором еще обеспе-
чивается получение кислорода требуе-
мого состава. Степень открытия вен-
тиля на сливе жидкого кислорода из
установки определяет лишь уровень
жидкости в конденсаторе и не влияет
на концентрацию получаемого кисло-
рода.
При к. п. д. поршневого детандера
порядка 0,75 и давлении воздуха рх =
= 16-4-20 Мн/м2 практически может
быть обеспечено полное извлечение
кислорода из воздуха.
Применение в рассматриваемых
установках предварительного аммиач-
ного охлаждения не дает возможности
увеличить выход жидкого кислорода,
а позволяет лишь снизить давление
воздуха и расход энергии на получение
жидкого кислорода (на 6—8%).
Снижение расхода энергии относи-
тельно мало, потому что с уменьшением
давления снижается эффективность
холодильного цикла.
Установка низкого давления
Сжатый в турбокомпрессоре (рис. 30)
до давления 0,5—0,7 Мн/м2 воздух
после охлаждения и освобождения от
примесей в регенераторах поступает в
ожижитель. Здесь небольшая часть воз-
духа сжижается и через фильтры-адсор-
беры (на схеме не показаны) направ-
ляется в ректификационную колонну.
Остальная часть воздуха отмывается
в ожижителе от примесей двуокиси углерода, после чего делится на два
потока. Один из этих потоков (Д2	0,8 кмоль/кмоль п. в.) после подогрева
части его в холодной зоне регенераторов при температуре 116—120° К
направляется в турбодетандер, другой поток подается в испаритель аппа-
рата однократной ректификации.
В установках жидкого кислорода могут применяться те же способы
обеспечения незабиваемости регенераторов, что и в установках газообраз-
ного кислорода. Вместо регенераторов в установке могут быть использованы
реверсивные пластинчато-ребристые теплообменники.
Установки низкого давления для получения жидкого кислорода впервые
были созданы в Советском Союзе в 1944—1945 гг. под руководством
204
акад. П. Л. Капицы с использованием разработанного им высокоэффектив-
ного турбодетандера.
Схемы низкого давления рассчитывают по уравнениям: общего тепло-
вого баланса (24) и соотношения потоков в разделительном аппарате (26),
из которых определяют К и Д2- Температуру воздуха после турбодетандера
Т3 предварительно принимают равной (или на 2—3 град выше) температуре
сухого насыщенного пара. После определения К и Д2 составляют уравне-
ние теплового баланса регенераторов:
(Л - Л) + Qo. С = (1 - К) (/9 - /7) + Д2 (/2 - /8)	(27)
и находят разность температур
7*4—Т7, которая должна лежать.
Уменьшение разности темпе-
ратур на холодном конце реге-
нераторов достигается повыше-
нием температуры перед турбо-
детандером, и, наоборот, уве-
личение разности — понижением
температуры перед турбодетанде-
ром. В последнем случае, однако,
воздух после турбодетандера
может попасть в область влажного
пара.
Расчетный расход энергии на
получение жидкого кислорода при
р! = 0,6 Мн!м2 и принятых
исходных данных составляет
5,19 Мдж!кг О2, что более чем в
1,5 раза превышает расход энер-
гии по схеме высокого давления.
Более высокий расход энергии по
•схеме низкого давления объяс-
няется следующими причинами:
а) в установке низкого давле-
ния практически весь холод про-
изводится в - турбодетандере,
на холодном конце этих аппаратов
в пределах 3—6 град.
Рис. 30. Схема установки низкого давления
для получения жидкого кислорода:
I — турбокомпрессор; II — турбодетандер; 77/—ре-
генераторы; IV — ожижитель; V — аппарат одно-
кратной ректификации; VI — переохладитель жидкого
воздуха и жидкого кислорода
установленном на низком температурном уровне, в то время как холод
для ожижения газа потребляется от температуры окружающей среды до
температуры ожижения;
б) количество перерабатываемого воздуха на каждый килограмм .полу-
чаемого кислорода в установке низкого давления в 4—5 раз больше, чем
в установке высокого давления, в связи с чем значительно больше потери
от необратимости, связанные с наличием температурных и ^гидравлических
напоров в теплообменных аппаратах;
в) холодопроизводительность детандера, отнесенная к 1 кг жидкого
кислорода, в установке низкого давления больше, чем в установке высокого
давления, следовательно, больше и потери от необратимости процесса расши-
рения воздуха.
При этом расход энергии на процесс разделения, определяемый
значением 1(см. рис. 27) и давлением в колонне предварительного
разделения, в схеме низкого давления меньше, чем в схеме высокого давления.
В схеме высокого давления расход энергии на процесс разделения составляет около 35%
ют общего расхода энергии, а в схеме низкого давления 18—20%.
205
Так как процесс получения жидкого кислорода при низком давлении характеризуется
большей необратимостью, применение более совершенных машин и аппаратов в большей мере
сказывается на показателях установок низкого давления, чем на показателях установок высо-
кого давления. Поэтому с развитием техники различие в расходе энергии по схемам низкого
и высокого давления будет уменьшаться как по абсолютному, так и по относительному зна-
чению.
В перспективе на крупных установках низкого давления расчетный расход энергии может
приближаться к 3,6 Мдж/кгж О2. Такое значение расхода энергии может быть, например,
получено при использовании турбодетандеров с = 0,85, турбокомпрессоров с = 0,65,
высокоэффективных компактных теплообменных аппаратов, на которых можно будет обеспе-
чить недорекуперацию &tH. р = 2 град при общем сопротивлении на обратном потоке &Робр =
= 20 кн/м\ общем сопротивлении на прямом потоке = 30 кн/м2, и потерях холода в окру-
жающую среду установкой Qo. с = 40 кдж/кмоль п. в.
При нерегулируемых машинах (турбокомпрессор с электроприродом и нерегулируемый
турбодетандер) концентрация получаемого кислорода определяется уровнем жидкого кисло-
рода в испарителе*. С повышением этого уровня, который регулируется вентилем на отборе
жидкого кислорода, увеличивается количество флегмы, орошающее ректификационную ко-
лонну, и, следовательно, концентрация кислорода.
Давление перед турбодетандером не регулируется, а само устанавливается в соответ-
ствии с характеристиками турбокомпрессора и турбодетандера. В летних условиях, когда
производительность турбокомпрессора снижается, уменьшается и давление воздуха в системе.
Это обстоятельство, а также увеличение потерь холода на недорекуперацию и в окружающую
среду приводит к уменьшению производительности установки в летних условиях по сравне-
нию »с зимними условиями. Для повышения давления летом целесообразно устанавливать
на турбодетандер направляющий аппарат с меньшим сечением.
При наличии регулируемого турбодетандера можно не только правильно распределить
воздух между испарителем и турбодетандером, для получения кислорода необходимого состава,
но и установить желаемое давление воздуха в системе. Так, например, для повышения давле-
ния воздуха (при нормальной концентрации получаемого кислорода) следует одновременно
снизить уровень в конденсаторе и уменьшить сечение для прохода воздуха в турбодетандере.
Применение регулируемого турбодетандера позволяет поэтому более эффективно экс-
плуатировать установку.
Установки низкого давления по сравнению с установками высокого
давления имеют следующие преимущества:
а)	в установках низкого давления для сжатия и расширения газа приме-
няют турбомашины, которые являются более простыми и надежными в экс-
плуатации и менее громоздкими, чем поршневые машины; при применении
турбомашин исключается попадание масла в аппаратуру и в жидкий кисло-
род;
б)	в установках низкого давления нет специальных аппаратов для очи-
стки воздуха от влаги и двуокиси углерода — эти процессы происходят
в регенераторах одновременно с теплообменом;
в)	установки низкого давления более просты в регулировании и легче
могут быть автоматизированы;
г)	установки низкого давления могут быть построены на значительно
большую производительность по жидкому кислороду.
Однако установки низкого давления имеют и ряд недостатков, прежде
всего повышенный расход энергии. Кроме того, на установках низкого
давления перерабатывается большое количество воздуха, что требует приме-
нения регенераторов весьма значительных размеров.
Поэтому были разработаны другие схемы установок для получения
жидкого кислорода, которые обладают большей или меньшей частью преиму-
ществ установок низкого давления и имеют в то же время меньший расход
энергии. К этим схемам относятся схемы установок одного давления
с применением турбомашин и схемы установок двух давлений.
* При этом необходимо обеспечить условия для взрывобезопасной экспуатации уста-
новки (см. гл. XIV, т. 2).
206
Установка среднего давления с регенераторами
Повышение давления воздуха позволяет поднять температурный уровень
получения холода в установке, уменьшить количество перерабатываемого
воздуха и расход энергии на получение кислорода. При достаточно боль-
шой производительности установок в них могут быть использованы турбо-
машины и при повышенном давлении, так как в настоящее время построены
достаточно эффективные турбокомпрессоры до давления 3,0—3,5 Мн/м2.
На такое давление могут быть
созданы также турбодетандеры
с высоким к. п. д.
Важной проблемой, которую
необходимо решить при создании
установок среднего давления,
является очистка воздуха от влаги
и двуокиси углерода. При срав-
нительно невысоких давлениях
{примерно до 1,8—2,0 Мн/м2)
воздух может очищаться в регене-
раторах или в реверсивных тепло-
обменниках; при более высоких
давлениях могут быть использо-
ваны адсорберы.
Схема установки среднего
давления с регенераторами (ревер-
сивными теплообменниками) пред-
ставлена на рис. 31. Воздух в этой
установке сжимается до давления
0,8—2,0 Мн/м2.
Давление воздуха после тур-
бодетандера среднего давления
и перед турбодетандером низкого
давления определяется давлением
конденсации и составляет 0,48—
0,50 Мн/м2. Для получения на
выходе из турбодетандера низкого
7
Рис. 31. Схема установки среднего давления
для получения жидкого кислорода с регенера-
торами (реверсивными теплообменниками):
I — турбокомпрессор; II — турбодетандер среднего
давления Дх; III — регенераторы (реверсивные
теплообменники); IV — ожижитель; V — аппарат
однократной ректификации; VI — переохладитель
жидкого воздуха и жидкого кислорода; VII — теп-
лообменник; VIII— турбодетандер низкого давления
Д2; IX — детандерный теплообменник
давления сухого насыщенного пара
температура перед ним должна быть 112—115° К- Оптимальная температура
перед турбодетандером среднего давления такова, что температура после
него оказывается ниже температуры перед вторым турбодетандером. Поэтому
перед последним устанавливают детандерный теплообменник.
Схемы среднего давления с регенераторами рассчитываются с помощью
такой же системы уравнений, что и схема, изображенная на рис. 26. При
этом, однако, вместо уравнения (25) используют следующее выражение (см.
рис. 31):
(Л _ /4) + qp с = (1 _/<) (/9_ /7) + Д1 (/2 _ /8) + д2 (/12 _ /з).	(28)
После определения значений Д’, и Д2 из уравнения теплового баланса
ожижителя IV и теплообменника VII определяют разность температур на
холодном конце этого теплообменника. Эта разность не должна быть меньше
3—5 град. Основные расчетные данные по установке при давлениях воз-
духа 0,8; 1,2 и 1,8 Мн/м2 приведены в табл. 9.
При р = 1,8 Мн/м2 в 2 раза уменьшается количество перерабатывае-
мого воздуха.
207
Таблица 9
Основные расчетные показатели схем установок одного давления
для получения жидкого кислорода
Схемы установки	Давление воздуха рх в Мн/м2	Оптимальная температура перед детандером высо- кого или среднего давле- ния Т2 в °К	Количество воздуха, поступающего в детандер, в кмоль/кмоль п. в.		Количество получаемого кислорода К в кмоль/кмоль п. в.	Расход энергии	
			высокого или среднего давления Дг	низкого давления Д2		LK в Мдж/кг ж О2	в % к рас- ходу в схеме высокого давления
Высокого давления (см. рис. 28) Среднего давления: с адсорбционной очисткой	15	265	0,60	—	0,194	3,31	100
(см. рис. 32)		 с регенераторами (реверсив- ными теплообменниками)	3	175	0,85	0,50	0,123	3,75 *	113
(см. рис. 31)	1,8	150	0,87	0,63	0,093	3,96	120
То же	1,2	131	0,90	0,71	0,074	4,36	132
» 		0,8	115	0,90	0,78	0,056	4,86	147
Низкого давления (см. рис. 30)	0,6	—	—	0,82	0,046	5,19	157
* С учетом расхода энергии углерода.	на регенерацию и охлаждение адсорберов влаги и двуокиси						
В расчетах схем потери воздуха при переключениях регенераторов при-
няты равными 5%. В регенераторах такие потери могут быть обеспечены
при давлениях воздуха не выше 1,0—1,2 Мн/м*. Значительно меньшие
потери наблюдаются в реверсивных теплообменниках, работающие с боль-
шим периодом между переключениями.
Установка среднего давления с адсорбционной
очисткой воздуха
Если бы воздух был очищен от влаги и от двуокиси углерода до подачи
его в блок разделения, то схема установки для получения жидкого кислорода
при давлении примерно 3 Мн1м* имела бы такой же вид, как схема, изобра-
женная на рис. 26., Однако с целью уменьшения размеров осушительных
адсорберов воздух осушается при температуре 278° К (рис. 32). Сущест-
венное уменьшение размеров адсорберов двуокиси углерода достигается,
если процесс адсорбции производить при температуре около 140° К
(см. главу XIV т. 2). Эта температура значительно ниже оптималь-
ной температуры перед турбодетандером среднего давления. Поэтому весь
воздух сначала охлаждается примерно до 140° К, и после адсорберов дву-
окиси углерода часть воздуха, поступающая в турбодетандер среднего
давления, снова подогретается.
При давлении воздуха 3 Мн!м? с учетом дополнительного расхода
энергии (—0,18 Мдж!кг ж О2) на регенерацию адсорберов влаги и на охла-
ждение адсорберов двуокиси углерода, расчетный расход энергии LK =
= 3,75 Мдж!кг ж О2, что на 13% выше, чем в установке высокого давления.
208
Таким образом, рассматриваемая схема установки среднего давления
(р = 3 Мн/м2) использует турбомашины и имеет сравнительно невысокий
расход энергии. Однако установка имеет весьма громоздкую аппара-
туру. В особенности это касается
адсорберов для очистки от вла-
ги и двуокиси углерода, а также
теплообменной аппаратуры в
случае использования обычных
витых гладкотрубных теплооб-
менников. Применение при дав-
лении примерно 3 Мн/м2 более
эффективных теплообменных аппа-
ратов и способов очистки воздуха
от примесей может сделать эту
схему практически оправданной.
Зависимость расхода энергии
от давления воздуха
Расчетные данные по расходу
энергии, а также по другим пара-
метрам, характеризующим схемы
установок высокого, среднего и
низкого давлений, приведены в
табл. 9. На рис. 33 указанные
величины представлены в зависи-
мости от давления воздуха.
В расчетах схем были приняты сле-
дующие исходные данные:
1) потери холода в окружающую
среду определяли из выражения
Qo.c = QTo.c + QoOAc,
Рис. 32. Схема установки среднего давления для
получения жидкого кислорода с адсорбционной
очисткой воздуха от влаги и двуокиси углерода:
I — турбокомпрессор; II — турбодетандер среднего
давления Дг\ /// — предварительный теплообменник;
IV — ожижитель; V — аппарат однократной ректи-
фикации; VI — переохладитель жидкого воздуха
и жидкого кислорода; VII — теплообменник;
VIII — турбодетандер низкого давления Д2, IX —
теплообменник; X — теплообменник; XI—адсорберы
двуокиси углерода; XII — влагоотделитель; XIII —
адсорберы водяных паров
где q£ с = 40 кдж!кмоль п. в. — потери холода в окружающую среду теплообменни-
ками;
= 550 К кдж/кмоль п. в. — потери холода в окружающую среду разделительным
аппаратом;
2)	недорекуперации4на предварительном теплообменнике и на регенераторах Д/н. р =
= 4 град]
3)	температура жидкого кислорода на выходе из установки 7\0 = 88° К;
4)	изотермический к. п. д. компрессора = 0,6;
5)	адиабатический к. п. д. детандеров = 0,8;
6)	соотношение потоков в разделительном аппарате (см. рис. 27).
Остальные исходные данные выбирали в соответствии со значениями, приведенными
в п. 5.
С повышением давления от 0,8 до 15 Мн!м2 (рис. 33) оптимальная тем-
пература перед детандером высокого или среднего давления изменяется от
115 до 265° К, а количество воздуха, поступающего в этот детандер, — от
0,90 до 0,60 кмоль!кмоль п. в. Количество воздуха, проходящего через турбо-
детандер низкого давления (при изменении давления от 0,5 до \ЪМн!м2),
уменьшается от 0,85 до 0,0 кмоль!кмоль п. в., а количество получаемого жид-
кого кислорода увеличивается от 0,038 до 0,194 кмоль!кмоль п. в. Расход
энергии вначале понижается довольно резко, а затем очень плавно.
14 П/ред. В. И. Епифановой'	209
При изменении исходных параметров характер зависимости расхода
энергии от давления сохраняется, однако отношение расхода энергии при
низком и высоком давлении изменяется. Чем более совершенные применяются
в установке аппараты и машины, тем меньше это отношение. Так, при при-
нятых выше исходных данных отношение расхода энергии при 0,6 Мн/м2
к расходу энергии при 15 Мн/м2 составляет 1,57. При исходных данных:
Рис. 33. Зависимость различных параметров
установки одного давления для получения
жидкого кислорода от давления, воздуха
(расход энергии дан без учета расхода энергии
на регенерацию и охлаждение адсорберов
влаги и двуокиси углерода). (Обозначения и
размерности параметров см. в табл. 9)
= 20 кн/м2\ , \рпр = 30 кн/м2\ Qo c =
= 40 кдж/кмоль п. в. для р =
= 6,0 Мн/м2 и Оо.с = 85 кдж/кмоль
п. в. для высокого давления * это
отношение составляет примерно 1,35.
На рис. 33 приведена зависимость
расхода энергии от давления при
одинаковых исходных данных. Одна-
ко можно считать, что адиабатический
к. п. д. турбодетандеров достаточно
больших размеров выше к. п. д. порш-
невых детандеров, а изотермический
к. п. д. крупных турбокомпрессоров
выше к. п. д. поршневых компрессо-
ров. Поэтому действительное разли-
чие в расходе энергии установок
низкого и высокого давления будет
меньше значений, приведенных на
рис. 33.
2	12. УСТАНОВКИ ДВУХ ДАВЛЕНИЙ
В установках двух давлений для
получения жидкого кислорода так
же, как и в установках для получе-
ния газообразного кислорода, часть
воздуха сжимается примерно до
0,6 Мн/м2, а другая часть — до
более высокого давления. Однако,
если в установках газообразного кислорода переход от схем одного высо-
кого к схемам двух давлений был связан как с сокращением расхода
энергии, так и с уменьшением количества воздуха, сжимающегося в порш-
невых компрессорах и подвергающегося очистке от примесей в специаль-
ных аппаратах, то переход к схемам двух давлений в установках
жидкого кислорода связан только с сокращением количества воздуха высо-
кого давления, так как схема одного высокого давления характеризуется
невысоким расходом энергии.
В установках двух давлений для получения жидкого кислорода большая
часть воздуха, а в случае применения регенераторов со встроенными тепло-
обменниками (или реверсивных теплообменников) все количество перераба-
тываемого воздуха очищается от примесей в регенераторах под давлением
примерно $$ .Мн/м2. Получение холода в установке может быть обеспечено
как расширением воздуха (или азота) низкого давления, так и расширением
воздуха (или азота) более высокого давления. В зависимости от этого до
высокого давления сжимается лишь та часть воздуха, которая затем пол-
ностью ожижается, или же большее количество воздуха.
* При указанных исходных данных предельным по условиям ректификации является
давление примерно 12 Мн/м2.
210
Различают схемы двух давлений с применением воздуха высокого
давления и схемы двух давлений с применением воздуха (или азота) среднего-
давления. В первых схемах для сжатия части воздуха используют поршне-
вые компрессоры высокого давления, во вторых схемах для сжатия и рас-
ширения газа применяют только турбомашины.
Установки двух давлений с применением
воздуха высокого давления
Весь подвергающийся разделению в колонне воздух сжимается в турбо-
компрессоре примерно до давления 0,6 Л1к/ж2, после чего большая часть
воздуха поступает в регенераторы. Остальная часть воздуха через щелочной
скруббер для очистки от двуокиёи углерода подается в поршневой компрес-
сор, в. котором сжимается примерно до давления 20 Мн/м*. Воздух высокого
Рис. 34. Схема установки для получения жидкого кислорода двух давлений с циркуляцией
расширяемого в поршневом детандере воздуха высокого давления:
/ _ турбокомпрессор; II — дожимающий поршневой компрессор; III — циркуляционный поршневой
компрессор; IV -— поршйевой детандер; V — турбодетандер; VI — регенераторы; VII и VIII — пред-
варительные теплообменники; IX — основной теплообменник; X — детандерный теплообменник;
XI — разделительный аппарат; XII — переохладитель азотной флегмы и жидкого кислорода; XII —
переохладитель азотной флегмы и жидкого кислорода; XIII — переохладитель кубовой жидкости;
XIV — скруббер для очистки двуокиси углерода; XV — адсорберы водяных паров; XVI — фильтры
детандерного воздуха; XV11 -— дроссельный вентиль высокого давления
давления после осушки, которая происходит до блока разделения или после
предварительного охлаждения, охлаждается в блоке разделения и в жидком
виде подается в ректификационную колонну.
Схемы отличаются одна от другой способом охлаждения потока воздуха
высокого давления.
Схема установки двух давлений с циркуляцией расширяемого в поршне-
вом детандере воздуха высокого давления приведена на рис. 34. Сжатый
в дожимающем компрессоре II до давления 20 Мн!м2 воздух охлаждается
14*	211
в предварительном VIII и основном IX теплообменниках. Циркулирую-
щий в системе воздух сжимается в поршневом компрессоре III примерно
до 20 Мн1м2 и после охлаждения в предварительном теплообменнике VII
до температуры —278° К расширяется в поршневом детандере примерно
до давления 0,6 Мн!м2 *.
Так как разность между количествами ожижаемого в установке воздуха
высокого давления Вдр и получаемого кислорода К больше избытка обрат-
ного потока в регенераторах (Вдр — К > 0,035 весь отходящий азот А
не может быть подогрет в регенераторах и часть его Ат последовательно
подогревается в детандерном, основном и предварительном теплообменниках.
Значение Вдр, а следовательно, и К может в данной схеме изменяться в ши-
роких пределах, однако оно не должно быть меньше величины, при которой
обеспечивается достаточный подогрев азота перед турбодетандером. При
температуре перед поршневым детандером Т = 278° К и т]а<? = 0,8 мини-
мальное значение Вдр^ 0,20 кмоль/кмоль п. в. (в расчетах схемы прини-
мается Вдр + Вн/д = 1 кмоль). Максимальное значение ВдР определяется
из условий ректификации при исключении из схемы турбодетандера.
При расчете схемы двух давлений можно задаться величиной Вдр и
определить К или, наоборот, задаться величиной К и определить Вдр. Во вто-
ром случае расчет более простой, однако, если в установке применяются
компрессоры с заданной производительностью, им неудобно пользоваться.
Когда задано Вдр, неизвестные величины (количество получаемого
кислорода К, количество азота, поступающего в регенераторы, Ар, коли-
чество азота, поступающего в теплообменники, Ат, количество циркулирую-
щего воздуха Д15 количество азота, поступающего в турбодетандер Д2)
находят совместным решением уравнений теплового баланса регенераторов,
материального баланса установки, общего теплового баланса установки,
теплового баланса предварительных и основного теплообменников и соотно-
шения потоков в ректификационной колонне. После решения указанных урав-
нений проверяют возможность подогрева азота, поступающего в турбоде-
тандер.
Расход энергии в схеме мало зависит от количества воздуха высокого
давления Вв/д = Вдр 4- Д\ и при исходных данных, принятых при сопо-
ставлении схем одного давления (см. п. 11), а также при недорекуперации
на регенераторах р = 5 град примерно на 3% выше, чем в схеме одного
высокого давления (табл. 10). Повышение расхода энергии в схеме двух
давлений несмотря на некоторое снижение расхода энергии на процесс раз-
деления при меньшем выходе кислорода объясняется увеличением количе-
ства перерабатываемого в установке воздуха.
Схема двух давлений с циркуляцией воздуха высокого давления вклю-
чает большее количество машин и аппаратов и является более сложной
в эксплуатации, чем схема одного высокого давления. Преимущества схемы
двух давлений заключаются в уменьшении (примерно в 3,5 раза) количества
воздуха, подвергающегося химической очистке от двуокиси углерода и адсорб-
ционной осушке. При использовании в установке регенераторов со встроен-
ными теплообменниками из схемы исключается щелочной скруббер и адсор-
беры водяных паров, при этом расход энергии несколько повышается (см.
табл. 10). Общее количество воздуха высокого давления в установке остается,
однако, высоким (отношение Вв!д1К составляет 3,5, что лишь на 30% меньше,
чем в схеме одного высокого давления).
* Давление после детандера может быть в данной схеме выбрано и другим, однако в соот-
ветствии с характеристикой используемого машинного оборудования целесообразно прини-
мать давление, близкое к 0,6 Мн/м2.
212
Таблица 10
Основные расчетные показатели схем установок двух давлений
для получения жидкого кислорода
Давление
в Мн/м2
Темпера-
тура перед
детанде-
рами в °К
Количество в
кмоль/кмоль п. в.
Расход
энергии
Схема установки
к к
«Ч S
S ж
U
О Ч
л ®
2
* w
Я	я
CJ	±
а
С применением возду-
ха высокого давле-
ния: ,
с циркуляцией
расширяемого в
поршневом де-
тандере возду-
ха высокого
давления (рис.
34)	........
с циркуляцией
расширяемого в
каскаде турбо-
детандеров азо-
та низкого дав-
ления (рис. 35)
С циркуляционным
потоком среднего
давления (рис. 36)
То же
0,6 20
20 278 114 — 0,80	0,55
0,14 3,42 * 103 *
* В случае применения в схемах регенераторов со встроенными теплообменниками (с целью
исключения адсорберов для осушки воздуха и скрубберов для очистки от двуокиси углерода)
расход энергии возрастает на 3 — 4%.
Следовательно, рассматриваемой установке присущи основные недо-
статки, связанные с применением поршневых машин.
Использование предварительного аммиачного охлаждения в схеме двух
давлений с циркуляцией расширяемого в детандере воздуха высокого давле-
ния позволяет сократить расход энергии на получение жидкого кислорода
на 8—10%, что по сравнению со схемой одного высокого давления соответ-
ствует снижению расхода энергии на 5—7%. При введении в схему предва-
рительного аммиачного охлаждения значительно сокращается количество
воздуха, направляемого в поршневой детандер (по отношению к количеству
<ожижаемого воздуха), однако в связи с исключением турбодетандера вели-
чина Вв/д!К не уменьшается. Так, при К = 0,194 кмолъ/кмоль п. в. Вв/д =
= 0,79 кмоль!кмоль п. в., т. е. Вв/д!К = 4,0.
При использовании для ожижения воздуха в схеме двух давлений кас-
кадной холодильной установки, включающей три цикла, — аммиачный,
: этиленовый и метановый — поршневой детандер исключается, и расход
213
энергии на получение жидкого кислорода может быть дополнительно снижен.
Однако в такую схему входит многочисленное машинное оборудование и она
весьма сложна.
Схема установки двух давлений с циркуляцией расширяемого в каскаде
турбодетандеров азота низкого давления приведена на рис. 35. Воздух
высокого давления в схеме сжижается вследствие применения холодильного
цикла с расширением газа в турбодетандерах, установленных на разных тем-
пературных уровнях (см. главу II). Сжатый в циркуляционном турбоком-
Рис. 35. Схема установки для получения жидкого кислорода двух давлений с циркуляцией
расширяемого в каскаде турбодетандеров азота низкого давления:
I — турбокомпрессор воздушный; II — дожимающий поршневой компрессор; III — циркуляционный
турбокомпрессор; IV — турбодетандер ДV — турбодетандер Д2\ VI — регенераторы; VII — тепло-
обменник низкого давления; VIII — предварительный теплообменник высокого давления; IX — основ-,
ной теплообменник высокого давления; X — детандерный теплообменник; XI — аппарат двукратной
ректификации; XII — переохладитель азотной флегмы и жидкого кислорода; XIII — переохладитель
кубовой жидкости; XIV — скруббер двуокиси углерода; XV — адсорберы водяных паров; XVI —
дроссельный вентиль высокого давления; XVII — турбодетандер Д3
прессоре с 0,1 Мн!м2 примерно до 0,8 Мн1м2 азот распределяется между
турбодетандером XVII (при К = 0,14 кмоль!кмоль п. в.; Д3 =
= 0,25 кмоль!кмоль п. в.) и теплообменником низкого давления VII. В тепло-
обменнике VII азот охлаждается до температуры Т 205° К и после рас-
ширения в турбодетандере IV (Дг = 0,41 кмоль!кмоль п. в.) до температуры
Т 135° К подогревается в основном и, предварительном теплообменниках
высокого давления.
Расчетный расход энергии на получение жидкого кислорода в рассматри-
ваемой схеме примерно на 7% * выше, чем в схеме высокого давления (см.
табл. 10). Более высокий расход энергии в схеме в значительной степени
объясняется большой необратимостью процесса в циркуляционной системе
низкого давления. Количество воздуха высокого давления в схеме примерно
в 3 раза меньше, чем в схеме высокого давления. При использовании регене-
раторов со встроенными теплообменниками исключаются скруббер двуокиси
* Так же как и для установок одного давления абсолютные и относительные значения
расхода энергии изменяются с изменением к. п. д. компрессоров и детандеров по сравнению
с принятыми при сравнительных расчетах.
214
углерода и адсорберы влаги (при некотором повышении расхода энергии,
см. табл. 10).
Однако схема установки с каскадом турбодетандеров весьма сложная:
машинное оборудование установки включает не менее трех компрессоров,
из которых в блок разделения подаются два потока воздуха и один поток
азота; три турбодетандера. Кроме того, теплообменные аппараты имеют
большие размеры.
Расход энергии в схеме может быть несколько снижен введением
предварительного аммиачного охлаждения, но это еще более усложнит
установку.
Установки двух давлений с циркуляционным
потоком среднего давления
Основным недостатком схем установок двух давлений с использованием
воздуха высокого давления является применение поршневых машин. Эти
машины могут быть исключены из установок двух давлений, если в'место
воздуха высокого давления направлять на ожижение воздух (или азот)
среднего давления, который сжимается в турбокомпрессорах.
Воздух (или азот) среднего давления сжижается холодом, получаемым
при расширении воздуха (или азота) как в турбодетандере низкого давления,
установленного на низком температурном уровне, так и в турбодетандере
(турбодетандерах) среднего давления, установленного на более высоком
температурном уровне. В турбодетандере среднего давления целесообразно
расширять воздух (азот), который сжимается в том же турбокомпрессоре, что
и сжижаемый поток газа.
Весь перерабатываемый в установке воздух низкого давления охла-
ждается и очищается от примесей влаги и двуокиси углерода в реверсивных
теплообменниках (или в других подобных аппаратах, допускающих подо-
грев части обратного потока без загрязнения примесями). Поток сред-
него давления циркулирует в установке, причем часть его подогревается
в непереключающихся каналах теплообменников. Схемы установки с цир-
куляционным потоком среднего давления могут быть построены по-раз-
ному 150].
На рис. 36 изображена схема, предложенная Беккером (патент США
№ 2785548, 1957). Поток азота Азм, отобранный из-под крышки конденса-
тора аппарата двукратной ректификации и подогретый в змеевиках регене-
раторов низкого давления, вместе с потоком из регенераторов среднего давле-
ния под давлением 0,5—0,6 Мн/м2 подается в циркуляционный турбокомпрес-
сор, где сжимается до давления 1,6—3 Мн/м2. Из турбокомпрессора'поток
азота направляется в регенераторы среднего давления, затем большая часть
его подается в турбодетандер среднего давления 1,8 кмоль! кмоль п. в.),
а другая (меньшая) часть ожижается и в качестве флегмы поступает на оро-
шение верхней колонны.
Так как в настоящее время возможно создание достаточно эффективных
турбомашин для сжатия и расширения газа при давлении 3 Мн!м2 целе-
сообразно в установках с циркуляционным потоком применять это давление,
что позволяет уменьшить расход энергии и размеры теплообменных аппа-
ратов.
При расчете схемы задаются количеством получаемого кислорода
и определяют потоки Анас, Азм, Апетд, АТ, Дг, Д2 и Ацирк (см. рис. 36),
решая систему следующих уравнений:
1)	материального баланса процесса разделения воздуха
в Hid — К 4“ Анас\	(29)
215
2)	материального баланса циркуляционной системы
Ацирк — Д1 + АТ +	(30)
3)	теплового баланса регенераторов низкого давления
Вн/d (Л — Л) ~г BH/dQP, С = Анас (Л — А) Азм (^12 — /11);	(31)
Рис. 36. Схема установки для получения жидкого кислорода двух давлений с циркуляционным,
потоком среднего давления и аппаратом двукратной ректификации:
/ — турбокомпрессор низкого давления воздушный; //— турбокомпрессор среднего давления азотный;
III — турбодетандер среднего давления IV — турбодстандер низкого давления Д2", V — регенера-
торы низкого давления; VI — регенераторы среднего давления; VII — детандерный теплообменник;
VIII — теплообменник; IX — отделитель жидкости; X — аппарат двукратной ректификации; XI —
переохладитель кубовой жидкости; XII — переохладитель азотной флегмы; XIII — обратный клапан;
XIV — дроссельный вентиль среднего давления
4)	теплового баланса регенераторов среднего давления VI и теплообмен-
ников VII и VIII
^pK - Д0 (А - /8) + Д1 (/5 - /б) + QoupK =
= Дг (/9 - /7) + А т (/9 - /п) + Д2 (/16 - /п);	(32)
5)	теплового баланса регенераторов среднего давления
А цирк (А	11з) “1“ (А цирк	Апетл) (J13 АО "4“ Qo. с =
— (Д1 “г т) (А Лб),	(33)
где QoC/c — потери холода в окружающую среду регенераторами среднего
давления;
6)	общего теплового баланса установки
Qo. с “Ь АцасСр Ср Ч~ АзмСр Ын. р Ч~ (А цирк — Аэм)Ср Ын!р + К (А — Ао) =
= Вн/д Л + ^цирк Ы^к Ч~ Д1^1 Ч~	(34)
где Ын°Ср, Ы3Н'р, Ы^р — недорекуперации соответственно на насадке
регенераторов низкого давления, на змеевиках регенераторов, на регене-
раторах среднего давления;
216
7)	соотношения потоков в ректификационной колонне
(1-Д2)/Т< = НЮ.	(35)
Оптимальную температуру перед турбодетандером среднего давления TQ
принимают на основе предварительных расчетов.
Приведенная на рис. 36 схема установки характеризуется небольшой
степенью расширения в турбодетандере среднего давления (с 3 до 0,5—
0,6 Мн/м2) и сравнительно низкой температурой перед ним (144—150° К).
Вследствие этого расход энергии по данной схеме сравнительно высокий
(см. табл. 10). Следует считать также неудачным применение в установке
регенераторов на потоке среднего давления, так как при их переключении
происходят значительные колебания давлений и теряется большое коли-
чество газа.
При более рациональном построении схемы с циркуляционным потоком,
она может быть сделана более экономичной (см. табл. 10). При давлении
циркуляционного потока 3 Мн/м2 расход энергии по такой схеме будет
составлять 3,93—3,96 Мдж/кг ж. О2, т. е. будет примерно на 20% выше,
чем по схеме одного высокого давления, или на 10—12% * выше, чем по
схеме двух давлений с циркуляцией расширяемого в поршневом детандере
воздуха высокого давления.
По сравнению со схемой с циркуляцией расширяемого в каскаде турбо-
детандеров азота низкого давления схема с циркуляционным потоком сред-
него давления имеет лишь на 6—7% * больший расход энергии, в то же время
она значительно проще, так как не содержит поршневых машин, имеет меньше
машин и аппаратов и меньшие по весу теплообменники. Таким образом,
по схеме с циркуляционным потоком под давлением 3 Мн/м2 можно полу-
чить жидкий кислород при сравнительно невысоком расходе энергии и без
применения поршневых машин, а также специальных аппаратов для очистки
воздуха от влаги и двуокиси углерода. Таковы основные преимущества
схемы двух давлений с регенераторами и циркуляционным потоком среднего
давления.
На основании изложенного выше можно сделать следующие выводы
относительно выбора схем установок для получения жидкого кислорода
в зависимости от производительности установки.
Для установок производительностью до 0,3—0,6 кг/сек (1000—2000 кг/ч)
жидкого кислорода целесообразно использовать схему одного высокого
давления. Применение схемы среднего давления (1,8—3 Мн/м2) с турбо-
машинами в этом случае затруднительно в связи с малой производитель-
ностью компрессоров и детандеров. Применение схемы низкого давления
при достигнутой в настоящее время эффективности оборудования было бы
связано с существенным повышением расхода энергии.
Недостатки установок высокого давления заключаются в применении
поршневых машин и специальных аппаратов для очистки воздуха. Однако
при небольшой производительности по жидкому кислороду это оборудование
имеет приемлемые размеры и все время совершенствуется.
Установки большой производительности (свыше 0,3—0,6 кг/сек) (1000—
2000 кг/ч) целесообразно строить по схеме среднего давления (1,8—3 Мн/м2)
с использованием только турбомашин одного или двух давлений. Схема
двух давлений с циркуляционным потоком среднего давления более сложная,
чем схема одного среднего давления, но она имеет более простые решения
* Указанные цифры соответствуют случаю, когда из схем двух давлений с применением
воздуха высокого давления исключены специальные аппараты для очистки воздуха (см.
табл. 10).
217
по очистке воздуха от влаги и двуокиси углерода (в регенераторах под давле-
нием 0,6 Мн/м1). Целесообразность применения схемы одного среднего
давления зависит в основном от решения проблемы эффективной очистки
от примесей воздуха под давлением 1,8—3 Мн/м*.
Важное значение для установок жидкого кислорода, как и для устано-
вок газообразного кислорода, имеют повышенные к. п. д. компрессоров и
детандеров, а также эффективности теплообменной аппаратуры. По мере
совершенствования оборудования установки среднего давления будут при-
ближаться по расходу энергии к установкам одного высокого давления; ста-
нет также возможным строить по схеме среднего давления и менее крупные
установки.
13. УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЖИДКОГО АЗОТА. ПОЛУЧЕНИЕ
ЖИДКОГО КИСЛОРОДА И ЖИДКОГО АЗОТА НА УСТАНОВКАХ ГАЗООБРАЗНОГО
КИСЛОРОДА
Жидкий азот из воздуха может быть получен на установках с холодиль-
ными циклами такими же, как и для получения жидкого кислорода. Отличие
состоит лишь в организации процесса
Рис. 37. Схема установки для получения
жидкого азота одного высокого давления с
предварительным аммиачным охлаждением
и поршневым детандером:
I — поршневой компрессор; II — поршневой
детандер; III — предварительный теплообменник;
IV — аммиачный теплообменник; V — основной
теплообменник; VI — разделительный аппарат;
VII — переохладитель; VIII — бачок (аппарат
для очистки воздуха на рисунке не показан)
разделения воздуха.
Процесс разделения воздуха с
получением жидкого азота отличается
двумя особенностями:
1) при получении жидкого азота
расход энергии на разделение воз-
духа намного ниже, чем при полу-
чении жидкого кислорода. Воздух
поступает в разделительный аппарат
под более низким давлением и для
его разделения требуется меньшее
количество флегмы. Получаемый
вследствие этого в уста новке допол-
нительный перепад давления может
быть использован для получения
холода;
2) количество жидкого азотаг
которое может быть получено из
1 кмоль п. в. по условиям ректифи-
кации, значительно больше количе-
ства жидкого кислорода. Поэтому в
установках для получения жидкого
азота нет необходимости специально
уменьшать холодопроизводитель-
ность, как это иногда делается в
установках для получения жидкого
кислорода.
В качестве примера рассмотрим схему установки для получения жидкого
азота одного высокого давления с предварительным аммиачным охлажде-
нием и поршневым детандером (рис. 37). Ректификационная колонна рабо-
тает под давлением 0,3—0,35 Мн!м2. Отбираемый из карманов конденса-
тора жидкий азот вначале дросселируется до давления 0,13 Мн1м2 в бачок,.
где отделяются пары, а затем выводится из установки.
Чтобы после детандера не образовывался влажный пар, при давлении
воздуха 20 Мн!м2 и = 0,8 температура перед детандером должна быть
не ниже 252° К, при температуре перед детанде’ром 228° К давление перед
218
ним должно быть не выше 13 Мн!м\ Количество получаемого жидкого азота
в установке составляет 0,28 кмоль!кмоль п. в., а расчетный расход энергии
примерно 2,9 Мдж/кг ж. N2.
При получении на аналогичной установке жидкого кислорода количе-
ство его по условиям разделения не могло бы превысить 0,2 кмоль!кмоль п. в.
и давление воздуха пришлось бы снизить примерно до 10 Мн/м2. Давление
воздуха можно не снижать, если организовать одновременное получение
жидкого кислорода и жидкого азота.
Установки, предназначенные для выработки жидкого кислорода, могут
быть переведены на режим получения жидкого азота. Жидкий азот отби-
рается из карманов конденсатора-испарцтеля аппарата двукратной ректифи-
кации, через бачок для отделения паров, или из мерника жидкого азота
верхней колонны. Для снижения давления в нижней колонне кубовую жид-
кость можно подавать в конденсатор. При подаче кубовой жидкости в сере-
дину верхней колонны в конденсаторе будет кипеть чистый кислород, а
давление в нижней колонне будет таким же, как и в режиме получения жид-
кого кислорода.
При переводе установок, предназначенных для получения жидкого
кислорода, на получение жидкого азота, не всегда могут быть цспользованы
резервы холодопроизводительности, связанные с уменьшением расхода
энергии на разделение, так как машины и аппараты установки рассчитаны
для работы в режиме получения жидкого кислорода. При одинаковой холодо-
производительности установки в режимах получения жидкого кислорода
и жидкого азота производительность по жидкому азоту (в кг/сек) будет при-
мерно на 6% ниже. Во многих случаях на установках газообразного кисло-
рода получают некоторое количество жидкого кислорода или жидкого азота.
Получаемый жидкий кислород может быть, в частности, использован для
покрытия потреблений газообразного кислорода при повышенных рас-
ходах.
На всех установках газообразного кислорода имеются резервы холодо-
производительности, которые обычно используются при пуске установки
из теплого состояния. Если эти резервы использовать в рабочем режиме
установки, то за их счет можно получить небольшое количество жидкого
кислорода или жидкого азота.
На средних и крупных установках газообразного кислорода резервы
холодопроизводительности составляют обычно 200—300 кдж/кмоль п. в.
При этом количество кислорода или азота, которое может быть выведено
в жидком виде, составляет 0,015—0,02 кмоль!кмоль п. в., т. е. 8—10% от
общего количества кислорода. На установках газообразного кислорода
одного высокого или среднего давления и на установках двух давлений,
предназначенных для получения технического кислорода, увеличение холодо-
производительности достигается повышением давления или увеличением
количества воздуха высокого давления, поступающего в блок разделения.
Общее количество получаемого при этом кислорода (газообразного плюс
жидкого) не изменяется. При получении жидкого азота количество газообраз-
ного кислорода вследствие уменьшения количества флегмы уменьшается на
величину, примерно в 3—4 раза меньшую количества получаемого жидкого
азота. Так как с повышением давления воздуха возрастает эффективность
холодильного цикла, получение жидкого кислорода или азота связано со
сравнительно небольшим дополнительным расходом энергии.
В установках низкого давления увеличение холодопроизводительности
достигается повышением количества воздуха или азота, направляемого в тур-
бодетандер, а следовательно, вследствие уменьшения количества флегмы
в верхней колонне. В этом случае количество газообразного кислорода пони-
219
жается на величину, которая может превышать количество получаемого
жидкого кислорода или жидкого азота в 3—4 раза.
Количество жидкого кислорода или азота, которое может быть получено
при использовании резервов холодопроизводительности установок газо-
образного кислорода, весьма ограничено. Поэтому в случае необходимости
получения значительных количеств жидкого кислорода или азота на уста-
новках газообразного кислорода следует ввести дополнительный холодиль-
ный цикл. На установках газообразного кислорода низкого давления для
этой цели наиболее целесообразно применять холодильный цикл среднего
давления со сжатием и расширением воздуха или азота в турбомашинах.
При получении жидкого кислорода в количестве Кж = 0,04 кмоль/кмоль
п. в., т. е. примерно одной пятой части от общего количества получаемого
кислорода, количество циркулирующего газа, сжимаемого с давления 0,1
до 3 Мн/м\ составит примерно 0,21 кмоль/кмоль п. вг
Суммарный расход энергии на получение газообразного и жидкого
кислорода будет по этой схеме примерно таким же, как и в случае, когда
газообразный кислород производится на установке низкого давления, а
жидкий на( установке среднего давления.
Некоторые зарубежные фирмы [Линде (США), Кобе Стил (Япония)]
применяют схему, по которой отбираемый из воздухоразделительной уста-
новки газообразный кислород сжимается до давления 1—1,5 Мн/м2 и затем
охлаждается и сжижается в отдельном блоке охлаждения с азотным холо-
дильным циклом среднего давления.
14. УСТАНОВКИ С ПРИМЕНЕНИЕМ ХОЛОДИЛЬНЫХ ГАЗОВЫХ МАШИН
Холодильные газовые машины (ХГМ), которые в последние годы широко
используют для получения холода на уровне ниже 150° К, применяют также
и в воздухоразделительных установках для получения жидкого азота и жид-
кого кислорода.
Воздухоразделительные установки с применением ХГМ можно разделить
на два основных типа: 1) в которых работой ХГМ обеспечивается покрытие хо-
лодопотерь и флегмовое питание ректификационных колонн; характерной осо-
бенностью этих установок является подача воздуха на разделение под атмо-
сферным или небольшим избыточным давлением, предназначенным для прео-
доления сопротивлений; 2) в которых флегмовое питание ректификационных
колонн обеспечивается сжатием воздуха или продуктов его разделения;
в зависимости от места включения ХГМ получаемая в машине жидкость
может быть использована также для дополнительного флегмового питания
ректификационных колонн.
Установки с флегмовым питанием за счет работы ХГМ
Так как флегмовое питание ректификационных колонн в установках
этого типа обеспечивается исключительно работой ХГМ, то в машину следует
подавать на конденсацию пары, отбираемые с верхней части колонны, т. е.
ХГМ должна работать при самой низкой температуре в системе.
Особенностью установки для получения жидкого азота (рис. 38) является
то, что количество азотной флегмы, поступающее из ХГМ на • орошение
колонны, значительно больше минимально необходимого. Холодопроизводи-
тельность ХГМ в установке определяется расходом холода на ожижение
продукта, а также на покрытие потерь холода на вымораживание примесей
из воздуха, на недорекуперацию и в окружающую среду. Если даже пре-
небречь указанными потерями холода, то расчетное флегмовое число в верх-
220
ней секции колонны окажется равным 1,2, в то время как минимальное
флегмовое число составляет 0,8.
Оптимальной можно считать концентрацию отбросного кислорода,,
равную 90—70% О2. При меньшем содержании кислорода, вследствие уве-
личения количества перерабатываемого воздуха и количества подлежащих
вымораживанию влаги и двуокиси углерода,
заметно увеличиваются размеры теплообмен-
ника. Получать кислород с содержанием
более 90% О2 нецелесообразно, так как
при этом количество перерабатываемого
воздуха уменьшается незначительно, а регу-
лирование процесса ректификации сущест-
венно усложняется.
Расход энергии на получение жидкого
азота определяется в основном эффектив-
ностью ХГМ. В настоящей работе при опре-
делении расхода энергии на получение про-
дуктов разделения воздуха были использо-
ванье данные по эффективности ХГМ, при-
веденные ниже:
Температура Тх
конденсации паров
в ХГМ в РК •	77	79	90	93	96	98
Термодинамиче-
ский к. п. д. т| . . 0,29 0,305 0,36 0,38 0,385 0,39
Рис. 38. Схема установки с приме-
нением ХГМ для получения жидкого»
азота:
/—ректификационная колонна; 2—хо-
лодильная газовая машина; 3 — тепло-
обменник
В зависимости от холодопроизводительности ХГМ, ее конструкции и
технологии изготовления к. п. д. т] может быть как больше указанной вели-
чины, так и существенно меньше. В соответствии с этим изменяются приведен-
ные в работе абсолютные значения расхода энергии.
В табл. 11 приведены параметры установок, рассчитанные исходя из
расхода холода на сжижение продукта. С учетом потерь холода на вымора-
Таблица 11
Расчетные параметры установок с ХГМ без сжатия воздуха
Параметры	Схема для получения			
	жидкого азота	жидкого кислорода и жидкого азота	жидкого кислорода	
			У1 = 10%	уА = 0,5%
Содержание О2 в %: в кислороде	70—90	09,5	99,5	99,5
в азоте 	 ...	0,5	0,5	10,0	0,5
Холодопроизводительность ХГМ в кдж!кмоль жидкого продукта	12 220	12 320	29 510	38 300
Тепловая нагрузка испарителя в кдж/кмолъ жидкого продукта	6195	6030	18 700	29 300
в том числе от ХГМ к испарите- лю . . .					15 300	24 600
Флегмовое число: в верхней секции	1,19	1,82	0,73	1,82
в нижней секции ....	—	5,32	3,78	5,32
Число теоретических тарелок: в верхней секции	7	14	5	14
в нижней секции	2—3,6	6	10	6
во всей колонне 		9—10,6	20	15	20
Расход энергии в Мдж/кг жидкого продукта	4,5	4,4	8,4	10,6
221
живание влаги и в окружающую среду данные по расходу энергии должны
быть увеличены на 10—30%.
При одновременном получении жидкого азота и жидкого кислорода
количество азотной флегмы, поступающее из ХГМ на орошение колонны,
также достаточно для разделения воздуха на чистые продукты. При получе-
нии кислорода концентрации 99,5% О2 и азота с содержанием 0,5% О2
ректификационная колонна будет иметь сравнительно небольшую высоту
(см. табл. И). Наиболее сложной задачей при создании подобной установки
является разработка системы регулирования, которая обеспечивала бы
поддержание постоянных концентраций продуктов разделения.
Рис. 39. Схема установки с применением
ХГМ для получения жидкого кислорода:
1— компрессор; 2 — регенераторы; 3 — верхняя
колонна; 4 — конденсатор-испаритель; 5 — ниж-
<няя колонна; 6 — холодильная газойая машина;
7 — переохладители флегмы
Если установку для получения
жидкого кислорода строить по той
же схеме, что и для жидкого азота,
то флегмовое числом нижней секции
колонны оказалось бы равным 1,9,
что значительно меньше минималь-
ного. Для возможности получения
жидкого кислорода необходимо уве-
личить тепловую нагрузку змеевика
испарителя, а следовательно, и хо-
лодопроизводительность ХГМ. Этого
можно достигнуть применением спе-
циальной ХГМ с устройством, в кото-
ром происходит испарение жидкого
кислорода за счет тепла сжатия ра-
бочего тела ХГМ при низкой тем-
пературе. Расход энергии по дан-
ной схеме весьма значителен (см.
табл. 11), что объясняется необходи-
мостью увеличения холодопроизво-
дительности ХГМ для компенсации
потерь холода, возникающих при
сжатии газа при низкой температуре.
Установки с флегмовым питанием за счет сжатия воздуха
Установки этого типа могут предназначаться для получения как жидких,
так и газообразных продуктов разделения. Они могут отличаться схемой
разделительного аппарата, давлейием воздуха и способом его очистки, местом
включения ХГМ.
При получении жидкого кислорода воздух может,быть разделен в аппа-
ратах однократной или двукратной (рис. 39) ректификации; от влаги и дву-
окиси углерода воздух очищается в регенераторах (реверсивных теплообмен-
никах) с «петлевым» потоком. «Петлевой» поток с теплого конца регенерато-
ров отбирается лишь в очень малых установках. В более крупных уста-
новках для снижения потерь холода от недорекуперации (см. п. 4), «пет-
левой» поток должен отбираться из средней части этих аппаратов. В ХГМ
пары могут подаваться из различных мест разделительного аппарата (табл. 12).
При включении ХГМ на потоке азота, отбираемого из колонны низкого
давления (Тх = 79° К), повышаются по сравнению с установкой без ХГМ
флегмовые числа во всем разделительном аппарате, что приводит к суще-
ственному уменьшению содержания кислорода в отходящем азоте. При этом
несмотря на уменьшение расхода энергии на сжатие воздуха, расход энергии
на получение кислорода увеличивается вследствие значительного возраста-
ния расхода энергии на получение холода. Последнее связано как с пони-
222
жением температуры конденсации паров в ХГМ, так и с уменьшением ее.
эффективности (термодинамического к. п. д.).
В мелких установках, в которых используется аппарат однократной
ректификации, можно включать ХГМ на потоке кислорода при очень,
малой производительности и на потоке воздуха при более высокой.
В более крупных установках применяют аппарат двукратной ректифи-
кации, что (см. табл. 12) позволяет снизить расход энергии на 13%. В этом
случае целесообразно ХГМ включить на потоке воздуха или азота из колонны
высокого давления.
Таблица 12'
Расчетные параметры установок со сжатием воздуха для получения жидкого кислорода
(у* = 99,5% О2; т|пд = 0,6; Мн р = 5 град', Qo, с = -230 кдж/кмоль п. в.)
Параметры	Разделительный аппарат							
	однократной ректификации р = 0,5 Мн/м2				двукратной ректификации р = 0,6 Мн/м2			
	Азот Т Ю II	г=79° К со II	Кислород Гх = 93° К	Воздух Тх = 96° К	Азот 1 тх = 79° К	Кислород Т = 93° К	Д о96 ’= Х1 1OEV	Воздух Тх = 98° К
Содержание кислорода в отходя- щем азоте в % мол	 Число теоретических тарелок в верхней колонне 	 Расход энергии в Мдж/кг ж. О2: на получение холода » сжатие воздуха » получение кислорода	5 15 4,39 1,33 5,72	3 19 4,32 1,22 5,54	9 17,5 2,92 1,71 4,63	9 17,5 2,74 1,71 4,45	0,5 21 4,03 1,25 5,28	2 21 2,74 1,33 4,07	2 21 2,59 1,33 3,92	3 22 2,50 1,39 3,89
В установках с выводом продукта в жидком виде значительная часть,
холода может быть получена в дополнительной ХГМ при более высокой тем-
пературе, оптимальное значение которой равно 160° К. Применение допол-
нительной ХГМ позволяет снизить расход энергии на 11%, при этом в уста-
новках с аппаратом двукратной ректификации расход энергии составляет
3,45 Мдж/кг ж. О2, т. е. имеет такое же значение, как в наиболее эффектив-
ных крупных современных установках.
С повышением давления подаваемого в установку воздуха повышается
температура его конденсации в ХГМ и уменьшается расход энергии на полу-
чение холода, однако на большую величину возрастает расход энергии на
сжатие воздуха. Это объясняется тем, что при повышенном давлении воздуха
перепад между давлением воздуха на входе в блок разделения и возможным
давлением воздуха на входе в разделительный аппарат (0,5—0,6 Мн/м2)
эффективно не используется, так как в ХГМ конденсируется лишь часть
перерабатываемого воздуха. Таким образом, повышение давления воздуха
приводит к увеличению расхода энергии, связано с усложнением компрес-
сора и аппаратуры для охлаждения и очистки воздуха и является нецелесо-
образным.
Со значительным ростом производительности в установках для получе-
ния жидкого азота, в которых флегмовое питание обеспечивается работой
ХГМ, затрудняется создание теплообменной и ректификационной аппара-
туры. При этом, а также в случае необходимости в длительной рабочей кам-
пании, установки строятся по схеме со сжатием воздуха.
223>
Для получения жидкого азота может быть использована схема с одно-
колонным аппаратом, работающим под давлением 0,4 Мн/м2. При включе-
нии ХГМ на потоке воздуха выход жидкого азота составляет примерно
0,28 кмолъ/кмоль п. в., а расход энергии 3,67 Мдж/кгж. N2. Несмотря на
значительное увеличение количества перерабатываемого воздуха, расход
энергии на получение жидкого азота ниже, чем в установке с подачей воз-
духа под атмосферным давлением, что объясняется повышением уровня ра-
боты ХГМ с 77 до 93° К.
К основным преимуществам воздухоразделительных установок с ХГМ
можно отнести: исключение из системы воздуха высокого давления, а во
многих случаях полное исключение машин для сжатия воздуха; снижение
веса и размеров; простота в обслуживании и возможность создания пол-
ностью автоматизированных установок; возможность снижения расхода
энергии применительно к установкам малой производительности. К недо-
статкам установок с ХГМ относятся: кратковременность рабочей кампании;
трудность создания ХГМ на большие холодопроизводительности; сложность
конструкции ХГМ по сравнению с расширительными машинами, в особен-
ности.по сравнению с турбодетандерами. Поэтому ХГМ могут найти приме-
нение лишь в установках малой и средней производительности. К настоящему
времени созданы ХГМ холодопроизводительностью до 46 кет, на базе кото-
рых могут быть разработаны установки производительностью до 0,11 кг/сек
(400 кг/ч) жидкого кислорода или жидкого азота.
Удельный расход энергии на получение жидкого кислорода и азота
в установках с применением ХГМ может быть меньше, чем в установках дру-
гих типов малой и средней производительности, но больше, чем в крупных
установках. Однако при эффективной работе ХГМ и включении дополни-
тельной ХГМ на промежуточном температурном уровне, установки с ХГМ
могли бы сравняться по удельному расходу энергии с наиболее эфффектив-
ными установками других типов.
При получении жидкого азота установки с ХГМ без сжатия воздуха
могут строиться при производительности до 0,03 кг/сек (100 кг/ч}. При полу-
чении жидкого кислорода установки этого типа отличаются весьма высоким
расходом энергии и могут строиться лишь в специальных случаях при про-
изводительности до 0,0015—0,003 кг/сек (5—10 кг/ч}. В остальных случаях
установки с ХГМ должны строиться по схеме со сжатием воздуха.
ПОЛУЧЕНИЕ ЧИСТОГО ГАЗООБРАЗНОГО АЗОТА
В промышленности используют азот различной чистоты: технический
1-го сорта (с содержанием не более 1% О2), 2-го сорта (с содержанием не
более 2,5% О2) и азот высокой чистоты, в котором в зависимости от назначения
может содержаться от 0,0001 до 0,05% О2.
Построение схемы воздухоразделительной установки зависит от чистоты
азота и от отношения количества потребного чистого азота к количеству
получаемого кислорода Ачист/К, которое может изменяться в широких
пределех.
В качестве технического азота во многих случаях можно использовать
отходящий азот кислородных установок. Если же чистота отходящего азота
недостаточна, то в воздухоразделительную установку следует включать
дополнительное оборудование, обеспечивающее получение чистого азота
при сохранении необходимой чистоты кислорода. Отметим наиболее часто
встречающиеся на практике типы воздухоразделительных установок с полу-
чением чистого азота:
при АЧист1К <0,5 основное назначение установки — производство
кислорода, получение же чистого азота имеет вспомогательное значение; оно
224
может быть организовано на большинстве кислородных установок посред-
ством несложных изменений в их технологической схеме;
при Ачисгп/К 4 требуется максимальное извлечение азота и кислорода
из воздуха, что может быть обеспечено в установках одного высокого или
среднего давления или двух давлений, а также низкого давления с адсорб-
ционной очисткой воздуха;
при Ачисгп/К = 14-2 и значительных абсолютных количествах полу-
чаемых продуктов установки строятся по схеме низкого давления с регене-
раторами (реверсивными теплообменниками);
специальные установки для получения чистого азота, на которых кис-
лород или совершенно не получают, или производят в небольших количе-
ствах.
15. ПОЛУЧЕНИЕ ЧИСТОГО АЗОТА В НЕБОЛЬШИХ КОЛИЧЕСТВАХ
НА УСТАНОВКАХ, ПРЕДНАЗНАЧЕННЫХ ДЛЯ ПРОИЗВОДСТВА КИСЛОРОДА
При небольшой степени извлечения чистого азота (A4UCtn/K < 0,5)
для уменьшения давления воздуха и высоты разделительного аппарата
отбираемый из нижней колонны газообразный азот, содержащий от 0,5 до
6% О2, подвергают разделению под давлением 0,6А4к/ж2 в дополнительной
колонне, флегма в которой образуется вследствие
испарения жидкого кислорода, отбираемого из
верхней колонны. Если чистый азот необходимо
подавать из блока разделения под давлением
0,5—0,6 Мн/м2, то его можно отбирать из допол-
нительной колонны. При этом количество извле-
каемого из воздуха кислорода уменьшается на
величину (0,2—0,3) Ачист. Только при //^^95%О2
и (Д + Ачист) < 0,20 кмоль/кмоль п. в.,
отбор чистого азота под давлением не влияет на
степень извлечения кислорода. Если чистый азот
необходимо отбирать под давлением, близким к
атмосферному, то из указанной дополнительной
колонны отбирают чистую азотную флегму,
которой орошают колонну чистого азота, установ-
ленную над верхней колонной (рис. 40). При этом
азотная флегма из нижней колонны («грязная»
азотная флегма Nsp) подается в место отбора из
верхней колонны отбросного азота («грязного»
азота Лгр).
При больших значениях Ачист/Д применение
дополнительной колонны, работающей под давле-
нием 0,6 Мн/м2, нецелесообразно; ректификация
воздуха до получения азота высокой степени
чистоты происходит в нижней колонне. Значение
Ачист1К. при котором становится целесообразным
тельной колонны, зависит от концентрации чистого
Рис. 40. Схема 'разделитель-
ного аппарата с отбором
читого азота из верхней
колонны при небольшой сте-
пени извлечения:
1 — аппарат двукратной ректи-
фикации; 2 — колонна чистого
азота высокого давления; 3 —
колонна чистого азота низкого
давления (переохладители флег-
мы на схеме опущены)
отказаться от дополни-
азота, а также от кон-
центрации потока «грязной» азотной флегмы. Величина снижения давления
в нижней колонне вследствие применения дополнительной колонны воз-
растает с уменьшением содержания кислорода в чистом азоте и с увели-
чением содержания кислорода в «грязной» азотной флегме. При содержа-
нии кислорода в чистом азоте 0,001% О2 и в «грязной» азотной флегме
5% О2 снижение давления составит 25 кн/м2.
15 П/ред. В. И. Епифановой
225
А
Рис. 41. Схема ап-
парата двукратной
ректификации с от-
бором аргонной
фракции
При расчете процесса ректификации в дополнительной колонне влиянием
аргона можно пренебречь и число тарелок определить по равновесной кри-
вой О2—N2.
В связи с малой степенью извлечения чистого азота в дополнительной
колонне может быть принято большое флегмовое число и при достаточном
числе тарелок получен азот очень высокой степени чистоты. Так, например,
при подаче в дополнительную колонну высокого давления азота с содержа-
нием 2% О2 и при флегмовом числе, равном 2, для получения чистого азота
с содержанием 0,001 % О2 требуется 18 теоретических тарелок.
Менее чистый азот (с содержанием 0,1—0,2% О2) может быть отобран
непосредственно из-под крышки конденсатора аппарата двукратной ректи-
фикации при некотором повышении чистоты азотной флегмы (до содержания
0,3—0,5% О2), подаваемой на верхнюю колонну. Если чистый азот полу-
чают дополнительной ректификацией отходящего из верхней колонны азота,
то азотная флегма подается на верх дополнительной колонны.
16.	УСТАНОВКИ С МАКСИМАЛЬНЫМ ИЗВЛЕЧЕНИЕМ
ЧИСТОГО АЗОТА И КИСЛОРОДА
Как было отмечено в главе III, при получении чистого кислорода(99,5%
О2) отходящий из аппарата двукратной ректификации азот содержит зна-
чительное количество кислорода. Даже при 42 теоретических тарелках в верх-
ней колонне и наличии переохладителей флегмы в отхо-
дящем азоте содержйтся 0,1% О2, т. е. он не может быть
использован в качестве азота высокой чистоты.
Трудность одновременного получения чистых кисло-
рода и азота объясняется тем, что с уменьшением содер-
жания кислорода в азоте содержание аргона в нем
остается почти неизменным и поэтому резко увеличи-
вается содержание аргона на тарелках верхней колонны
и число тарелок в ней.
Для получения азота высокой степени чистоты сле-
дует снизить содержание в нем аргона, что можно достичь
или значительным снижением чистоты получаемого кисло-
рода или отводом из верхней колонны фракции, обога-
щенной аргоном.
Некоторые данные по составу чистого азота при вы-
даче кислорода пониженной чистоты приведены в п. 8 гла-
вы III. Для получения таких продуктов разделения были
построены установки Г-6800 [15], работающие по схеме
двух давлений с предварительным аммиачным охлажде-
нием. Производительность установки 1,5 мЧсек (5400 мЧч.
азота с концентрацией 0,02—0,05% О2 и 0,39 м,Чсек
(1400 мЧч) кислорода с концентрацией 90—92% О2.
Область использования кислорода пониженной чис-
тоты, получаемого на установках малой и средней про-
ограничена. Поэтому в таких установках при выдаче
чистого азота предусматривается отбор из колонны газообразной аргонной
фракции Дрис. 41), содержащей 5—10% аргона и различное количество
кислорода. Вследствие этого не только уменьшается содержание аргона
в отходящем азоте, но и увеличивается флегмовое число в колонне в связи
с понижением количеств получаемых кислорода и азота. Фракцию можно
отбирать как из исчерпывающей, так и из укрепляющей секции колонны,
причем из мест с максимальным содержанием аргона, вследствие чего умень-
шается количество фракции и, следовательно, потери кислорода и азота.
226
изводительности,
Исследования работы аппарата двукратной ректификации с отбором
фракции были выполнены М. Б. Кальмановичем и И. П. Ишкиным на уста-
новке производительностью 0,0083 мЧсек кислорода, имевшей 32 тарелки
в нижней колонне и 52 тарелки в верхней колонне (без переохладителей
флегмы). Фракция отбиралась из исчерпывающей секции. Результаты испы-
таний приведены в табл. 13.
Таблица 13
Результаты опытов на колонне с отбором аргонной фракции
№ режима	№ тарелки ввода кубовой жидкости *	№ тарелки отбора фракции ♦	Концентрация					Количество в фрак- ции в кмоль/кмоль п. в.	Коэффициент извлечения из воздуха в % **	
			получаемого ' кислорода в % О2	отходящего азота в % О2	фракции в %					
					О,	Аг	n2		кисло- рода	азота
I	20	15	99,3	0,02—0,04	76—78,5	5,6—6,5	16—18	0,083	69,6	98,7
II	31	22	99,2	0,02—0,04	51,6—55	5,6—6,3	38,7—40,9	0,078	80,3	96,6
III	31 * От ** См	15 счет т< [. стр.	99,2 арелок 234.	0,1—0,2 снизу вверх I	50,6—56 ю колонне.	5,7—7,4	38—42	0,089	78,2	95,6
Содержание аргона в отходящем азоте было примерно 0,3%, в то время
как при получении чистого кислорода в режимах без отбора фракции эта
величина составляет около 1%. В первом режиме содержание кислорода
во фракции составляло 76—78,5%, поэтому с фракцией терялось большое
количество кислорода, а выход азота из воздуха был весьма высоким. Этот
режим работы колонны целесообразен в том случае, когда требуется мак-
симальное извлечение азота из воздуха. Во втором и третьем режимах содер-
жание кислорода во фракции меньше, а следовательно, меньше потери
кислорода.
Количество фракций и ее состав в сильной степени зависят от концен-
трации продуктов разделения [50]. При получении чистого кислорода (99,5—
99,2% О2) содержание аргона во фракции, отбираемой из исчерпывающей
секции колонны, обычно не превышает 6—8% и для существенного снижения
содержания аргона в отходящем азоте ее количество должно составлять не
менее 0,08 кмоль!кмоль п. в.
Если на данной установке необходимо уменьшить содержание кислорода
в азоте, то это может быть сделано за счет увеличения количества отбираемой
фракции и уменьшения концентрации кислорода. В табл. 14 приведены неко-
торые эксплуатационные данные по установке УАКС-780 [производитель-
ностью 0,14 мЧсек (500 мЧч) азота и 0,021 мЧсек (75 мЧч) кислорода], по-
строенной по схеме среднего давления с детандером. Нижняя колонна этой
установки содержит 24 тарелки, а верхняя 48 тарелок. Кубовая жидкость
вводится на 24-ю тарелку, а аргонная фракция отбирается с 15-й тарелки
верхней колонны (при отсчете тарелок снизу).
При получении чистого кислорода и количестве отбираемой фракции,
равном 0,1 кмоль!кмоль п. в., в отходящем азоте содержится 0,01—0,02% О2
(режим 1). С увеличением отбора фракции и понижением чистоты кислорода
содержание кислорода в азоте уменьшается (режим 2). Однако подобные спо-
собы повышения чистоты азота нецелесообразны, так как, они приводят
к уменьшению выхода продуктов разделения и к сужению области использо-
15*	227
Таблица 14
Некоторые эксплуатационные данные по установке УАКГС-780
№ режима	Режим установки	Количество фракции в кмоль/кмоль п. в.	Содержание кислорода в %		
			в получаемом кислороде	во фракции	в отходящем азоте
1	Нормальный эксплуата- ционный режим	0,1—0,12	99,2—99,6	40—80	0,01—0,02
2	Режим получения азота более высокой чистоты	0,2—0,25	97—98	15—20	0,003—0,005
Рис. 42. Зависимость содержания кислорода в отхо-
дящем азоте у& от концентрации получаемого кис-
лорода yf для установки А-2800:
1 — при отборе фракции в количестве 0,1 кмоль/кмоль
п. в.; 2 — без отбора фракции
вания кислорода. Для получения азота с содержанием кислорода менее
0,01 % О2 следует снабдить установку переохладителями флегмы и увеличить
число тарелок как в нижней, так и в верхней колоннах.
С понижением чистоты получаемого кислорода содержание кислорода во
фракции вначале резко уменьшается, а затем остается примерно постоянным
и равным 15—20%. Постоян-
ство состава фракции опреде-
ляется тем, что при получении
кислорода пониженной чистоты
верхние тарелки исчерпыва-
ющей секции колонны не уча-
ствуют в разделении, а следо-
вательно, состав смесей при
переходе от тарелки к тарелке
не изменяется.
В случае получения чистого
кислорода небольшое изменение
его концентрации (на 0,1 —
0,2% О2) приводит к очень
сильному изменению состава
фракции (на несколько процен-
тов). Поэтому состав фракции
очень чувствителен к измене-
нию режима работы верхней
колонны и этим целесообразно
воспользоваться при регулиро-
вании.
При регулировании работы
верхней колонны установок для
одновременного получения чис-
тых кислорода и азота вначале
устанавливают необходимый
отбор фракции, а затем изменением количества получаемого кислорода
поддерживают заданный состав фракции.
Исследование работы колонны с отбором фракции из укрепляющей сек-
ции колонны было проведено на установке А-2800 производительностью
0,78 м31сек (2800 м3/ч) чистого азота и 0,193 м3!сек (7№м3!ч) кислорода. Уста-
новка построена по схеме двух давлений с предварительным аммиачным
охлаждением. Нижняя колонна этой установки состоит из 24 тарелок, а верх-
няя из 40 тарелок. Кубовая жидкость подается на 16-ю тарелку, а фракция
отбирается с 19-й тарелки (при отсчете тарелок снизу).
228
На рис. 42 наряду с данными, полученными при отборе фракции в коли-
честве 0,1 кмоль!кмоль п. в., нанесены также данные, полученные при работе
установки без отбора фракции. На этом рисунке хорошо видно влияние отбора
фракции на состав продуктов разделения. При получении кислорода с содер-
жанием 98,2% О2 в.режиме без отбора фракции в отходящем азоте содержа-
лось 0,5% О2, а в режиме с отбором фракции 0,004% О2. Значительно мень-
шее влияние оказывает отбор фракции при получении кислорода пониженной
чистоты. Так, например, при концентрации кислорода 95% О2 в отходящем
азоте содержалось: в режиме без отбора фракции 0,0023% О2, а в режиме
с отбором фракции 0,0009% О2.
При отборе фракции из укрепляющей секции верхней колонны содер-
жание кислорода во фракции значительно меньше, чем при отборе ее из исчер-
пывающей секции колонны [50], а следовательно, меньше потери кислорода
с фракцией, но больше потери азота.
Для одновременного получения чистого азота и кислорода в Советском
Союзе по схемам высокого, среднего и двух давлений построены установки
с количеством перерабатываемого воздуха от 0,05 (180 м2!г)	2,1 м*!сек
(7500 м3!ч). Установки различной производительности строятся за рубежом.
Английской фирмой БритишОксиджен построена установка среднего давления
с адсорбционной осушкой и очисткой воздуха и турбодетандером произ-
водительностью 2,26 м2!сек (8150 м3!ч) кислорода (99% О2) и 6,5 м3!сек
(23 300 м*!ч) азота (0,001% О2).
Фирма Мессер (ФРГ) для одновременного получения чистого азота и кис-
лорода строит установки различной производительности по схеме низкого
давления с адсорбционной очисткой воздуха и турбодетандером, установлен-
ным на потоке воздуха, подаваемого в верхнюю колонну. В этих установках
значение Ачист!К = 3,7 при z/f = 99,5% О2 и ух = 0,01% О2.
17.	УСТАНОВКИ НИЗКОГО ДАВЛЕНИЯ С РЕГЕНЕРАТОРАМИ
(РЕВЕРСИВНЫМИ ТЕПЛООБМЕННИКАМИ) ДЛЯ ОДНОВРЕМЕННОГО
ПОЛУЧЕНИЯ КИСЛОРОДА И ЧИСТОГО АЗОТА
Процесс получения чистого азота на этих установках отличается как
способом получения азота в колонне, так и способом его подогрева до нор-
мальной температуры.
Количество получаемого чистого азота определяется возможностью подо-
грева чистых продуктов разделения в змеевиках регенераторов (в реверсивных
теплообменниках) без загрязнения их примесями влаги, двуокиси углерода
и кислорода *. Как показали исследования, максимальное количество чистых
газов составляет примерно 40—50% от количества перерабатываемого воз-
духа (см. главу VI).
В этих условиях значительная часть азота (Агр > 0,3 ч- 0,4 кмоль!кмоль
п. в.) является отбросным, причем условное суммарное содержание кисло-
рода в чистом и в «грязном» азоте примерно равно содержанию кислорода
в отходящем азоте на установках, предназначенных исключительно для полу-
чения кислорода.
Чистый азот может отбираться как из верхней, так и из нижней
колонн.
* Чистые продукты можно подогревать также в отдельно расположенных теплообмен-
никах за счет охлаждения свободного от примесей влаги и двуокиси углерода потока воздуха
или азота, отбираемого с теплого конца регенераторов (см. главу VI, а также главу I тома 2).
229
Установка с отбором чистого азота из верхней колонны
Над верхней колонной аппарата двукратной ректификации VI устанав-
ливается дополнительная колонна VII, в которой происходит очйстка от кис-
лорода части отходящего азота (рис. 43). Другая часть отходящего азота
отводится из колонны в виде потока «грязного» азота, содержащего 1—5% О2.
Из нижней колонны отбираются два потока азотной флегмы: чистая из верх-
ней части и «грязная» из середины колонны. Чистая азотная флегма подается
на верх дополнительной колонны, а «грязная» в место отбора «грязного»
азота.
Рис. 43. Схема установки низкого давления с отбором чистого азота из верхней колонны:
/ _ турбокомпрессор; II —турбодетандер; III — кислородные регенераторы; IV — азотные регене-
раторы; V — вымораживатели двуокиси углерода; VI — аппарат двукратной ректификации; VII —
дополнительная колонна; VIII — переохладитель чистой азотной флегмы; IX — переохладитель кубо-
вой жидкости; X, XI, XII — подогреватели чистого азота «грязного» азота, и кислорода соответственно
Отбор двух потоков азотной флегмы из нижней колонны позволяет при
практически приемлемом числе тарелок в этой колонне подавать на орошение
верхней колонны такое же количество азотной флегмы, как в установках,
вырабатывающих только кислород, и, следовательно, получать такую же высо-
кую степень извлечения кислорода из воздуха, несмотря на большую долю
чистого азота. Количество получаемого чистого азота обычно составляет
0,35—0,4 кмоль/кмоль п. в., при этом флегмовые числа в верхней части ниж-
ней колонны и в дополнительной колонне намного больше минимальных.
При указанной доле чистых продуктов незабиваемость регенераторов
обеспечивается отбором воздуха из их средней части и направлением его в теп-
лообменники-вымораживатели или адсорберы двуокиси углерода. В случае
применения реверсивных пластинчато-ребристых теплообменников до
0,4 кмоль/кмоль п. в. чистого азота может быть выведено при подогреве
«петлевого» потока в специальных каналах холодной зоны этих аппа-
ратов.	1
230
Рис. 44. Зависимость расхода энер-
гии на получение кислорода от
потерь холода в окружающую сре-
ду Qo. с Для схем с отбором чистого
азота из верхней (сплошные линии)
и нижней (пунктирные линии) ко-
лонн при получении:
а — технологического кислорода (95%
О2); б—технического кислорода (99,5%
1 -	2~Ачит^к=
= ’.з;	3 ~ Ачисп'* =	4~
A4ucrrJK 1,9; 5 Ачист %
Зависимость расхода энергии на получение кислорода от потерь холода
в окружающую среду при Ачисгп1К = 1,0 и АчиСт1К = 1,9 приведена на рис. 44.
При построении графика было принято, что недорекуперации по потоку
чистого азота, проходящего по змеевикам регенераторов, составляет 7 град,
а по остальным потокам, проходящим по насадке, 4 град\ сопротивление допол-
нительной колонны 10 кн!м2, число теоретических тарелок в верхней колонне
ниже места отбора «грязного» азота 18 шт. при z/f = 95% О2 и 30 шт. при у\ =
= 99,5% О2, остальные исходные данные
см. п. 5.
Изменение количества чистого азота в
данной схеме приводит лишь к небольшому
увеличению потерь холода от недорекупера-
ции и даже с учетом некоторого повышения
Qo. с вследствие увеличения размеров регене-
раторов и колонны сравнительно мало
влияет на расход энергии (см. рис. 44).
По сравнению с установками, выраба-
тывающими только кислород, в рассматри-
ваемой установке расход энергии, отнесенный
1 кмолю кислорода, вследствие повышения
сопротивления на обратном потоке и потерь
холода увеличивается примерно на 3—7%.
Дополнительный расход энергии, связанный
с получением чистого азота, таким образом,
весьма небольшой. Степень увеличения капи-
тальных затрат в установке ,с получением
чистого азота зависит в основном от типа
применяемой аппаратуры.
По описанной схеме построена установ-
ка типа АКт-16-1 производительностью
2,45 м31сек (8850 м3/ч) технологического
кислорода, содержащего 95 % О2, и 4,45 м31сек
(16 000 м31ч) чистого азота, содержащего
6,002% О2. Предусмотрена также возмож-
ность получения 0,042 м31сек (150 ж3/ч) тех-
нического кислорода, содержащего 99,5% О2.
Отношение Ачист1К для установки составляет
1,83. Отношение потоков, проходящих по насадке, к потоку воздуха для
холодной зоны регенераторов составляет 0,7, а для теплой зоны 0,62. Под-
робное описание установки этого типа см. главу 1 тома 2, а также в ра-
боте [21].
По схеме с отбором чистого азота из верхней колонны строят установки
также зарубежные фирмы.
Установка с отбором чистого азота из нижней колонны
Чистый азот отбирается из-под крышки конденсатора и после подогрева
во встроенных в регенераторы змеевиках петлевого потока направляется
в турбодетандер (рис. 45). Расширенный в турбодетандере азот через переохла-
дитель кубовой жидкости подается в змеевики чистого азота азотных и кисло-
родных регенераторов. Из середины нижней колонны отводится «грязная»
азотная флегма, которая через переохладитель подается на верх верхней
колонны. Отходящий из верхней колонны поток «грязного» азота содержит
2—16% О2.
231
Если количество получаемого на установке чистого азота Ачист меньше
того количества газа Д, которое направляется на турбодетандер для покрытия
холодопотерь, то часть чистого азота после турбодетандера подмешивается
к потоку грязного азота и расход энергии не зависит от Ацист\ при Ацист > Д
часть отбираемого из-под крышки конденсатора азота подается мимо турбоде-
тандера, а расход энергии не зависит от потерь холода в окружающую среду
(см. рис. 44).
При получении технологического кислорода расход энергии по схеме
с отбором чистого азота из нижней колонны практически совпадает с расхо-
Рис. 45. Схема установки низкого давления с отбором чистого азота из
нижней колонны:
/ — турбокомпрессор; II —турбодетандер; /// — кислородные регенераторы; IV—азот-
ные регенераторы; V — аппарат двукратной ректификации; VI — переохладитель
кубовой жидкости; VII — переохладитель «грязной» азотной флегмы; VIII — hqjug-
греватель грязного азота
дом энергии по схеме с отбором чистого азота из верхней колонны при сравни-
тельно малых потерях холода в окружающую среду (Qo. с < 80 4-
100 кдж!кмоль п. в.) и Ачист < 1,3 К. При соблюдении этих условий целе-
сообразно строить установку по схеме с отбором чистого азота из нижней
колонны, так как ректификационная колонна в этой схеме более простая.
При получении технического кислорода чистый азот из нижней колонны
целесообразно отбирать в следующих случаях: при Qo (?<110 4-
130 кдж!кмолъ п. в. и Ачист < 1,3 К и при Qoc < ПО 4-130 кдж/кмоль п. в.
И Ацист Д'
Во всех остальных случаях отбор чистого азота следует производить
из верхней колонны, так как эта схема характеризуется меньшим расходом
энергии.
При доле чистых продуктов 20—30% незабиваемость регенераторов
может быть обеспечена посредством подогрева петлевого потока в холодной
зоне этих аппаратов (см. рис. 45). Этот способ более прост в эксплуатации,
чем способ обеспечения незабиваемости посредством отбора воздуха из сере-
дины регенераторов.
232
По схеме с отбором чистого азота из нижней колонны (см. рис. 45)
в Советском Союзе построена установка типа БР-9 производительностью
4,45 м3!сек (16 000 мЧч) чистого азота и 4,45 мЧсек (16 000 мЧч) кисло-
рода^!].
По этой схеме построены также установки зарубежных фирм.
18.	СПЕЦИАЛЬНЫЕ УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ
ЧИСТОГО ГАЗООБРАЗНОГО АЗОТА
При производстве азота без получения кислорода (или с извлечением
лишь части содержащегося в воздухе кислорода) азот отбирается из нижней
колонны в газообразном виде (из-под крышки конденсатора) и выводится из
блока разделения под давлением 0,3—0,8 Мн!м2 или в жидком виде (из кар-
манов конденсатора) и сжимается с помощью насоса до высокого давления.
Схема установки высокого дав-
ления с детандером и насосом жид-
кого азота изображена на рис. 46
(аппараты для очистки воздуха на
схеме не показаны). Ректификацион-
ная колонна работает под давлением
0,3—0,8 Мн/м*. Количество азота,
которое может быть получено на
установке по условиям ректифика-
ции, составляет 0,35—0,4 кмоль! кмоль
п. в., т. е. в 2 раза больше, чем кис-
лорода. Поэтому количество холода,
получаемого за счет дроссель-эффекта
воздуха высокого давления, может
оказаться недостаточным для ком-
пенсации потерь, и в установку
вводится детандер. Хотя количество
воздуха, которое может быть на-
правлено в детандер, невелико, около
0,2 кмоль!кмоль п. в., холодопроиз-
водительность установки при введе-
Рис. 46. Схема установки высокого давления
с детандером и насосом жидкого азота:
/ — поршневой компрессор; II — предваритель-
ный теплообменник; III — основной теплооб-
менник; IV — поршневой детандер; V — разде-
лительный аппарат; VI—переохладитель жидкого
азота; VII — насос жидкого азота
нии детандера существенно возрас-
тает (примерно на 50%).
При достаточном числе тарелок
в ректификационной колонне на
установке может быть получен азот
практически любой чистоты. Одно-
временно с азотом на установке можно
получить некоторое количество кислорода (при применении соответствую-
щего разделительного аппарата) [50]. Так, например, установка А-30,
построенная по схеме высокого давления и перерабатывающая 0,028 мЧсек
(100 мЧч) воздуха, выдает 0,0083 мЧсек (30 мЧч) чистого азота под давлением
0,6 Мн!м2 и 0,0028—0,0033 мЧсек (10—12 мЧч} кислорода под, давлением
15 Мн!м2.
При получении азота под давлением 0,6—0,8 Мн!м2 (без извлечения
и с ’ незначительной степенью извлечения кислорода) установка может
строиться по схеме низкого давления. Турбодетандер устанавливают на по-
токе обогащенного воздуха, получаемого в результате испарения под давле-
нием 0,3—0,4 Мн!м2 кубовой жидкости в конденсаторе-испарителе. По такой
233
схеме фирма Петрокарбон (Англия) строит установки производительностью
от 0,025 до 0,445 м3!сек (от 90 до 1600 м3/ч) чистого азота с применением адсорб-
ционной очистки воздуха. По схеме низкого давления могут быть созданы
и установки значительно большей производительности с применением реге-
нераторов со встроенными змеевиками (реверсивных пластинчато-ребристых
теплообменников) для подогрева чистого азота, количество которого состав-
ляет 0,33—0,40 кмоль!кмоль п. в. К этому типу относится построенная в Со-
ветском Союзе установка А-8 производительностью 2,2 м3!сек чистого азота
(0,0005% О2) под давлением 0,53 Мн!м2 [59].
ПОЛУЧЕНИЕ СЫРОГО АРГОНА *
В связи с широким применением аргона в ряде отраслей промышленности
непрерывно растут требования, предъявляемые к количеству аргона, а также
к его чистоте. Если вначале производство аргона было организовано на кисло-
родных установках малой и средней производительности, то в настоящее
время аргон получают также на крупных воздухоразделительных установках,
действующих как по схеме двух давлений, так и по схеме одного низкого
давления. Дополнительный расход энергии и капитальные затраты, связан-
ные с производством аргона, невелики, на крупных кислородных установках
может быть получено большое количество сравнительно дешевого аргона.
При разделении воздуха на два компонента — кислород и азот — аргон
распределяется между ними. В случае получения чистого кислорода основ-
ное количество аргона отводится с азотом, содержащим около 1 % Аг. Наобо-
рот, при получении чистого азота (в установках без отбора фракции) основное
количество аргона отводится с кислородом, содержащим в этом случае до 4%
аргона. В связи с малым содержанием аргона в азоте и кислороде дальнейшее
разделение этих продуктов для извлечения аргона нецелесообразно, так как
потребовалось бы большое количество флегмы и громоздкое оборудование.
Аргон из воздуха извлекается при разделении отбираемой из исчерпыва-
ющей секции верхней колонны фракции, содержащей значительное количе-
ство аргона и небольшие примеси азота. Аргонная фракция может быть разде-
лена за счет использования избытка флегмы, имеющегося в аппарате двукрат-
ной ректификации, т. е. без подачи флегмы из какого-либо внешнего источ-
ника. Это сильно упрощает и удешевляет процесс производства аргона.
Коэффициент извлечения аргона из воздуха ** зависит как от количества
флегмы, которое подается на орошение верхней крлонны, так и от количества
флегмы, которое может быть использовано для разделения аргонной фракции.
В воздухоразделительных установках с холодильным циклом высокого или
среднего давления может быть подано достаточное количество флегмы для
разделения фракции и в то же время обеспечено получение азота и кислорода
с небольшими примесями аргона, т. е. может быть получен высокий коэффи-
циент извлечения аргона из воздуха. В установках низкого давления, в кото-
рых часть воздуха вводится в газообразном состоянии в верхнюю колонну,
количество флегмы значительно меньше, а следовательно, меньше и коэффи-
циент извлечения аргона.	|
* Сырым принято называть аргон, выходящий из блока разделения воздуха,;до его очи-
стки от примесей кислорода и азота. Вопросы очистки сырого аргона рассмотрены
в главе II тома 2.
Под коэффициентом извлечения аргона из воздуха понимают отношение количества
аргона, содержащегося в сыром аргоне, к количеству аргона, содержащемуся в перерабаты-
ваемом воздухе.
234
19.	ПОЛУЧЕНИЕ СЫРОГО АРГОНА НА УСТАНОВКАХ
С ХОЛОДИЛЬНЫМ ЦИКЛОМ ВЫСОКОГО И СРЕДНЕГО ДАВЛЕНИЯ
Схема присоединения аргонной колонны
Схемы получения сырого аргона из воздуха отличаются одна от другой
в основном по способу обеспечения флегмой аргонной колонны, т. е. колонны
для разделения аргонной фракции.
Рассмотрение различных способов присоединения аргонной колонны
к аппарату двукратной ректификации [50] показывает, что наиболее целесо-
образной является схема, в которой в конден-
сатор аргонной колонны подается не жидкий
азот, а кубовая жидкость (рис. 47). При
этом количество азотной флегмы, поступаю-
щей в верхнюю колонну, остается таким же,
как и в установках без получения аргона,
а орошение верхней колонны флегмой умень-
шается лишь на участке от места ввода ку-
бовой жидкости до места отбора фракции.
В аргонную колонну подается газооб-
разная фракция, содержащая до 12—15%Аг,
которая разделяется на сырой аргон и
жидкую аргонную фракцию, стекающую
обратно в верхнюю колонну. Аргонная ко-
лонна имеет только укрепляющую секцию,
роль исчерпывающей секции выполняет сек-
ция верхней колонны, расположенная ниже
места отбора фракции.
В конденсатор аргонной колонны кубо-
вая жидкость может подаваться или только
в том количестве, которое там испаряется,
или в большем количестве (в пределе может
быть подано все количество кубовой жидко-
сти). Неиспарившаяся в конденсаторе жид-
кость подается вместе с паром обогащенного
воздуха в среднюю часть верхней колонны,
а на несколько тарелок выше подается в
верхнюю колонну часть кубовой жидкости,
не поступающая в конденсатор аргонной
колонны. Для увеличения количества флег-
мы, подаваемой в верхнюю колонну,, в
схему включают переохладители азотной флегмы и кубовой жидкости.
В установках, действующих по описанной схеме, может быть обеспечено
получение высокого коэффициента извлечения аргона из воздуха и в то же
время получение сырого аргона с малыми примесями кислорода и азота.
Большинство воздухоразделительных аппаратов с извлечением аргона
в Советском Союзе и за рубежом строится по этой схеме.
Рис. 47. Схема . получения сырого
аргона из воздуха с подачей кубо-
вой жидкости в конденсатор аргон-
ной колонны:
1 — аппарат двукратной ректифика-
ции; 2 — аргонная колонна; 3 —пере-
охладитель азотной флегмы; 4 — пере-
охладитель кубовой жидкости (обоз-
начения потоков см. в табл. 15)
Рабочие и равновесные линии верхней колонны при извлечении аргона
На рис. 48 изображены рабочие и равновесные линии в диаграммах х—у
для верхней колонны установки без извлечения аргона, а на рис. 49 — те же
линии для верхней колонны установки с извлечением аргона. Графики по-
строены по результатам расчета процесса ректификации тройной смеси
235
У1)°/омол.О2 70 60 50 40 30 20 10 0 2	4	6	8 Ю 12 у2,%мол. Аг 
рис. 49. Рабочие и равновесные линии в диаграммах х—у кислорода и аргона дця верхней
колонны установки с извлечением аргона:
I—IV — рабочие линии секций верхней колонны (см. рис. 47); а — рабочая линия в диаграмме х— у
для кислорода исчерпывающей секции верхней колонны при работе без извлечения аргона
236
кислород—аргон — азот (см. главу III). Составы и количества продуктов раз-
деления, полученные в результате расчетов, даны в табл. 15. При этом при-
няты одинаковыми: концентрации продуктов разделения из нижней колонны,
содержание кислорода в отходящем азоте и получаемом кислороде, а также
переохлаждение флегмы. Концентрационный напор в нижнем сечении аргон-
ной колонны, т. е. разность между содержанием аргона в жидкой фракции
и содержанием аргона в жидкости, равновесной с газообразной фракцией,
Ах2 = 0,2% Аг. Предполагалось, что все количество кубовой жидкости
подается в конденсатор аргонной колонны. При этом = 0 и секция II
в верхней колонне отсутствует. Для случая подачи в конденсатор аргонной
колонны кубовой жидкости в количестве, которое полностью испаряется
(при этом Re = 0,33 Кмоль!кмоль п. в., Rар = 0,22 кмоль/кмоль п. в. и R™p =
= 0) рабочая линия секции II верхней колонны нанесена на рис. 49 штрих-
пунктирной линией.
Таблица 15
Состав и количество продуктов разделения в воздухоразделительной колонне
Поток	Содержание в % мол.			Количество в кмоль/кмоль п. в.
	кислорода	аргона	азота	
Без получения аргона				
Азотная флегма N	о,1	0,15	99,75	0,45
Кубовая жидкость R . .	38,0	1,57	60,43	0,55
Получаемый кислород К	99,5	0,5	0,0	0,209
Отходящий азот А	ОД	1,04	98,86	0,791
	С получением	: аргона		
Азотная флегма W 		0,1	0,15	99,75	0,45
Кубовая жидкость (общий поток) R	38	1,57	60,43	0,55
Получаемый кислород К	99,5	0,5	0,0	0,2094
Отходящий азот А . . .	0,1	0,17	99,73	0,7835
Газообразная фракция Фг	87,95	12,0	0,0547	0,1793
Жидкая фракция Фж	91,54	8,44	0,0157	0,1722
Сырой аргон * Ар		1,0	98,0	1,0	0,0071
Жидкость из конденсатора аргонной				
колонны R™p	54,5	1,88	43,62	0,274
Пар из конденсатора аргоной колон-				
ны RnAp	24,1	1,28	74,62	0,276
Кубовая жидкость в верхнюю колон-				
ну Re	—	—	—	0,0
* Коэффициент извлечения аргона из воздуха		Р = 0,75.		
Количества продуктов разделения, а также содержание аргона в отхо-
дящем азоте определены из уравнений материального баланса установки.
Количество сырого аргона
Ар = кмоль/кмоль п. в.	(36)
У 2 Р
Количество получаемого кислорода
20,95 — у^ — Ар (уАр — у?)
К =-----------j------------- кмоль/кмоль п. в.	(37)
У\ —У1
237
Количество отходящего азота
А = 1 — К — Ар кмоль/кмоль п. в.
Содержание аргона в отходящем азоте
А	0,93 — 0,930—КУ
У 2 =	д
(38)
(39}
Процесс ректификации в верхней колонне варианта с получением аргона
рассчитывается после определения потоков в аргонной колонне. Число таре-
лок секции I верхней колонны отсчитывается с верхнего сечения колонны
(сверху вниз по колонне), а в секции III с сечения отбора фракции (снизу
вверх по колонне). При этом в области малых содержаний азота графический
расчет проводят в диаграммах х—у для аргона и азота [50]. Расчет на вычис-
лительных машинах изложен в работе [41 ]. Полученные в результате расчета
Таблица 16
Количество теоретических тарелок
в нижней, верхней и аргонной колоннах
Колонна	Без полу- чения аргона	с полу- чением аргона
Нижняя	23	23
Верхняя:		
секция /	23	9,8
» II	19	—
» III	—	12,4
» iv ... .	\ 		19
Всего в верхней колонне	42	41,2
Аргонная	—	54
числа теоретических тарелок в ко-
лоннах приведены в табл. 16.
Рабочая линия секции I верхней
колонны в диаграмме х—у для кис-
лорода в случае получения аргона
является почти такой же, как без-
получения аргона (имеет место очень
небольшое уменьшение количества
поднимающихся паров в связи с отбо-
ром сырого аргона). Ниже места ввода,
кубовой жидкости, в секциях II и III
верхней колонны, при получении
аргона количество флегмы умень-
шается (см. рис. 49). В секции IV
верхней колонны в связи с подачей
жидкой фракции флегмовое число'
сохраняется таким же, как и для
этого участка верхней колонны в
установках без получения аргона.
При Азвлечении аргона содержание его в отходящем азоте уменьшается
в несколько раз, что приводит к приближению рабочей линии в диаграмме
х—у для аргона к кривой равновесия, а следовательно, к резкому уменьше-
нию содержания аргона на тарелках верхней части колонны (см. рис. 49).
В установках без получения аргона кубовая жидкость (см. глав^ III,
п. 8) вводится на тарелку, на которой смешивается с более богатой кислоро-
дом жидкостью (содержащей примерно 50—70% О2), так как при подаче ее
на тарелку с меньшим содержанием кислорода сильно увеличивается содер-
жание аргона и число тарелок в нижней секции верхней колонны.
При получении аргона в связи с малым содержанием его в верхней секции
верхней колонны кубовая жидкость вводится на тарелку, где содержание
кислорода в жидкости очень близко к содержанию кислорода в кубовой жид-
кости. В связи с меньшим содержанием кислорода на тарелках секций II
и III верхней колонны возрастает концентрационный напор по аргону, что
создает условия' для значительного накопления аргона на тарелках этих
частей колонны, а следовательно, и в аргонной фракции. Фракция отбирается
не из зоны максимального содержания аргона, где содержится еще значитель-
ное количество азота, а несколько ниже по колонне, где содержание азота
в несколько раз меньше. Это экспериментальным путем было показано*
И. П. Ишкиным и П. 3. Бурбо.
238
Для рассматриваемого примера (см. табл. 16) общее число теоретических
тарелок в верхней колонне при получении аргона примерно такое же, как
и в колонне без получения аргона. При получении аргона уменьшается число
теоретических тарелок в верхней секции верхней колонны в связи с уменьше-
нием содержания аргона на тарелках и перемещением места ввода кубовой
жидкости, но увеличивается число тарелок в нижних секциях колонны
в связи с уменьшением в них количества флегмы и с увеличением содержания
аргона.
На кислородных установках, не снабженных оборудованием для произ-
водства аргона, обычно не устанавливают столь большого числа тарелок
в верхней колонне, так как это было бы экономически нецелесообразно.
Потери кислорода будут сравнительно небольшими, если в отходящем азоте
будет содержаться и несколько больше кислорода.
Процесс ректификации в аргонной колонне
и состав сырого аргона
Процесс ректификации в аргонной колонне удобно рассчитывать в диа-
граммах х—у &ля аргона и азота (см. приложение XIV). В области больших
содержаний аргона, а также при составе смесей, близких к составу фракции,
расчет следует выполнять в диаграммах большего масштаба, построенных
в указанных областях концентраций. Пример расчета процесса ректифика-
ции в аргонной колонне приведен на рис. 50. Чтобы подчеркнуть характер
изменения концентраций в аргонной колонне, в примере принято большое
содержание N2 в сыром аргоне. На рис. 51 полученные данные представлены
в виде линий ректификации.
Так как разность между теплотой испарения кислорода и теплотой испа-
рения аргона невелика, а содержание N2 обычно не превышает 15—20%,
число тарелок в аргонной колонне можно определять без учета изменения
теплоты испарения смесей по высоте колонны.
Рабочая линия аргонной колонны в диаграмме х—у для кислорода нано-
сится как прямая, проходящая через полюс V2 (х2 = У2 = У2Р) и точку Ф2
с координатами х2 = xf, у2 = yf.
Содержание аргона в жидкой фракции определяется по уравнению-
= (xj) Дх2,	(40)
где (x.f)* — содержание Аг в жидкости, равновесной газообразной фракции.
Содержание Аг в газообразной фракции у2 принимается в исходных данных,
а содержание N2 Уз определяется по уравнению (47).
В диаграмме х—у для азота рабочая линия проводится как луч из полюса
Уз (хз — Уз — Уз Р) под тем же углом к оси х, 4то и рабочая линия в диа-
грамме х—у для аргона.
Флегмовое число в аргонной колонне определяется из соотношения
_ У2Р-У? .
Флр — Ф Ф
У 2 Х2
Количество стекающей по колонне жидкости (жидкой фракции)
^Ар “ ^ж ~
Количество поднимающегося пара (газообразной фракции)
@Ар ~&e — Ар (фЛр 4“ 1).
(41)/
(42)
'(43)
239
Рис. 50. Рабочие и равновесные линии в диаграммах х—у аргона и азота для аргонной колонны (при у&р = 10% О2; у&р = 20% N2;
у&р = 70% Аг; у= 12% Аг и концентрационном напоре в нижнем сечении аргонной колонны Дх? = 0т8% Аг)
Количество кубовой жидкости, поступающей в конденсатор аргонной
колонны (при работе без слива жидкости из конденсатора), определяется по
выражению
ГФ
(44>
Рис. 51. Линии ректификации в аргонной.
колонне:
1 — жидкость; 2 — пар
1Р
(45)
^Ар *ж л тконд 9
1X1 я
где гф — теплота испарения фракции;
М%нд _ изменение энтальпии кубовой жидкости в конденсаторе (значе-
ния гф и Ы%нд определяются в диаграмме х—I для смеси.
O2-N2).
Значение —зависит от степени переохлаждения и состава кубовой
Д/ЛОН
жидкости и обычно изменяется в пределах 1,23—1,27.
При работе конденсатора со сливом
жидкости по заданному значению Ra}
находим по уравнению
Л jK°nd „ &ж
А'Я = ГФ~~Б--------------.
^Ар
Отложив отрезок, соответствующий
&1™нд на диаграмме х—I, определяем
соотношение между количеством отходя-
щего из конденсатора пара и количест-
вом сливаемой из конденсатора жидко-
сти.
Число тарелок при расчете аргон-
ной колонны отсчитываем сверху.
Содержание азота, как наиболее лету-
чего компонента, очень быстро умень-
шается по мере движения от конденса-
тора вниз по колонне и уже через
несколько тарелок рабочая линия в ди-
аграмме х—у для азота вплотную под-
ходит к кривой равновесия.
В дальнейшем содержание азота
в жидкости и в паре на тарелках аргон-
ной колонны практически почти не из-
меняется (очень небольшие изменения
шением содержания аргона на тарелках и, следовательно, некоторого изме-
нения положения равновесных кривых в диаграмме х—у для азота). Поэ-
тому зависимость между содержанием азота в газообразной и жидкой фрак-
циях выражается уравнением
происходят лишь в связи с умень-
=	(46)
где г|) — есть отношение содержания азота в паре к содержанию азота в жидко-
сти, определяемое по равновесной кривой в диаграмме х—у для азота. Почти
для всех случаев, встречающихся в практике, гр = 3,6.
С учетом уравнения (46) при заданном содержании азота в сыром аргоне
Узр содержание азота в газообразной фракции определяется по уравнению
иф — iiA р ^Ар	(47)
^з —Уз фДгр—1)	'
Поскольку на самых верхних тарелках аргонной колонны уменьшение
содержания азота может по абсолютной величине превысить увеличение
16 П/ред. В. И. Епифановой	241
содержания кислорода, то содержание аргона на них может быть больше,
чем в сыром аргоне. Особенно большой максимум на линиях ректификации
аргонной колонны образуется при
Рис. 52. Зависимость числа теоретических
тарелок п и флегмового числа срлР в аргон-
ной колонне от концентрационного на-
пора в нижнем сечении колонны Дх2
= 10% Аг; у^р=95% Аг);, у$р = 0;
содержание аргона в жидкости равновес-
ной фракции [(xf )* = 6,8% Аг)]
значительном содержании азота в сыром
аргоне (см. рис. 51). При этом содер-
жание аргона на тарелках может быть
на 10—20% больше, чем в сыром
аргоне.
Для характеристики работы аргон-
ной колонны следует определить зави-
симости между числом тарелок, флег-
мовым числом и концентрацией про-
д у ктов р а з де л е н и я.
Число теоретических тарелок в
аргонной колонне зависит в основном
от концентрационного напора в нижнем
сечении колонны и от состава сырого
аргона. С уменьшением концентрацион-
ного напора число тарелок вначале
увеличивается очень медленно и только
при очень малом Дх2 начинает быстро
возрастать (рис. 52). Это объясняется
тем, что с уменьшением Дх2 рабочая
линия приближается к кривой равнове-
сия лишь на нижнем участке колонны;
на верхнем же участке колонны, где
имеется наибольшее число тарелок,
положение рабочей линии изменяется
очень мало.
Также сравнительно мало изменяется положение рабочей линии в верх-
ней части колонны и при изменении состава фракции. Поэтому при постоян-
ном концентрационном напоре в нижнем сечении и постоянном составе сырого
аргона число тарелок в колонне
мало зависит от состава фракции.
Целесообразно за счет небольшого
увеличения числа тарелок иметь
меньшее количество флегмы в
аргонной колонне, а следователь-
но, большее количество флегмы
в секциях II и III верхней ко-
лонны. Ориентируясь на характер
графика, представленного на
рис. 52, мы можем принять кон-
центрационный напор в нижнем
сечении аргонной колонны равным
0,2—0,3% Аг. Меньшее значение
концентрационного напора не при-
вело бы к существенному умень-
шению флегмового числа, а боль-
шее значение дало бы лишь отно-
сительно небольшое снижение
Рис. 53. Зависимость числа теоретических таре-
лок п и количества флегмы Ьдр в аргонной ко-
лонне от состава сырого аргона (г/^ = 10% Аг;
Дх2 = 0,2% Аг; у£р = 0; 0 = 0,75)
числа тарелок в колонне.
Зависимость числа теоретических тарелок в аргонной колонне от состава
сырого аргона представлена на рис. 53. В связи с очень малой разностью рав-
новесных составов пара и жидкости в области малых содержаний кислорода
242
числа в аргонной колонне фдр от
содержания аргона во фракции
(У2Р = 95%Аг; Дх2=0-2% Аг)'
число тарелок увеличивается особенно сильно. Так, при изменении содержа-
ния кислорода в сыром аргоне с 10 до 2% число тарелок увеличивается с 27'
до 46, а при изменении содержания кислорода с 2 до 0,5% число тарелок
повышается до 63.
При проектировании аргонных колонн содержание кислорода в ,сыром
аргоне следует выбирать на основе технико-экономических расчетов в зависи-
мости от способа его дальнейшей очистки. В случае применения каталитиче-
ской водородной очистки сырого аргона от кислорода (см. главу II тома 2)
целесообразно получать сцрой аргон с содержанием не более 1,0—2,0% О2,
чему соответствует 55—46 теоретических тарелок в аргонной колонне.
При выборе числа тарелок в аргонной колонне следует учитывать, что*
с увеличением числа тарелок возрастает высота здания кислородного цеха,
поскольку она определяется высотой аргон-
ной колонны. Кроме того, с увеличением
числа тарелок в аргонной колонне умень-
шается давление конденсации сырого аргона,
а следовательно, и разность температур
в конденсаторе.
Принципиально возможно получение
аргона с очень малыми примесями кисло-
рода и посредством ректификации (см.
рис. 53), т. е. без дальнейшей химической
очистки. Однако для этого потребовалось
бы установить очень большое число таре-
лок в аргонной колонне: например, для
получения аргона с 0,001 % О2 требуется—140
теоретических тарелок.
При наличии, примесей азота в кисло-
родно-аргонных смесях возрастает разность
концентрационных напоров по кислороду и число тарелок в колонне умень-
шается по сравнению с данными рис. 53 (при отсчете по этому графику по*
содержанию кислорода в сыром аргоне). Однако в связи с тем, что уже
начиная с третьей и четвертой тарелок (при отсчете сверху) содержание
азота в смесях очень мало, уменьшение числа тарелок оказывается сравни-
тельно небольшим, и рис. 53 можно практически пользоваться и при нали-
чии азота в сыром аргоне.
Флегмовое число в аргонной колонне очень сильно зависит от состава
фракции. Например (рис. 54), при увеличении содержания аргона с 8 до 12%
флегмовое число в аргонной колонне уменьшается с 35,9 до 23,4, т. е. в 1,5
раза.
При постоянном содержании аргона во фракции наличие азота мало<
влияет на изменение флегмового числа. Однако увеличение содержания
азота при постоянном содержании кислорода во фракции приводит к увеличе-
нию флегмового числа. Для уменьшения количества флегмы, стекающей
по аргонной колонне, следует стремиться к получению фракции с максималь-
ным содержанием аргона.
Количество флегмы, стекающей по аргонной колонне, зависит не только
от флегмового числа, но и от коэффициента извлечения аргона и состава
сырого аргона:
т °>930
^Ар — Флр Ар	(48)
ИЛИ	^2
^Ар
_ 0,930	/,
ф ф \ 1
У<2 ~Х2 \
Ф \
Уч \
иАр / ’
Уч '
(49)
243
16*
Последние уравнения получены сочетанием выражений (36), (41) и (42).
Количество флегмы в области высоких значений у^р сравнительно мало зави-
сит от состава сырого аргона (см. рис. 53). Так, при повышении ytp с 90 до
98% Аг Ьдр увеличивается с 0,207 до 0,209, т. е. только на 1 %. Также мало при
этом изменяется и тепловая нагрузка конденсатора аргонной колонны и, сле-
довательно, количество пара обогащенного воздуха, подаваемого из конден-
сатора в верхнюю колонну. Поэтому при достаточных числе тарелок в аргон-
ной колонне и поверхности конденсатора этой колонны повышение концен-
трации сырого аргона не приводит к существенному уменьшению коэффи-
циента извлечения аргона из воздуха.
При постоянном составе фракции повышение чистоты сырого аргона
может происходить только вследствие уменьшения содержания в нем кисло-
рода. Количество же азота в сыром аргоне практически полностью опреде-
ляется содержанием азота во фракции [см. уравнение (47)].
Температурный напор в конденсаторе аргонной колонны зависит от дав-
лений и состава конденсирующегося сырого аргона и кипящей жидкости.
Давление сырого аргона в конденсаторе и давление кипящей жидкости
взаимно связаны между собой, разность между этими давлениями в основном
определяется разностью между сопротивлением секцци III верхней колонны
и сопротивлением аргонной колонны. Чем больше число тарелок в аргонной
колонне по сравнению с числом тарелок в секции III верхней колонны, тем
меньше температурный напор в конденсаторе. Состав кипящей в конденсаторе
жидкости определяют в диаграммах х—у для кислорода и аргона (так же,
как и состав кубовой жидкости после дросселирования, см. главу III, п. 6)
в зависимости от состава кубовой жидкости и доли жидкости, сливаемой из
конденсатора. Для конденсаторов с кипением в межтрубном пространстве,
обычно устанавливаемых на аргонных колоннах, может быть практически
принято, что кипящая жидкость, а также сливаемая из конденсатора жид-
кость находятся в.равновесии с выходящим из конденсатора паром.
Температуру кипения жидкости в зависимости от ее состава и давления
определяют по диаграмме Т—у для смеси кислород—азот (приложение VIII).
Поправка на содержание аргона может быть найдена по диаграмме равно-
весия тройной смеси (см. п. 2 главы III). С достаточной точностью она
.	v ( дТ \
для всех практических случаев может быть принята равной ( х =
= 0,12 град!% Аг.
С увеличением доли сливаемой жидкости уменьшается содержание
кислорода в кипящей жидкости, и, следовательно, температура ее кипения.
Так, при среднем давлении кипения р = 0,132 Мн/м2 и содержании кисло-
рода в кубовой жидкости Xi = 38% О2 температура кипения равна 86,8° К
при работе без слива жидкости и 84,6° К при подаче всей кубовой жидкости
в конденсатор аргонной колонны.
При сливе жидкости из конденсатора уменьшается количество кубовой
жидкости, подаваемой непосредственно в верхнюю колонну, и концентрацион-
ные напоры на среднем,участке этой колонны. Уменьшение количества флегмы
следует в этом случае компенсировать увеличением числа тарелок в верхней
колонне. Так как в связи со значительными концентрационными напорами
в месте ввода кубовой жидкости (см. рис. 49) различие в числе тарелок для
обоих случаев невелико, в особенности для установок газообразного кисло-
рода, можно с целью уменьшения размеров конденсатора при проектировании
аппаратуры предусматривать слив из конденсатора значительного количества
жидкости.
244
Температура конденсации сырого аргона может быть определена по диа-
грамме Т—у для смеси кислород—аргон (см. приложение IX) с введением
поправки на содержание азота по диаграмме х—Т для тройной смеси [50].
С увеличением содержания азота в сыром аргоне температура его конден-
сации сильно уменьшается: изменению содержания азота на 1% соот-
ветствует изменение температуры на 0,07 град.
На практике в воздухоразделительных установках с извлечением аргона
(см. главу I тома 2) устанавливается до 50—60 тарелок в аргонной колонне
и до 15—20 тарелок в секции III верхней колонны. При этом среднее давление
кипения жидкости в конденсаторе составляет 0,132 7Ин/ж2, а давление конден-
сации сырого аргона 0,116 Мн1м?. При указанных условиях и получении
сырого аргона с малым (до 5%) содержанием кислорода и незначительными
примесями азота температура конденсации сырого аргона равна 88,6° К,
а температурный напор в конденсаторе аргонной колонны равен: при работе
без слива жидкости — 1,8 град, а в случае работы с подачей всего количества
кубовой жидкости в конденсатор аргонной колонны — 4 град.
При наличии в сыром аргоне примесей азота температурный напор в кон-
денсаторе существенно сокращается. Так как температурный напор в 1,8 град
близок к минимальному значению, при котором еще обеспечивается доста-
точно эффективная работа конденсатора (см. главу V), в случае работы без
слива жидкости недопустимо значительное содержание азота в сыром аргоне.
В установках со сливом жидкости и достаточно большой поверхности конден-
сатора аргонная колонна может работать и при значительных содержаниях
азота в сыром аргоне (до —30%).
Состав аргонной фракции и коэффициент извлечения
аргона из воздуха
Содержание аргона во фракции (при допустимом содержании азота)
зависит в основном от концентрации получаемого кислорода и от числа таре-
лок в части верхней колонны, расположенной ниже места отбора фракции
(в секции IV). Такая зависимость приведена на рис. 55 для флегмового числа
<Piv = 3,63, обычного в колонне двукратной ректификации с переохлади-
телями флегмы при содержании кислорода в отходящем азоте У\ = 0,2%.
Содержание азота во фракции при построении графика принято равным нулю.
Содержание Аг во фракции тем больше, чем больше число тарелок в секции
IV верхней колонны и чем ниже концентрация получаемого кислорода.
Однако при низкой концентрации получаемого кислорода с ним уходит зна-
чительное количество аргона. Кроме того, во многих случаях концентрация
получаемого кислорода определяется требованиями потребителя. Поэтому
для получения богатой по аргону фракции следует установить большое число
тарелок в нижней секции IV верхней колонны. При постоянном числе тарелок
в ней с увеличением содержания аргона во фракции понижается концентра-
ция получаемого кислорода (см. рис. 55).
Содержание азота во фракции зависит от эффективности его отделения
ют кислородно-аргонной смеси в секции колонны, расположенной выше отбора
фракции. В этой секции колонны по мере движения пара снизу вверх по ко-
лонне в нем постепенно увеличивается содержание азота от нескольких сотых
или десятых долей процента до нескольких десятков процентов. Содержа-
ние же аргона вначале возрастает (при малых содержаниях азота), а затем
уменьшается (см., рис. 49). Максимальное содержание аргона на тарелках и
и число тарелок в секции III верхней колонны увеличиваются с уменьшением
.содержания азота во фракции. То же происходит и при повышении содержа-
ния аргона во фракции.
245
Таким образом, для получения фракции с большим содержанием аргона
и малым азота необходимо иметь значительное число тарелок в секции III
верхней колонны. При постоянном числе тарелок в этой секции с увеличением
содержания аргона во фракции будет возрастать и содержание азота.
Коэффициент извлечения аргона из воздуха определяется в основном
числом тарелок в верхней колонне. Флегмовые числа во всех частях верхней
колонны являются достаточными (см. рис. 49) и при большом числе тарелок
азот и кислород могут быть получены с малым содержанием аргона, т. е.
Рис. 55. Зависимость числа теоретических тарелок в секции IV верхней колонны гцу (при
у? = const) и концентрации получаемого кислорода (при nJV = const) от состава фрак-
ции yf мол. % Аг (z/f мол. % О2)
потери аргона могут быть сведены к минимуму. Для условий, принятых на
рис. 49, число теоретических тарелок в верхней колонне равно 41 шт. и коэф-
фициент извлечения аргона р = 0,75.
Так как потребности народного хозяйства в аргоне могут быть удовлетво-
рены и при меньшем коэффициенте извлечения аргона из воздуха, то часто
ограничиваются меньшим числом тарелок в верхней колонне. Так, коэффи-
циент извлечения аргона порядка 0,55 может быть обеспечен при 23 теорети-
ческих тарелках в верхней колонне.
При проектировании установки следует определить оптимальное распре-
деление тарелок по секциям колонны, а также оптимальные концентрации
промежуточных и конечных продуктов разделения. Из экспериментальных
данных следует, что потери аргона с кислородом и азотом должны быть при-
мерно равны между собой; Это значит, например, что при коэффициенте извле-
чения аргона 0,75—0,8 потери с кислородом должны составлять — 10%, т. е.
в кислороде должно содержаться —0,5% Аг и —99,5% О2. При коэффициенте
извлечения 0,55—0,6 оптимальная концентрация кислорода близка к 99% О2.
В случае необходимости получения при сравнительно небольшом числе таре-
246
лок в верхней колонне более чистого кислорода коэффициент извлечения ар-
гона будет меньше, поскольку при этом резко сократится содержание аргона
во фракции.
При коэффициенте извлечения аргона из воздуха 0,75—0,8 содержание
аргона во фракции следует принимать у® = 12-4-14%, а содержание кисло-
рода в отходящем азоте yf = 0,14-0,2%. При коэффициенте извлечения
0,55—0,6 соответствующие параметры можно принимать в пределах 8—10%
Аг и 0,3—0,4% О2.
В расчетах следует задаваться небольшим содержанием азота в сыром
аргоне (не более —2%), а следовательно, и во фракции, что приводит к уста-
новке значительного числа тарелок в секции III верхней колонны. При боль-
шом содержании азота во фракции значительные изменения режима работы
верхней колонны приводят к существенным изменениям содержания азота
в сыром аргоне, а следовательно, и температуры его конденсации, что может
вызвать нарушение режима работы аргонной колонны. Кроме того, при значи-
тельном содержании азота в сыром , аргоне осложняется его последующая
очистка.
Регулирование воздухоразделительных колонн
с извлечением аргона
При регулировании воздухоразделительных колонн с извлечением
аргона следует стремиться к обеспечению на данной установке максималь-
ного коэффициента извлечения аргона и получению сырого аргона с неболь-
шими примесями кислорода и азота.
Кроме обычных для воздухоразделительных колонн параметров, при
регулировании процесса в установках с получением сырого аргона необхо-
димо поддерживать постоянными состав фракции, тепловую нагрузку кон-
денсатора аргонной колонны и содержание кислорода в сыром аргоне. Состав
фракции регулируют изменением количества отбираемого кислорода, причем
уменьшение количества отбираемого кислорода приводит к увеличению
содержания кислорода, а следовательно, к снижению содержания аргона
в кислороде и во фракции.
Тепловая нагрузка конденсатора аргонной колонны может быть повы-
шена увеличением уровня жидкости в конденсаторе или уменьшением темпе-
ратуры ее кипения. Для повышения уровня жидкости в конденсаторе следует
увеличить количество подаваемой в конденсатор жидкости или уменьшить
слив жидкости из конденсатора, если таковой производится. Температуру
кипения жидкости можно понизить, увеличивая количество жидкости, сли-
ваемой из конденсатора, при этом для поддержания постоянного уровня сле-
дует увеличить подачу жидкости fe конденсатор. Следует стремиться к тому,
чтобы уровень жидкости в конденсаторе был высоким, поскольку при этом
большее количество кубовой жидкости подается непосредственно в верхнюю
колонну.
О величине тепловой нагрузки конденсатора судят по количеству пара
обогащенного воздуха, отходящего из конденсатора. Для правильного изме-
рения количества пара между конденсатором и диафрагмой должен быть уста-
новлен отделитель жидкости [50].
Содержание кислорода в сыром аргоне регулируют изменением количе-
ства отбираемого аргона, причем уменьшение отбора сырого аргона приводит
к снижению содержания в нем кислорода. При малом содержании кислорода
в сыром аргоне (менее 5%) для регулирования его концентрации удобно
пользоваться показаниями газоанализатора, которым определяется содер-
жание кислорода в паре на одной из тарелок среднего участка аргонной
247
колонны. При изменении количества отбираемого сырого аргона концентрации,
на этих тарелках в связи с большими концентрационными напорами будут
меняться во много раз больше, чем в сыром аргоне.
Уменьшение содержания кислорода в сыром аргоне почти не влияет
на коэффициент извлечения аргона из воздуха, если концентрационный
напор в нижнем сечении аргонной колонны остается неизменным, например
близким к нулю (при наличии запаса в числе тарелок аргонной колонны).
При этом содержание кислорода в паре, например, на пятой тарелке (при
отсчете снизу) аргонной колонны будет почти равно содержанию кислорода
в газообразной аргонной фракции [43]. Если же в процессе регулирования
разность этих составов начинает заметно возрастать, то это значит, что с пони-
жением содержания кислорода в сыром аргоне увеличивается концентрацион-
ный напор в нижнем сечении аргонной колонны, и, следовательно, сущест-
венно уменьшается коэффициент извлечения аргона из воздуха.
Состав фракции, тепловая нагрузка конденсатора и содержание кисло-
рода в сыром аргоне в очень сильной степени связаны между собой. Изменение
какого-либо из этих параметров приводит к изменению двух других параме-
тров.
Оптимальный состав фракции, а также оптимальная тепловая нагрузка
конденсатора, при которых обеспечивается получение максимального коэф-
фициента извлечения аргона из воздуха, определяется на основании предва-
рительных испытаний установки. Затем эти параметры поддерживаются в за-
данных пределах. Следует стремиться к получению фракции с максимальным
содержанием аргона, однако при этом следует учесть, что с увеличением содер-
жания аргона во фракции увеличивается также и содержание в ней азота.
В случае уменьшения содержания аргона во фракции, т. е. увеличения
содержания кислорода, увеличивается содержание кислорода и понижается
содержание азота в сыром аргоне. Вследствие повышения температуры кон-
денсации несколько возрастает тепловая нагрузка конденсатора (при отсут-
ствии слива жидкости из конденсатора уменьшается только уровень жидкости
в конденсаторе).
Если уменьшается содержание кислорода во фракции, то явления проис-
ходят в обратном порядке. При этом содержание азота в сыром аргоне может
стать столь значительным, что нормальная работа аргонной колонны нару-
шается. Резко снижается тепловая нагрузка конденсатора, количество флегмы,,
стекающей по аргонной колонне, и содержание аргона в сыром аргоне. Насту-
пает так называемый режим «заазочивания» аргонной колонны, для выхода
из которого следует увеличить содержание кислорода во фракции.
Поскольку между составом фракции и тепловой нагрузкой конденсатора
существует такая зависимость, режим работы аргонной колонны можно,
поддерживать, ориентируясь на расход пара из конденсатора аргонной ко-
лонны. Повышение (по сравнению с нормальной) тепловой нагрузки конден-
сатора также вызывает увеличение содержания азота в сыром аргоне вслед-
ствие уменьшения количества флегмы, подаваемой в верхнюю колонну.
Регулирование режима работы воздухоразделительных колонн с извле-
чением аргона следует выполнять со значительно более высокой точностью,
чем регулирование колонн без получения аргона. Если при эксплуатации
установок без извлечения аргона небольшие изменения режима, приводящие,
например, к изменению состава продуктов разделения на 0,1—0,2%, влекут
за собой лишь небольшие потери продукта, то такие же изменения при полу-
чении аргона могут вызвать нарушение нормального технологического
режима установки.
Состав фракции значительно более чувствителен к изменениям в соотно-
шениях потоков, проходящих по колонне, чем состав продуктов разделения..
248
Изменения в составе кислорода на 0,2% (при п = const) вызывают изменения
в составе фракции на 2—3% (см. рис. 55). Такие отклонения в составе фрак-
ции могут вызвать или «заазочивание» аргонной колонны, или значительное
загрязнение сырого аргона кислородом. Чтобы при малых отклонениях в со-
ставе фракции избежать «заазочивания», можно все время работать с соста-
вами фракции, менее богатыми по аргону. Однако при этом существенно
уменьшится коэффициент извлечения аргона из воздуха.
Изменения в режиме работы установки, влекущие за собой колебания
в составе фракции, могут вызываться изменениями количества перерабаты-
ваемого воздуха, потерь холода, сопротивлений отдельных аппаратов и вен-
тилей и других параметров, а также действиями, связанными с переключе-
нием периодически работающих аппаратов и с регулированием различных
параметров установки. Следует при этом отметить, что воздухоразделитель-
ная установка более устойчиво работает при высоком уровне жидкости
в основном конденсаторе.
Очень важное значение для устойчивой работы разделительного аппа-
рата имеет обеспечение правильного гидравлического режима в ректифика-
ционных колоннах и коммуникациях. Необходимо тщательное изготовление
колонн, Коммуникации, в которые, наряду с паром, может попадать и жид-
кость (например, линия аргонной фракции, линия обогащенного воздуха
из конденсатора аргонной колонны и др.), должны быть проведены таким
образом, чтобы избежать образования в них гидравлических затворов.
Особенно значительные колебания в составе фракции могут наблюдаться
в установках с регенераторами вследствие различного сопротивления отдель-
ных регенераторов и колебаний потоков при их переключении. При эксплуа-
тации таких установок сопротивление каждого из регенераторов данной пары
должно быть одинаковым, в противном случае состав фракции, а также рас-
ход сырого аргона будут изменяться в зависимости от того, по какому из
регенераторов проходит обратный поток.
В момент переключения азотных регенераторов сильно снижается ско-
рость паров, изменяется режим стекания жидкости по тарелкам и нарушаются
флегмовые отношения в колонне, содержание кислорода на тарелках умень-
шается, а содержание азота увеличивается. Вследствие этого понижается
эффективность работы колонны [43].
Поскольку содержание азота во фракции при этом также увеличивается,
в установках с регенераторами поддерживают, как правило, большее содержа-
ние кислорода во фракции. Следует, по возможности, сокращать время, необ-
ходимое для переключения регенераторов, а также принимать при конструи-
ровании колонн более высокие скорости пара в верхней колонне и достаточно
большое число тарелок в секции III верхней колонны.
На основании проведенных исследований [43] можно считать, что при
наличии в установке двух пар азотных регенераторов (со сдвигом по времени
переключения) их- переключение не будет существенно влиять на процесс
ректификации. В установке с одной парой азотных регенераторов можно
значительно улучшить процесс ректификации, если обеспечить в момент их
переключения сброс в окружающую среду даже сравнительно небольшого
количества отходящего азота.
Показатели промышленных установок с извлечением аргона
В табл. 17 приведены показатели работы воздухоразделительных аппара-
тов с получением сырого аргона нескольких промышленных установок.
Установки Г-540-Ар [50] и КЖ-1Ар являются установками жидкого кисло-
рода, работающими по схеме высокого давления с поршневым детандером
249
Таблица 17
Показатели воздухоразделительных аппаратов с извлечением сырого аргона
		Типы установок		
Характеристика	Г-540-Ар*	КТ-1000-Ар	КТ-3600-Ар	Американ- ская уста- новка с кас- кадным циклом
Количество перерабатываемого воз- духа в м3!сек (м3/ч) Число тарелок в шт. в верхней ко- лонне . . в том числе: в секции / »	»	II . »	»	III »	»	IV В нижней	колонне В аргонной колонне		 Содержание кислорода в % мол.: в получаемом кислороде » отходящем азоте » азотной флегме во фракции в сыром аргоне . . Содержание азота в % мол. в сыром аргоне 	 Количество сырого аргона в м3!сек (м3/ч) Коэффициент извлечения аргона из воздуха * Установка КЖ1-Ар, перерабат) такой же схеме, как и установка Г-540-2 фициент извлечения аргона на ней сост,	0,78 (2800) 48 17 0 12 19 24 60 99,4 0,2 0,5 88—89 0,5—1,0 4—8 0,0058— 0,0064 (21—23) 0,75—0,80 ывающая 1,85 . ^.р, но в связи с авляет ~0,65.	1,3—1,4 (4700—5000) 46. 14 4 11 17 24 46 99,1 0,3—0,4 0,6—6,8 91—92 8—10 8 0,009—0,01 (32—36) 0,62—0,64 м,*1сек (6700 ле3 : меньшей эффе	5,6—6,1 (20 000— 22 000) 48 14 2 18 14 24 58 98,6—98,8 0,4 0,4—0,6 91—92 3—8 3-6 0,028—0,036 (100—130) 0,5—0,55 /ч) воздуха, п< ктивностью тар	—1,0 80 20 47 99,5 v 0,1 85 5 0,0083 (80) До 0,9 □строена по •елок коэф-
(см. п. 11). Количество азотной флегмы, орошающее верхнюю колонну, на
установках жидкого кислорода меньше, чем на установках газообразного
кислорода, однако оно достаточно для получения отходящего азота с малыми
примесями аргона.
Состав фракции на установках Г-540-Ар и Кж-1-Ар регулируют измене-
нием количества газообразного кислорода, который отбирается из установки.
Коэффициент извлечения аргона на установке Г-150-Ар составляет 0,75—0,8
при 48 тарелках в верхней колонне. Это объясняется высоким коэффициен-
том эффективности ректификационных тарелок, который, как показывают
расчеты, близок к 1,0. Большое число тарелок в аргонной колонне (60 шт.)
позволяет получать сырой аргон с малым содержанием кислорода (0,5—1%)
без снижения коэффициента извлечения аргона (коэффициент эффективности
тарелок аргонной колонны также близок к 1,0).
Установка КТ-1000-Ар [50], вырабатывающая газообразный кислород,
построена по схеме двух давлений с регенераторами и поршневым детандером
(см. п. 2). Число тарелок в верхней колонне этой установки примерно такое же,
как и в установке Г-540-Ар, однако коэффициент извлечения аргона состав-
ляет всего 0,62-^0,64. Более низкий коэффициент извлечения аргона в этой
250
установке объясняется меньшей эффективностью тарелок верхней колонны,
причем значительное ухудшение процесса ректификации происходит вслед-
ствие колебаний потоков при переключениях регенераторов. Как показы-
вают расчеты, средний коэффициент эффективности тарелок верхней колонны
установки КТ-ЮОО-Ар составляет 0,7.
Установка КТ-3600-Ар [51 ] работает по схеме двух давлений с регенера-
торами, предварительным аммиачным охлаждением и поршневым детандером
(см. п. 2). Доля воздуха высокого давления составляет около 10%. При нали-
чии 48 тарелок в верхней колонне коэффициент извлечения аргона равен
0,5—0,55, т. е. ниже, чем на установке КТ-Ю00-Ар. Это связано как с более
низкой эффективностью тарелок верхней колонны, так и с тем обстоятельст-
вом, что на установке КТ-3600-Ар одновременно с аргоном вырабатывается
криптон. Для создания же флегмы в криптоновой колонне используется часть
кубовой жидкости и, следовательно, количество флегмы в аргонной колонне
уменьшается. Коэффициент эффективности тарелок верхней колонны уста-
новки КТ-3600-Ар составляет в среднем 0,5.
Как показали испытания, тарелки аргонной колонны установки
КТ-3600-Ар работают весьма эффективно (с коэффициентом эффективности 1,0)
и на этой колонне может быть получен сырой аргон с содержанием не более
2% О2 без существенного изменения коэффициента извлечения аргона.
Американская установка фирмы Эйр Продакте [15] работает с каскад-
ным холодильным циклом, из которого жидкий азот (в количестве примерно
0,02—0,03 кмоль!кмоль п. в.) подается в верхнюю колонну. Подача дополни-
тельной азотной флегмы несколько улучшает процесс ректификации, однако
высокий коэффициент извлечения аргона из воздуха (до 0,9), а также малое
содержание азота в сыром аргоне объясняется -главным образом большим чис-
лом тарелок в верхней колонне этой установки (80 шт.).
Установки Г-540-Ар, КЖ-1 Ар, КТ-1000-Ар и КТ-3600-Ар были созданы
путем реконструкции аналогичных установок без получения аргона, что огра-
ничило возможности резкого увеличения числа тарелок. В установках Г-540,
КЖ-1 и КТ-1000 были добавлены аргонные колонны и увеличено число таре-
лок в верхней колонне с 36 до 46—48, а в установке КТ-3600, кроме того,
изменен холодильный цикл.
В установках Г-540-Ар, КЖ-1-Ар и КТ-1000-Ар дополнительные потери
холода в окружающую среду, возникающие при производстве сырого аргона,
компенсируются увеличением давления воздуха высокого давления. Если,
однако,, у честь, что при этом повышается выход кислорода *, то дополнитель-
ный расход энергии, связанный с производством сырого аргона, на этих уста-
новках очень невелик (примерно 2—3%).
В установке КТ-3600 без производства аргона часть холода получается
расширением в турбодетандере азота, отбираемого из-под крышки конденса-
тора (см. п. 3). Установка выдает кислород концентрации 98% О2 при содер-
жании кислорода в отходящем азоте, равном 1,5%.
В установке с производством аргона для подачи нормальнрго количе-
ства флегмы в верхнюю колонну турбодетандер исключен, увеличено количе-
ство воздуха высокого давления с 0,04—0,05 до 0,09—0,10 кмоль!кмоль п. в.
и установлен поршневой детандер на потоке воздуха высокого давления, отби-
раемого после аммиачного охлаждения. При этом выход кислорода из уста-
новки в результате уменьшения содержания кислорода в отходящем азоте
увеличился примерно на 4—5%. В результате, расход энергии, отнесенный
к 1 кмолю получаемого кислорода, увеличился в установке на 5—6%. Когда
* В установках Г-540-Ар и КЖ-1 Ар получается дополнительное количество газообраз-
ного кислорода.
251
потребителю можно выдавать кислород более низкой концентрации, напри-
мер с содержанием 95% О2, на установке КТ-3600 без извлечения аргона
можно значительно увеличить выход кислорода. При этом дополнительный
расход энергии, связанный с производством сырого аргона, повышается.
Возрастание расхода энергии при производстве аргона компенсируется,
конечно, тем, что из установки выдается такой ценный продукт, как аргон.
При производстве аргона стоимость кислорода поэтому не только не повы-
шается, но даже значительно уменьшается [5].
20.	ПОЛУЧЕНИЕ СЫРОГО АРГОНА НА УСТАНОВКАХ
НИЗКОГО ДАВЛЕНИЯ
Крупные установки для получения газообразного кислорода строятся
преимущественно по схеме низкого давления. При создании установок с одно-
временным получением сырого аргона можно или применить схему низкого
давления и ограничиться при этом
небольшим коэффициентом извлечения
аргона из воздуха, или же для получе-
ния максимального количества аргона
применить в установке холодильный
цикл высокого или среднего давления.
Поскольку потребности в аргоне смогут
быть удовлетворены и при небольшом
коэффициенте извлечения его из воз-
духа, можно предпочесть первый путь
(особенно в случае модернизации дей-
ствующей по схеме низкого давления
кислородной установки), так как при
этом не требуется применять специаль-
ное машинное оборудование, связан-
ное с производством сырого аргона,
и установка сохраняет все преимуще-
ства установки низкого давления.
Если же по каким-либо причинам
на данной установке требуется полу-
чить максимальное количество аргона,
то следует применить такой холодиль-
ный цикл, при котором обеспечивается
предварительное разделение на жидкий
азот и кубовую жидкость всего количе-
ства перерабатываемого воздуха. Про-
цесс получения аргона на таких уста-
Рис. 56. Схема воздухоразделительного
аппарата установки низкого давления с
извлечением аргона:
1 — нижняя колонна; 2 — конденсатор-испа-
ритель; 3 — верхняя колонна; 4— аргонная
колонна; 5—переохладитель азотной флегмы;
6 — переохладитель кубовой жидкости (обоз-
начения потоков см. табл. 18)
новках описан в предыдущем параграфе.
На крупных воздухоразделительных
установках целесообразно при этом
применить не холодильный цикл высо-
кого давления, а схему с турбодетанде-
ром, установленным на всем потоке воз-
духа перед подачей его в нижнюю
колонну (см. рис. 18).
В установках низкого давления, где часть воздуха вводится в газооб-
разном виде в верхнюю колонну, применяется такая же схема подключения
аргонной колонны к основной воздухоразделительной колонне, как и в уста-
новках с холодильным циклом высокого давления (рис. 56).
252
Результаты исследования процесса получения сырого аргона на воздухо-
разделительном аппарате с подачей газообразного воздуха в середину верх-
ней колонны, полученные на стендовой установке Г-120 (см. п. 8 главы III),
приведены в табл. 18. Количество газообразного воздуха, подаваемого в верх-
нюю колонну, составляло 0,26—0,27 кмоль/кмоль п. в. Число тарелок по
секциям верхней колонны (см. рис. 56) распределялось следующим образом:
секция 7—15, секция /7—4, секция III—7, секция IV—13, секция V—9 таре-
лок. Число тарелок в аргонной колонне составляло 60 шт.
Таблица 18
Состав и количество продуктов разделения в воздухоразделительном аппарате
с вводом газообразного воздуха в верхнюю колонну при получении аргона
Поток	Содержание в % мол.			Количество • в кмоль/кмоль', п. в. 	1
	кислорода	аргона	азота	
Азотная флегма N	1,8	0,43	97,77	0,329
Кубовая жидкость (общий поток) R Газообразный воздух, подаваемый	37,3	1,35	61,35	0,411
в верхнюю колонну Д	19,2	0,88	79,92	0,260
Получаемый кислород К	98,8	1,2	0,0	0,1963
Отходящий азот А	1,9	0,57	97,53	0,8012
Газообразная фракция Фг	94,38	5,7	^0,0028	0,1285
Жидкая фракция Фж	96,1	3,9	>.0,0008	0,1260
Сырой аргон Ар Пар обогащенного воздуха из кон-	2,5	97,4	>=>0,1	0,0052
денсатора аргонной колонны Жидкость из конденсатора аргонной	37,3	1,35	61,35	0,189
колонны Дж Кубовая жидкость в верхнюю колон-	—	—	—	—
ну Re	37,3	1,35	61,35	0,222
Как следует из табл. 18, коэффициент извлечения аргона из воздуха
составлял 0,26. Сырой аргон был получен с небольшими примесями кисло-
рода и азота (в различных режимах от 0,6 до 4% О2 и от 0,03 до 1% N2).
Содержание кислорода в отходящем азоте в режиме с получением сырого
аргона составляло 2,0% против 3,7% в режиме без получения аргона, т. е.
выход кислорода увеличился на 7% (при одинаковой концентрации получае-
мого кислорода). Результаты испытаний установки Г-120 см. в работе [43].
Понижение содержания кислорода в отходящем азоте при извлечении
аргона объясняется уменьшением содержания Аг на тарелках верхней
колонны вследствие отвода части аргона с сырым аргоном.
Результаты поверочного расчета процесса ректификации в верхней
колонне, по данным испытаний, приведены на рис.'57, на котором нанесены
рабочие линии и кривые равновесия в диаграммах х—у для кислорода и ар-
гона. Вследствие малого флегмового числа в секции I верхней колонны (рабо-
чая линия в диаграмме х—у ддя аргона имеет меньший наклон к оси х, чем
кривая равновесия) в отходящем азоте даже при очень большом числе тарелок
должно содержаться значительное количество аргона. Малое флегмовое
253
-число в секции V верхней колонны не дает возможности получить фракцию
с большим содержанием Аг (см. диаграмму х—у для аргона). Количество
кубовой жидкости, которое может быть подано в конденсатор аргонной
колонны, ограничено величиной —0,22 кмоль!кмоль п. в., поскольку уже при
таком количестве рабочие линии в диаграмме х—у для кислорода в месте,
соответствующем вводу пара из конденсатора аргонной колонны, близко
подходят к кривой равновесия.
Приведенными выше обстоятельствами объясняется невозможность полу-
чения на установках низкого давления высокого коэффициента извлечения
Рис. 57. Рабочие и равновесные линии в диаграммах х—у для кислорода и аргона для верхней
колонны установки низкого давления с извлечением аргона
аргона из воздуха даже при наличии очень большого числа тарелок в верхней
колонне.
Процесс ректификации в верхней колонне установки низкого давления
с получением аргона характеризуется весьма малыми концентрационными
напорами во всех сечениях (см. диаграмму х—у для кислорода, рис.- 57).
Это значит, что в такой колонне все резервы флегмы практически использо-
ваны. Интересно отметить, что характер протекания процесса в верхней
колонне установки низкого давления с получением аргона очень близок
к характеру процесса в верхней колонне схемы с дополнительной колонной
(см. п. 4 главы III). В первом случае уменьшение флегмы в верхней колонне
позволяет обеспечить процесс ректификации в аргонной колонне, а во вто-
ром — процесс предварительного разделения части воздуха под более низ-
ким давлением.
:254
Коэффициент извлечения аргона 0 на установках низкого давления
весьма существенно повышается с уменьшением количества газообразного
воздуха Д, подаваемого в верхнюю колонну. При данном Д 0 зависит от кон-
центраций конечных и промежуточных продуктов разделения и числа таре-
лок в колоннах.
В результате расчета процесса ректификации на вычислительных маши-
нах (см. п. 7 главы III) были определены зависимости между различными
параметрами, характеризующими работу воздухоразделительного аппарата
установки низкого давления с извлечением
аргона.
Исходные данные приняты примени-
Рис. 58. Зависимость чис-
ла теоретических тарелок
в верхней колонне от со-
держания аргона во фрак-
* ции yf (yf = 98,8% О2;
У1=х1= 1 % °2> Х1 —
= 39% О2; 0 = 0,35)
Рис. 59. Зависимость минималь-
ного числа теоретических тарелок
в верхней колонне пвг к и соответ-
ствующей концентрации аргонной
фракции’ (yf)onm от коэффициента
извлечения аргона 0 (г/^=98,8%02;
уА= XN = 1О/о о2; XR= 39о/о о2)
тельно к крупным воздухоразделительным установкам. Количество воздуха,,
поступающего из турбодетандера в верхнюю колонну, принято Д =
= 0,23 кмоль!кмоль п. в., перегрев воздуха после турбодетандера А/д =
= 240 кдж!кмоль. Состав сырого аргона следующий: у^р = 2% О2; у%р =
= 97%Агиузр= 1% N2. Концентрация получаемого кислорода принята
равной у? = 98,8% О2.
С повышением содержания аргона во фракции yf увеличивается число
тарелок в секции V, nv (рис. 58), но уменьшается суммарное число тарелок
в секциях I—IV = п/ пц + пщ + nlv (в особенности в секциях III
и IV) в связи с уменьшением тепловой нагрузки конденсатора аргонной
колонны и, следовательно, количества пара обогащенного воздуха 7?г,
поступающего в верхнюю колонну. Поэтому зависимость числа тарелок
в верхней колорне пв. к от содержания аргона во фракции у® имеет минимум.
На рис. 59 приведена зависимость минимального числа тарелок в верх-
ней колонне и соответствующей концентрации аргонной фракции от коэффи-
циента извлечения аргона. С повышением коэффициента извлечения аргона
увеличивается количество паров, образующихся в конденсаторе аргонной
колонны. Чтобы это меньше сказывалось на процессе в верхней колонне,
содержание аргона во фракции должно быть при этом более высоким. Кривая
для числа тарелок в верхней колонне имеет минимум. Такой характер зависи-
255
мости объясняется влиянием на процесс ректификации в верхней колонне
двух факторов. С одной стороны, с увеличением коэффициента извлечения
аргона уменьшается содержание аргона на тарелках верхней колонны, что
способствует снижению числа тарелок. С другой стороны, увеличивается
количество паров, поступающих из конденсатора аргонной колонны, что при
значительных коэффициентах извлечения аргона приводит к возрастанию
числа тарелок.
Рис. 60. Зависимость числа теорети-
ческих тарелок в - верхней колонне
пв, к от содержания кислорода в отхо-
дящем азоте (при различных коэф-
фициентах извлечения аргона Р (г/^ =
= 98,8% О2; х? = у?)
При принятых исходных данных ми-
нимальному числу тарелок в верхней ко-
лонне соответствует коэффициент извлече-
ния аргона р = 0,30.
При значениях R^tR^ 4- RJ, мень-
ших 0,15—0,30, слив жидкости из кон-
денсатора аргонной колонны мало сказы-
вается на числе тарелок в верхней колонне.
Были проведены расчеты при раз-
личных концентрациях отходящего азота
(рис. 60}. Уменьшение содержания кисло-
рода в отходящем азоте сравнительно мало
сказывается на коэффициенте извлечения
аргона. С уменьшением у? несколько уве-
личивается значение р, которому соответ-
ствует минимальное число тарелок в верх-
ней колонне и в небольшой степени возра-
стает максимальный коэффициент извлече-
ния, который может быть получен при
данных значениях yf и Д.
Повышение чистоты отходящего азота
приводит к увеличению количества полу-
чаемого кислорода, но связано с возраста-
нием числа тарелок в верхней колонне.
Оптимальную концентрацию отходящего
азота следует определять с учетом энерге-
тических и капитальных затрат на разде-
ление воздуха. При этом могут быть
использованы зависимости, приведенные на рис. 60.
Дополнительный расход энергии, связанный с получением сырого
аргона, зависит от степени повышения потерь холода в окружающую среду
и сопротивления верхней колонны при введении в установку оборудования
для получения аргона, а также от требуемой потребителем концентрации
получаемого кислорода.
При одинаковой концентрации получаемого кислорода (например,
99,5%О2) и одинаковом количестве воздуха, подаваемого в середину верх-
ней колонны (например, 0,23 кмолъ!кмоль п. в.), выход кислорода при
работе установки с получением аргона на 3—5% выше, чем при работе без
получения аргона.
Однако на установках без получения аргона по сравнению с установками
•с извлечением аргона в середину верхней колонны, будет подаваться меньше
газообразного воздуха (примерно на 0,03—0,04 кмоль!кмоль п. в., что может
привести к увеличению выхода кислорода на 2—3%), меньше будет также
сопротивление верхней колонны (примерно на 6 кн!м\ при уменьшении
числа тарелок в колонне на 15—20 шт., что соответствует уменьшению рас-
хода энергии на сжатие воздуха на ~2%). В результате, при производстве
:256
чистого кислорода расход энергии на его получение в установках с извлече-
нием аргона остается примерно таким же, как и в установках без извлечения
аргона, т. е. получение сырого аргона не связано с дополнительным расходом
энергии.
Если же требуется не чистый, а технологический кислород с содержа-
нием 95% О2, то из установок с извлечением аргона будет выдаваться чистый
кислород, который затем будет смешиваться с воздухом. Из установок без
извлечения аргона кислород с содержанием 95% О2 будет выдаваться непо-
средственно из блока разделения воздуха, а при этом выход кислорода суще-
ственно увеличивается. В предположении тех же связанных с извлечением
аргона изменений потерь холода в окружающую среду и сопротивления
верхней колонны, которые были приняты при получении чистого кисло-
рода, а также с учетом изменений температур кипения кислорода и конденса-
ции азота в основном конденсаторе в случае выдачи потребителю технологи-
ческого кислорода с содержанием 95% О2 извлечение сырого аргона приводит
к повышению расхода энергии на получение кислорода на 5—9%.
Указанные значения дополнительного расхода энергии, связанного
с извлечением аргона, могут изменяться в зависимости от конкретных усло-
вий, в частности, от абсолютных значений потерь холода установкой в окру-
жающую среду и на недорекуперацию, от способа регулирования холодо-
производительности, от общего числа тарелок в верхней колонне и т. п.,
однако они дают представление о сопоставительных показателях установок
низкого давления с получением и без получения сырого аргона.
Процесс извлечения аргона на установках низкого давления регулируют
теми же методами, что и на установках высокого давления.
ПОЛУЧЕНИЕ ПЕРВИЧНОГО КРИПТОНОВОГО КОНЦЕНТРАТА
Первичным криптоновым концентратом называют смесь с содержанием
0,1—0,2% криптона и ксенона, получаемую в колонне первичного концентри-
рования. Вопросы дальнейшего обогащения этого концентрата (при получе-
нии криптона и ксенона) рассмотрены в главе II тома 2.
Криптон и ксенон большей частью получают как побочные продукты
на кислородных установках, где для выдачи первичного криптонового кон-
центрата требуется лишь установить одну дополнительную колонну. Количе-
ство криптона и ксенона, которое может быть получено на крупных кислород-
ных установках, достаточно для удовлетворения потребностей промышленно-
сти в этих продуктах.
21.	СХЕМА ПОЛУЧЕНИЯ ПЕРВИЧНОГО КРИПТОНОВОГО
КОНЦЕНТРАТА НА КИСЛОРОДНЫХ УСТАНОВКАХ
На воздухоразделительных установках криптон и ксенон практически
полностью переходят с жидким кислородом в конденсатор-испаритель. В ра-
нее выпускавшихся установках для получения криптонового концентрата
применяли двухсекционную криптоновую колонну, в которую подавали отби-
раемый из конденсатора газообразный кислород [50]. В укрепляющей секции
колонны кислород отмывался от криптона, а в исчерпывающей — обогащался
до 0,1—0,2% Кг.
Отмывать кислород от криптона и ксенона можно в верхней колонне,
флегмовые числа в которой в несколько раз больше минимально необходимых
при разделении смеси кислород — криптон. При этом схема процесса суще-
ственно упрощается, так как первичная криптоновая колонна состоит лишь
из исчерпывающей секции, орошаемой жидким кислородом (рис. 61); умень-
шаются также потери холода в окружающую среду. Чтобы сократить потери
17 П/ред. В. И. Епифановой	257
криптона с газообразным кислородом, он отбирается не из конденсатора,
а на несколько тарелок выше.
В криптоновой колонне стекающая жидкость, наряду с криптоном,
обогащается также углеводородами до концентрации, близкой в среднем
к содержанию криптона. Наличие углеводородов, накопление которых в зна-
чительных количествах может привести к взрыву, ограничивает возможность
значительного обогащения жидкости криптоном в первичной криптоновой
колонне. Кроме того, для предотвращения накопления углеводородов в про-
цессе прохождения жидкости через испаритель 3 устанавливается отделитель
Рис. 61. Схема присоединения первичной крип-
тоновой колонны к аппарату двукратной ректи-
фикации:
1 — аппарат двукратной ректификации; 2— первич-
ная криптоновая колонна; 3 — испаритель; 4 —от-
делитель жидкости; 5 — сосуд в водяной ванне
жидкости 4. В этом аппарате под-
держивается достаточно высокий
уровень, что обеспечивает боль-
шую кратность циркуляции жидко-
сти в испарителе. Первичный крип-
тоновый концентрат [с содержа-
нием 0,1—0,2% (Кг + Хе)] отби-
рается в жидком виде из отдели-
теля жидкости в погруженный
в водяную ванну сосуд 5, где про-
исходит быстрое его испарение.
Процесс ректификации можно
рассчитывать на основании данных
по равновесию7 жидкость—пар в
системе криптон—кислород, по-
скольку другие компоненты, уча-
ствующие в процессе ректифика-
ции, или, как ксенон, имеют более
высокую температуру, чем крип-
тон, или, как аргон и азот, имеют
более низкую температуру кипе-
ния, чем кислород.
Для системы криптон—кисло-
род при давлении 0,14' Мн/м2 и
малых содержаниях криптона тем-
пература равна ~93° К- При этой
температуре в области малых содержаний Кг зависимость между содержа-
нием криптона в паре и жидкости, находящимися в равновесии, может
быть представлено уравнением (см. данные по равновесию жидкость—пар
в системе криптон—кислород, глава II тома 2):
Укг =0,065хКг.	(50)
Содержание криптона в воздухе равно 1,14 • 1(Н4%, а ксенона8,7• 10-6 %.
При получении концентрата с содержанием хКг=0,2% количество его при
полном извлечении составит Кр=0,57-10"3м31м3 п. в. Количество жидкого
кислорода, подаваемого в криптоновую колонну, ЛКг =0,03 кмоль/кмоль
п. в. Если принять, что состав отходящего из этой колонны пара близок к рав-^
новесному с подаваемой в колонну жидкости, то содержание криптона в этой
жидкости составит
Хт =__________Крхкр__________ 41.10-4%
L	LKp - 0,065L/<P + 0,065Лр —	/Ов
Как показывают расчеты, при разделяющей способности тарелок между
конденсатором и местом отбора кислорода, эквивалентной одной теоретичес-
258
кой тарелке, с кислородом теряется ~6% криптона. При двух теоретичес-
ких тарелках потери составляют ~3%.
Отходящий из криптоновой колонны пар можно не возвращать в верх-
нюю колонну, а подавать вместе с основным потоком кислорода в теплообмен-
ные аппараты. При этом снижается давление в криптоновой колонне, но до-
полнительно теряется 7—10% криптона. Чтобы состав пара был близок к рав-
новесному с подаваемой в криптоновую колонну жидкостью, разделяющая спо-
собность колонны должна соответствовать четырем теоретическим тарелкам.
Практически в этой колонне можно установить 12—15 тарелок.
Извлечение первичного криптонового концентратора по описанной
схеме не приводит к сколько-нибудь существенному уменьшению произво-
дительности установок разделения воздуха по другим продуктам.
В Советском Союзе большинство крупных воздухоразделительных
установок (перерабатывающих более 7—8 м*1сек воздуха) оснащаются
оборудованием для извлечения криптона.
РАЗДЕЛ ВТОРОЙ
ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ
ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ УСТАНОВОК
Глава V
ТЕПЛООБМЕН И ТЕПЛООБМЕННИКИ
•
Глава VI
РЕГЕНЕРАТОРЫ
•
Глава VII
РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ КОЛОННЫ
ГЛАВА V
ТЕПЛООБМЕН И ТЕПЛООБМЕННИКИ
Теплообменные процессы играют важную роль в разделении воздуха
методом глубокого охлаждения и в ряде случаев определяют эффективность
работы блоков разделения. К основным теплообменным процессам техно-
логии разделения воздуха относятся охлаждение и нагревание, а также кон-
денсация и испарение воздуха и продуктов его разделения.
Теплообменные аппараты по принципу действия могут быть разделены
на рекуперативные, регенеративные и смесительные.
Рекуперативными называют теплообменники, в которых тепло пере-
дается через стенки, разделяющие теплоносители (греющую и нагреваемую
среды). Особую группу рекуперативных теплообменников составляют кон-
денсаторы-испарители, в которых происходит процесс теплообмена с изме-
нением агрегатного состояния теплообменивающихся веществ.
Регенеративными теплообменниками принято называть аппараты, в ко-
торых тепло передается с помощью аккумулирующей его насадки. Такими
аппаратами являются прежде всего регенераторы.
В регенераторах и в рекуперативных пластинчато-ребристых тепло-
обменниках, работающих в режиме реверсивных аппаратов, одновременно
с процессом теплообмена происходит очистка воздуха от паров воды и дву-
окиси углерода. Рассмотрению процессов тепло- и массообмена в регенера-
торах и конструкции этих аппаратов посвящена VI глава.
В смесительных теплообменниках процесс теплообмена происходит при
непосредственном соприкосновении теплоносителей. Примером таких аппа-
ратов являются скрубберы, служащие для охлаждения воды за счет ее
самоиспарения в сухом отходящем азоте или для охлаждения при противо-
точном контакте с холодной водой воздуха, поступающего в уста-
новку.
При соприкосновении воды и воздуха, помимо конвективного тепло-
обмена, обуславливаемого температурным градиентом, происходит также
и влагообмен, обусловленный разностью парциальных давлений водяного
пара у поверхности воды и в ядре потока. При этом происходит либо испаре-
ние влаги и переход ее в газовую среду, либо конденсация паров из воздуха
на поверхности жидкости. В процессе влагообмена вместе с парами перено-
сится и тепло, затраченное на их образование. Конструкции скрубберов опи-
саны в главе I тома 2.
261
1.	СПОСОБЫ ПЕРЕНОСА ТЕПЛА
Тепло может передаваться теплопроводностью, излучением и конвекцией.
Теплопроводность есть распространение тепла внутри данного тела
вследствие теплового движения структурных частиц (молекул, атомов).
Закон Фурье устанавливает связь между количеством тепла dQ (кото-
ч	dt
рое передается за счет теплопроводности), градиентом температуры -
(где п — нормаль к изотермической поверхности), временем dx и площадью
сечения ds, перпендикулярного направлению теплового потока [32].
dQ = — X~dsdx.	(1)
Правая часть уравнения (1) имеет знак минус, так как векторы теплового
потока и градиента температуры имеют разные направления: тепловой поток
направлен по нормали к изотермической поверхности в сторону уменьшения
температуры, температурный градиент — в сторону повышения. Коэффи-
циент пропорциональности % называется коэффициентом теплопроводности
и является физической характеристикой тела, в котором распространяется
тепло.
Тепловое излучение представляет собой процесс передачи тепла от одного
тела к другому через промежуточную прозрачную для теплового излучения
среду путем превращения тепловой энергии в лучистую. Лучистая энергия
поглощается другими телами и вновь трансформируется в теплоту.
Перенос тепла тепловым излучением не играет существенной роли в теп-
лообменных аппаратах воздухоразделительных установок и рассматривается
в главе V тома 2 в связи с вопросами тепловой изоляции низкотемпературного
оборудования.
Передача тепла конвекцией от поверхности твердого тела к жидкости
(газу) или обратно происходит в тех случаях, когда частицы газа или жид-
кости меняют свое местоположение относительно данной поверхности и при
этом выполняют роль носителей тепла. Перемещение таких частиц обуслов-
лено либо движением всей массы жидкости (газа) под влиянием внешнего
воздействия (вынужденная конвекция), либо является следствием разности
плотностей вещества в различных точках пространства, вызываемой неравно-
мерным распределением температур в массе вещества (естественная или
свободная конвекция). Конвекция всегда сопровождается передачей тепла
посредством теплопроводности й излучения.
При вынужденной конвекции перенос частиц жидкости и газа и связан-
ный с этим перенос всех видов энергии в потоке зависит от режима течения
жидкости или газа, условий возникновения движения, физических свойств
веществ, геометрических условий, в которых протекает процесс, и др. Тепло-
вое взаимодействие между поверхностью твердого тела (стенкой) и жидкостью
или газом, называемое теплоотдачей, и механическое взаимодействие, вызы-
вающее необратимое падение статического давления в потоке жидкости или
газа, в значительной мере определяются характером движения среды.
Различают два основных режима течения: ламинарное (слоистое без
перемешивания) и турбулентное (вихревое с пульсациями скоростей и давле-
ний). В первом случае тепло в направлении, нормальном к движению среды,
передается только теплопроводностью, а падение давления, вызванное дис-
сипацией (рассеянием) механической энергии, обусловлено действием сил
вязкости. Во втором случае распространение тепла и диссипация механиче-
ской энергии происходят в основном вследствие интенсивного перемешива-
ния вещества, вызванного вихревым и пульсационным движением.
262
В пограничном слое, непосредственно прилегающем к стенке, даже при
турбулетном движении почти всегда существует ламинарный подслой с пере-
ходной зоной к турбулентному течению. При теплоотдаче ламинарный по-
граничный слой и ламинарный подслой турбулентного
являются основным термическим сопротивлением
(рис. 1).
Естественная конвекция в теплообменных аппа-
ратах воздухоразделительных установок встречается
сравнительно редко и поэтому здесь не рассматри-
вается. Необходимые данные для расчета аппаратов
с естественной конвекцией приведены в справочной
литературе [32].
пограничного слоя
Рис. 1. Схема поля
температур при турбу-
лентном движении
жидкости или газа
вдоль стенки канала
2.	ТЕПЛООТДАЧА И ГИДРАВЛИЧЕСКОЕ СОПРОТИВЛЕНИЕ
ПРИ ВЫНУЖДЕННОЙ КОНВЕКЦИИ
Процессы переноса энергии в' движущемся газе
или жидкости характеризуются большой сложностью
и во многих случаях не могут быть описаны с помощью
теоретических или полуэмпирических зависимостей.
Поэтому формулы для расчета теплообменных аппа-
ратов должны базироваться на обработке эксперимен-
тального материала с помощью теории подобия. Теория
подобия, используя дифференциальные уравнения,
описывающие процессы в потоке жидкости (газа), да1ет
возможность установить безразмерные комплексы —
критерии подобия, определяющие рассматриваемое явление, и установить
между ними зависимость в виде критериальных уравнений.
Одной из основных встречающихся в расчетной практике величин,
подлежащих экспериментальному определению и используемых теорией
подобия, является коэффициент теплоотдачи. Понятие коэффициента тепло-
отдачи вводится законом Ньютона, устанавливающим связь между количе-
ством передаваемого тепла dQ, величиной поверхности теплообмена dF,
температурным напором «стенка—поток» А/ (см. рис. 1) и временем, в тече-
ние которого происходит теплообмен путем теплоотдачи dx:
dQ = aki dF dx,
(2)
где a — коэффициент пропорциональности, который называется коэффи-
циентом теплоотдачи.
При постоянном значении а вдоль теплообменной поверхности и при
отнесении количества тепла к единице времени интегрирование уравнения (2)
приводит к выражению
Q = a AtF.	(3)
Иногда для упрощения методики расчета пользуются удельной тепло-
вой нагрузкой q = а А/ и уравнением (3) в виде
Q = qF.	(4)
В критериальных уравнениях используют безразмерные коэффициенты
теплоотдачи в виде числа Нуссельта Nu или числа Стантона St. Для боль-
шинства случаев расчета теплоотдачи в теплообменниках воздухораздели-
263
тельных установок критериальное уравнение при вынужденной конвекции
имеет вид
Nu = Re, Рг,	(5)
ИЛИ	St=cp2(Re, Рг, 4").	(6)
Вид функций и ф2 в уравнениях (5) и (6) определяется эксперимен-
тальным исследованием.
Между числами Nu и St существует простая взаимосвязь:
с+___ Nil	(7)
Re Рг ’
где Nu = ——число Нуссельта;
St = —------число Стантона;
Cppw
Re = _^pZo_ — КрИТерий Рейнольдса;
Н
Рг =	----критерий Прандтля;
---геометрический критерий;
а — коэффициент теплоотдачи в вт/(м2-граду
К — коэффициент теплопроводности в вт/(м • граду
ц— коэффициент динамической вязкости в н-сек!м2\
ср — удельная теплоемкость в дж!(кг-граду
w — скорость течения в м!сек\
р — плотность, объемная масса в кг/л/3;
/0 — определяющий линейный размер в м.
Обычно за определяющий линейный размер при вынужденном движении
принимают диаметр трубы или гидравлический диаметр канала, по которому
протекает теплоноситель.
Гидравлический (эквивалентный) диаметр для канала некруглого сече-
ния определяется по площади сечения S и периметру П:
Ъ =	(8)
Одной из основных величин, характеризующих качество обтекаемой
поверхности, является коэффициент гидравлического сопротивления
который представляет собой коэффициент пропорциональности в уравнении
=	(9)
Уравнение (9) устанавливает связь между падением давления при про-
хождении газа или жидкости через каналы теплообменника Др, динамиче-
рш2	«
ским напором и величиной отношения поверхности г, ограничива-
ющей поток, к площади сечения потока S.
Так как на основании формулы (8)
s ’
(10)
где L — длина канала. Уравнение (9) может принимать вид
Др = 4^.^.	(11)
264
Падение давления в аппарате может также характеризоваться числом
Эйлер3 Ell —	. МйЖЛР ЛИРЛвМ ЗЙЛё$Л й й8§^йцйентом сопротивле-
ния существует взаимосвязь:
Eu = f-^.	(12)
Коэффициент гидравлического сопротивления рассчитывают с помощью
критериального уравнения, которое для теплообменников воздухораздели-
тельных установок имеет, вид
/=(p(Re)A);	(13)
при этом вид функции ср определяется экспериментальным путем.
В критериальных уравнениях (5), (6) и (13), справедливых для опре-
„ L
деленного типоразмера поверхности, критерии - отражает влияние уча-
“г
стков стабилизации на теплообмен и сопротивление. Участком тепловой
стабилизации называется начальный участок канала, на котором проис-
ходит формирование профиля температуры; участком гидродинамической
стабилизации — участок, на котором формируется профиль скорости.
3.	ПЕРЕДАЧА ТЕПЛА ЧЕРЕЗ ОРЕБРЕННУЮ СТЕНКУ
Рис. 2. Ребро пластинчато-реб-
ристого теплообменника
Распространение тепла в твердых телах в отличие от процессов переноса
энергии в движущемся газе (жидкости) для ряда практически интересных
случаев может быть определено теоретически, если принять ряд упроща-
ющих предпосылок. Например, для распространения тепла в ребре пластин-
чато-ребристого теплообменника можно предположить, что толщина и
ширина ребра малы по сравнению с его длиной (одномерная задача);
теплопроводность металла ребер практически
не зависит от температуры в рассматриваемых
небольших диапазонах изменения температуры;
коэффициент теплоотдачи одинаков по всей
поверхности ребра; омывающий ребро поток
имеет постоянную температуру; температура
несущей поверхности вдоль всего основания
ребра остается постоянной.
' Тепло, подведенное к ребру омывающим'
потоком, передается к стенкам теплообменника
теплопроводностью металла ребра. При уста-
новившемся процессе уравнение теплового
баланса для бесконечно малого элемента ребра
шириной dx (рис. 2) записывается в виде
Q"-Q' = dQ.	(14)
Определяя значения Q' и Q” с помощью закона Фурье (1), dQ с помощью
закона Ньютона (2) и подставляя найденные выражения в уравнение (14),
получим
+	%Ms^^du(T-t)dx,	(15)
где км — коэффициент теплопроводности металла ребра;
s = 6рД — поперечное сечение ребра;
— толщина ребра;
Д — ширина ребра;
265
t — температура ребра на расстоянии х от начала координат,
выбранного в левом конце ребра;
и = 2 (6Р + А) 2А — периметр тонкого ребра;
Т — температура потока, омывающего ребро.
Так как в левой части уравнения (15) величина t входит под знак диф-
ференциала, а в соответствии с принятыми допущениями Т = const, то
вместо величины t можно рассматривать величину
e = t— т.	(16)
Величина 6 называется избыточной температурой и по абсолютной ве-
личине равна температурному напору «стенка—поток». Подставляя значе-
ние 0 в уравнение (15) и выполнив математические преобразования, получим
— = т20
___	dx2 — mu,
где пг =	----параметр тонкого ребра в м'1.
Решение дифференциального уравнения (17) имеет вид
0 = CLemx + C2e~mx.
(18)
Особенностью ребра пластинчато-ребристого теплообменника является
наличие термических контактов с плоскими стенками как и в начале, так и
в конце ребра. Исходя из этого могут быть заданы граничные условия
для определения постоянных интегрирования Ci и С2: при х = 0 0 = 0' и
при х = I 0 = 0" (где / — длина ребра; 0' = t' — Т — избыточная темпера-
тура- в начале ребра, а0" = t" — Т — в конце ребра; /' и t" — температура
стенки, соответственно в начале и в конце ребра).
Подставляя эти условия в уравнение (18), можно определить:
_ 6" — e'e~mZ .
2 sh ml '
_ Q'emi _ 0*
2	2 sh ml
(19)
(20)
После подстановки значений Сг и С2 в выражение (18) получают урав-
нение распределения температур в ребре пластинчато-ребристого теплооб-
менника *:
g___ 6" sh mx + 0' sh [m (I — x)]
sh ml	’	' '
На рис. 3 дана эпюра температурных напоров «стенка—поток» (избы-
точных температур), построенная с помощью уравнения (21). Ребро работает
с переменным температурным напором; средний по длине ребра температур-
ный напор может быть определен из уравнения (21) на основании теоремы
о среднем
10^1=4- \Qdx =4- e"^^ + e'Sh[/n(z-x)] dx
1 ср 1 I J	I J	sh ml
(22)
о
о
После выполнения математических преобразований получается следу-
ющее выражение для среднего по длине ребра температурного напора:
I о I I 0' +9'' I
I I — I 2 |
(23)
* Значения гиперболических функций могут быть найдены по таблицам работы [6].
‘266
, th 2
где т]р = —--------к. п. д. (эффективность) ребра, который всегда меньше
единицы и представляет собой отношение среднего температурного
напора по длине ребра к среднему температурному напору на
стенках;
|0ср| = \icp— Т\ — средний по длине ребра температурный напор
«стенка—поток»;
tcp — средняя по длине температура ребра.
Рис. 3. Эпюра темпе-
ратурных напоров
«стенка—поток» в по-
перечном сечении трех-
поточного пластинчато-
ребристого теплооб-
менника
Аналогичным образом может быть получено выражение для к. п. д.
ребер теплообменников других конструкций.
Для облегчения расчетов построены графики, по которым могут быть
определены значения к. п. д. ребер различной конструкции в зависимости
Рис. 4. К. п. д. круглых и прямых ребер
от параметра и длины ребра. На рис. 4 приведен график [33] для определе-
ния к. п. д. прямых ребер постоянной толщины (пластинчато-ребристый
теплообменник) и круглых поперечных ребер постоянной толщины (тепло-
обменник из оребренных труб).
267.
Если учесть, что межреберные х промежутки несущих поверхностей
работают с к. п. д., равным единице, то выражение ддя к. п. д. оребренной
поверхности может быть записано в виде
1 — ^(1—т^),	(24)
где -у---отношение поверхности ребер к полной теплопередающей по-
верхности.
4. ТЕПЛОПЕРЕДАЧА
Теплопередачей называется процесс теплообмена между средами, раз-
деленными перегородками (например, в трубчатом рекуперативном тепло-
обменнике — стенками труб).
Основная формула для расчета теплопередачи имеет вид
Q = k\t F,	(25)
где Q — количество передаваемого тепла в вт\
№ — средняя разность температур между теплообменивающимися по-
токами в град ;
F — поверхность теплообмена в ж2;
k — коэффициент теплопередачи в втЦм2 • град).
На рис. 5 дана схема изменения температуры при теплопередаче между
двумя потоками через стенку, оребренную с двух сторон. Пусть полная
теплопередающая поверхность с одной сто-
роны стенки Ft, к. п. д. этой поверхности
т)1, коэффициент теплоотдачи аь разность
температур ядра потока и стенки AZf, соот-
ветственно с другой стороны стенки F2, 42,
а2, Д/-2; толщина стенки 6, коэффициент
теплопроводности материала стенки кМ1 паде-
ние температур в стенке Дtcm, поверхность
несущей стенки Fcm, суммарный темпера-
турный напор между теплообменивающи-
мися потоками Д/.
Количество теплоты, воспринятое пото-
ком 1 от поверхности F ъ
Рис. 5. Схема изменения темпера-
тур при теплопередаче между двумя
потоками через стенку, оребренную
с двух сторон
Q = «1	1-	(26)
Количество теплоты, проходящее через
стенку,
Q = ^Fcmticm.
(27)
Количество теплоты, воспринятое поверхностью F2 от потока 2,
Q = а2 Д/21]2Е2.	(28)
Температурный напор между потоками складывается из частных тем-
пературных напоров
M = bti + \tcrn + bt2.	(29)
Определяя температурные напоры из уравнений (25), (26), (27), (28)
и подставляя их в уравнение (29), получим
1	1 _	1_____I . ।	*	/30)
^2^2	а1Л1^1	а^12^*2
где kr и k2 — коэффициенты теплопередачи, отнесенные соответственно
к поверхности Fr и F2.
268
Из уравнения (30) определяем коэффициенты теплопередачи:
	kl =	1	xl	1 ,21_	+_±_	F1	(31)
или	ki  .	apii	1	Рст 1	' <М2	 ^2	(32)
		1		_6_.	^2	, .	1 •	
		dll'll	Л 1		Р ст		
В приведенных выше уравнениях значения х и т]2 определяются с по-
мощью выражения (24) и рис. 4.
Теплопередачу через стенку, не имеющую ребер с одной или обеих
сторон, также рассчитывают с помощью уравнений (31) и (32). Например,
для расчета коэффициента теплопередачи в теплообменнике из гладких
труб (t]i = 1, ц2 = 1), отнесенного к наружной поверхности, формула (32)
преобразуется к виду
k* =	1	^2,6	~1~ ’	(33)
ai	dcp а2
где и d2 — внутренний и наружный диаметры труб;
Л __ ^1+^2
“СР —	2
В теплообменных аппаратах, изготовляемых из медных или алюминие-
вых сплавов, при отсутствии нетеплопроводных загрязнений на стенках
термическое сопротивление стенки мало; поэтому в уравнениях (31)—(33)
6 Pi 6 f2 6 d2
могут быть опущены члены	----и -т-------без особого ущерба
Гст	Гст	аср
для точности расчета.
5. РЕКУПЕРАТИВНЫЕ ТЕПЛООБМЕННИКИ
Рекуперативные теплообменные аппараты воздухоразделительных уста-
новок в соответствии с конструктивным оформлением могут быть разделены
на три основные группы: прямотрубные, из витых труб и пластинчато-
ребристые.
Прямотрубные теплообменники наиболее просты по конструкции и
чаще всего служат для нагревания и охлаждения газа низкого давления.
Такие теплообменники работают, как правило, при сравнительно небольших
перепадах температур по длине аппарата и при относительно высоких тем-
пературных напорах между потоками.
Теплообменники из витых труб применяют обычно для охлаждения
воздуха высокого и среднего давления, а также для переохлаждения сжи-
женных газов.
Если коэффициент теплоотдачи со стороны потока, протекающего в меж-
трубном пространстве витого теплообменника, существенно ниже коэффи-
циента теплоотдачи от потока в трубках (теплообменники высокого давления,
переохладители сжиженных газов и др.), то намотка теплообменника может
быть выполнена из оребренных труб. Когда величина коэффициентов тепло-
отдачи с обеих сторон теплообменной поверхности сравнительно невелика
(теплообмен между потоками газов низкого давления) целесообразнее при-
менять двустороннее оребрение. Наиболее рациональной конструкцией
с двусторонним оребрением являются пластинчато-ребристые теплообмен-
ники, которые по сравнению с аппаратами трубчатого типа имеют следующие
269
преимущества: компактность поверхности, небольшие вес и габариты тепло-
обменника; возможность автоматизации изготовления и создания оптималь-
I Вход воздуха
Выход воздуха
могут быть выполнены в виде одно- и
ных конструкций в отношении
теплообмена и гидравлического
сопротивления и др.
Трубчатые теплообменные
аппараты
В виде прямотрубных тепло-
обменников изготовляют подогре-
ватели азота и воздуха, идущих
на отогрев кислородных установок
низкого давления, а также детан-
дерные теплообменники. В виде
кожухотрубных аппаратов с пря-
мыми трубами изготовляют вымо-
раживатели паров воды и вымо-
раживатели двуокиси углерода
(установка БР-6). На рис. 6 изобра-
жен подогреватель азота установки
БР-1, предназначенный для подо-
грева 19 000—24 000 м3/ч азота от
95 до 120—190° К- Теплообмен-
ник имеет поверхность теплообме-
на 70 м2- Азот под давлением до
0,13 Мн!м2 проходит по межтруб-
нбму пространству, а воздух под
давлением до 0,6 Мн!м2 — по
трубам d = 8x0,5 мм.
В прямотрубных теплообмен-
никах коэффициенты теплоотдачи
в межтрубном пространстве обычно
ниже, чем внутри труб. Поэтому
для улучшения теплообмена в ап-
паратах данного типа каждый ряд
трубок, расположенный по окруж-
ности, стягивают проволокой, при
этом зазор между трубками в
межтрубном пространстве полу-
чается равным диаметру проволо-
ки (детандерные теплообменники
установок БР-1, БР-5) или уста-
навливают в межтрубном про-
странстве поперечные перегородки
(вымораживатели двуокиси угле-
рода установки БР-6).
Витые теплообменники воз-
духоразделительных установок
многосекционных, а также двух- и
многопоточных аппаратов.
На рис.ч 7 показана конструкция двухсекционного переохладителя
установки БР-1. Через одну секцию аппарата проходит жидкий азот, а через
270
жидкого
Рис. 7. Переохладитель сжиженных газов
Вход жидкого
азота—
вторую — кубовая жидкость. Переохлаждение жидкостей на 10—13 град
происходит за счет подогрева газообразного азота, проходящего по меж-
трубному пространству. Жидкость в трубах имеет давление 0,5—0,6 Мн/м2,
а газ в межтрубном пространстве 0,14—0,16 Мн/м2.
Особую группу витых аппаратов представляют собой теплообменники
типа «труба в трубе», которые применяют обычно в кислородных установках
малой производительности. Навивка такого теплообменника выполняется
из труб малого диаметра, вставленных в трубы большего диаметра. Например,
в теплообменнике установки АКДС-30 воздух высокого давления охлаж-
дается, проходя по кольцевому зазору, образованному трубами диаметром
10X1,5 мм и вставленными в них трубами диаметром 5,0X1,0 мм. Воздух
охлаждается кислородом, проходящим по внутренним трубам, и отбросным
азотом, поступающим в межтрубное пространство.	**
При изготовлении витых теплообменников трубы навивают по винтовой
линии на сердечник. Диаметр сердечника Dc во избежание сплющивания
труб при навивке выбирают в зависимости от их наружного диаметра Dc =
= (10-7-20) dH. Чем тоньше стенки труб, тем больше должен быть диаметр
сердечника. Для создания наиболее рациональной конструкции и размеров
навивки витые теплообменники делают многозаходными. Число заходов
в каждом ряду труб выбирают таким, чтобы обеспечить одинаковый нагрев
или охлаждение потоков газа, протекающих во всех трубах; длина труб
(в соответствии с задаваемыми скоростями движения газа и с допустимым
гидравлическим сопротивлением) может быть от 5 до 50 м.
По характеру применяемых труб и способу их навивки витые тепло-
обменники разделяют на следующие типы (рис. 8); из гладких труб с плот-
ной (тип 1а), разряженной (тип 16), шаговой (тип 1в) навивкой и навивкой
из оребренных труб (тип II).
Теплообменники с плотной навивкой менее эффективны, чем с разря-
женной и шаговой навивками, но более компактны и просты в изготовлении.
Теплообменники с шаговой навивкой обладают сравнительно высокими
272
коэффициентами теплоотдачи в межтрубном пространстве, но имеют более>
высокое гидравлическое сопротивление. В теплообменниках с плотной и
разряженной навивками между рядами труб при их намотке ставят про-
кладки, толщина которых определяется заданным гидравлическим сопротив-
лением потоку в межтрубном пространстве. На сердечнике и на наружном
ряду труб прокладка делается в 2 раза тоньше. Прокладку толщиной
меньше 1 мм делать не рекомендуется. Шаговую навивку выполняют без.
дистанционных прокладок с изменением направления навивки труб от ряда
к ряду.
Теплообменники из оребренных труб применяют в тех случаях, когда
коэффициенты теплоотдачи в межтрубном пространстве значительно ниже*
коэффициентов теплоотдачи от потока, протекающего в трубах, например,
в теплообменниках высокого давления в 5—8 раз или в переохладителях.
жидкости в 8—10 раз.
Применяя в этих аппаратах оребренные трубы с соответствующим,
коэффициентом оребрения от 5 до 10, можно существенно уменьшить массу
и габариты аппаратов. Наиболее рациональными в отношении изготовления
являются трубы с поперечными винтовыми ребрами, полученными накаткой,
т. е. пластической деформацией металла из толстостенных гладких труб.
Способ накатки ребер дает возможность получать оребренные трубы из.
меди и алюминия практически любых требующихся диаметров и длин и.
непосредственно из бухты.
Пластинчато-ребристые теплообменники
Пластинчато-ребристые теплообменники по своим весовым, габаритным
и эксплуатационным характеристикам являются наиболее совершенными
аппаратами. Для низкотемпературных установок такие теплообменники
изготовляют из алюминиевых сплавов. Основной частью пластинчато-
ребристого теплообменника является многослойный пакет, в котором между
Рис. 9. Элементы пластинчато-ребристого теплообменника:
а — отдельный канал; б — элементы в собранном виде
проставочными листами толщиной 0,5—1,0 мм расположена ребристая^
насадка. Проставочные листы плакированы силумином, который является
припоем. Отдельный канал и собранный пакет пластинчато-ребристого тепло-
обменника показаны на рис. 9. По периметру каждого канала, оставляя
свободными лишь места для входа и выхода потока, укладывают проставоч-
ные элементы, которые могут быть выполнены в виде различных профилей:
швеллеров, брусков различной формы и др.
Ребристая насадка представляет собой гофрированную поверхность.
С помощью штамповки на поверхности наносятся прорези, перемычки между
18 П/ред. В. И. Епифановой	273’-
которыми отгибаются, и им придается та или иная форма; перемычки яв-
ляются ребрами. Материалом для насадки служит фольга толщиной 0,1—
0,5 мм. Геометрические параметры насадок, разработанных и исследованных
во ВНИИкимаше (рис. 10), даны в табл. 1.	4
Рис. 10. Ребристые насадки:
а — прерывистая 12/4; б — чешуйчатая
Проставочные элементы, ребристую насадку и проставочные листы
соединяют пайкой при погружении собранного пакета в ванну с расплавлен-
ными солями, которые проникают во все каналы пакета, разогревают и
Таблица 1
Геометрические характеристики пластинчато-ребристых поверхностей
Тип поверхности ребер	Длина ребер Z в мм	Шаг ребер т в мм	Толщина ребра др в мм	Расстояние между проре- зями А в мм Л	Поверхность ребер в ед. сво- бодного объема Ар в м2)м2	Поверхность пластин в ёд. свободного объема А в м2{м2	Полная поверх- ность в ед. сво- бодного объема (компактность)' 3 в м2{м2	Гидравлический диаметр d в мм
Гладкие непрерывные	6	4	0,15			520	342	t 862	4,64
Прерывистые 6/4	6	4	0,15	1,5	520	342	1 862	4,64
»	12/4	12	4	0,25	2,0	534	169	703	5,69
/	»	12/2	12	2	0,25	2,0	1143	169	1312	3,05
»	4/2	4	2	0,15	1,0	1081	519	1600	2,50
»	6/2	6	2	0,25	1,5	1143	342	1485	2,68
»	6/2,3	6	2,3	0,20	10	952	342	1297	3,08
Чешуйчатые	7	4	0,15	5,0	604	342	946	4,22
274
флюсуют поверхность. После пайки пакет отмывают от солей и испытывают
на герметичность. Коллекторы к пакету присоединяют с помощью аргоно-
дуговой сварки. Изготовленный таким образом пластинчато-ребристый
теплообменник представляет собой легкую, но жесткую конструкцию, спо-
собную работать при давлении до 3,0 Мн/м2 и выше.
В технике низких температур пластинчато-ребристые теплообменники
широко применяют в воздухоразделительных и криогенных установках,
в процессах синтеза аммиака, получения этилена, разделения природных
Рис. 11. Схематичное изображение пластинчато-ребристых по-
верхностей:
а — с гладкими непрерывными ребрами; б — с волнистыми; в — с преры-
вистыми; г — с чешуйчатыми; о —с шиповыми; е — с перфорированными
ребрами
газов и др. В воздухоразделительных установках такие теплообменники
применяют в качестве реверсивных теплообменников вместо регенераторов,
предварительных и основных теплообменников, теплообменников-подогре-
вателей , переохладителей, конденсаторов.
В зависимости от назначения и условий работы теплообменника при его
изготовлении могут быть использованы различные ребристые насадки.
Результаты исследования более чем 50 пластинчато-ребристых поверхностей,
которые можно разделить на шесть типов [с гладкими непрерывными реб-
рами, волнистыми, прерывистыми, чешуйчатыми, шиповыми и перфориро-
ванными ребрами (рис. И)], приведены в литературе [33].
Гладкие ребра обеспечивают безотрывное течение газа в каналах, ана-
логичное в основном течению в гладких трубах.
Волнистые ребра турбулизируют поток, вследствие чего увеличиваются
коэффициент теплоотдачи а и коэффициент сопротивления f. Применение
18*	275
волнистых ребер вместо гладких существенно уменьшает длину теплообмен-
ника при некотором увеличении поперечного сечения.
Прерывистые ребра характеризуются сравнительно высокими значе-
ниями а и f. Можно предположить, что при набегании потока газа на каждое
ребро при определенных режимах течения пограничный слой формируется
заново и при малой длине ребра вдоль потока (прорези нанесены через
1—2 мм) имеет сравнительно небольшую среднюю толщину. Это приводит,
с одной стороны, к малому термическому сопротивлению пограничного слоя,
с другой — к дополнительной потере энергии, связанной с частным разру-
шением и формированием пограничного слоя.
Чешуйчатые ребра, характеризуемые также сравнительно высокими
значениями а и /, имеют несколько большую длину вдоль потока, чем пре-
рывистые, но отогнуты таким образом, что создают условия для перемеши-
вания потока в поперечном направлении.
Шиповые ребра обеспечивают поперечное обтекание шипов, аналогич-
ное, в некоторой степени, обтеканию пучка труб поперечным потоком.
Шипы могут быть круглого поперечного сечения либо иметь профиль, более
благоприятный в аэродинамическом отношении. Для шиповых ребер ха-
рактерны высокие значения а и f.
Перфорированные, т. е. непрерывные ребра, изготовленные из перфо-
рированного листа, характеризуются несколько более высокими значе-
ниями а и /, чем гладкие непрерывные ребра.
Внутри каждого типа ребер могут существенно изменяться такие раз-
меры, как толщина ребер, шаг, расстояние между прорезями и др.
Исследования, проведенные во ВНИИкимаше [6], показали, что для
применения в воздухоразделительных и криогенных установках наиболее
перспективны прерывистые насадки с малым расстоянием между прорезями.
Для каналов переключающихся потоков в реверсивных теплообменниках
может быть рекомендована прерывистая насадка 12/2 (см. табл. 1). Для
меньших по количеству потоков чистых продуктов или «петли» могут быть
использованы прерывистые насадки 6/4, 6/2 и в некоторых случаях 4/2.
В непереключающихся теплообменниках, с учетом оптимальных габаритов
и сопротивления аппарата, можно применять различные сочетания преры-
вистых насадок (см. табл. 1) в зависимости от соотношения расходов и давле-
ний потоков, участвующих в теплообмене.
Размеры теплообменника зависят как от типоразмера выбранного ореб-
рения, так и от тепловой нагрузки, температурного режима и допускаемого
падения давления в аппарате, определяемых условиями работы установок^.
Серийное производство пластинчато-ребристых теплообменников по известной
технологии требует разработки и создания определенных типоразмеров
секций, соединяя которые с помощью коллекторов последовательно и па-
раллельно, можно скомпоновать теплообменник с необходимым поперечным
сечением и поверхностью (рис. 12).
В табл. 2 приведены габаритные размеры секций, которые могут быть
использованы для крупных воздухоразделительных и криогенных уста-
новок. Высота пакета секции, определяемая числом каналов, выбирается
так же, как и число параллельно соединяемых секций, в зависимости от
величины требуемого поперечного сечения теплообменника и исходя из
условий, наивыгоднейшей компоновки параллельно соединяемых секции.
Однако высота пакета не может быть больше максимальной, определяемой
размерами технологического оборудования.
Коллектирование теплообменников из отдельных секций требует тща-
тельного анализа гидравлических сопротивлений самих секций, распредели-
телей и коллекторов.
276
Распределители служат для равномерного распределения потока по
сечению пакета и должны иметь по возможности наименьшее гидравлическое
сопротивление и достаточную механическую прочность. Конструкция распре-
делителя определяется назначением и условиями работы теплообменника.
Применительно к воздухоразделительным и криогенным установкам могут
быть рекомендованы два основных типа распределителей: переключающихся
Рис. 12. Непереключающийся пластинчато-ребристый теплообменник
из 12 типовых секций
и непереключающихся потоков. Распределители первого типа должны обес-
печивать одинаковые по форме и размерам каналы на всем протяжении тепло-
обменника (рис. 13, б). Распределители второго типа могут быть выполнены
различными по конструкции. В секции двухпоточного нереверсивного тепло-
обменника в каналах обратного потока распределители можно вообще не
ставить (рис. 13, а), что позволяет
существенно сократить сопротивле-
ние по тракту обратного потока.
В секциях многопоточных реверсив-
ных теплообменников обычно исполь-
зуют распределители обоих типов.
При последовательном соедине-
нии нескольких секций гидравли-
ческое сопротивление теплообменни-
ков увеличивается за счет сопротив-
ления коллектора и распределителей,
которое зависит от их конструкции
и может составлять значительную
долю в общем сопротивлении тепло-
обменника.
Таблица 2
Габаритные размеры типовых секций в мм
Секции	Ширина листа (секции)	Длина пакета	Длина рабочей поверх- ности ।	ЛАакси- мальпая высота набора пакета
А	400	1300	— 1000	—400
Б	400	3000	—2600	—400
В	500	1500	— 1000	—500
Г	850	3000	—2200	—850
При параллельном соединении секций на работу теплообменника суще-
ственно влияет равномерность распределения потока между секциями.
В пластинчато-ребристых теплообменниках в каждой секции и между
секциями, соединенными параллельно, распределение газа может быть не-
равномерным. Высокая теплопроводность металла в известной степени ком-
пенсирует неравномерность распределения газа в каждой секции. Более
серьезной проблемой является обеспечение равномерного распределения
277
газа между параллельными секциями, так как неравномерность распределен
ния потоков здесь может вызывать значительное увеличение недорекупера*
ции и привести к возрастанию потерь холода установки. Это особенно отно-
сится к теплообменникам, работающим при больших перепадах температур
по длине и малых температурных напорах между потоками [7].
Рис. 13. Схема каналов пластинчато-ребристых теплообменников:
1 — рабочая ^поверхность — прерывистые ребра; 2 — распределитель —
гладкие ребра; 3 — распределитель — перфорированные ребра; 4, 5 —«ко-
сые срезы» на входе в рабочую поверхность и выходе из нее
Влияние неравномерности распределения потока на недорекуперацию
иллюстрируется графиком, приведенным на рис. 14. Кривые показывают,
что неравномерность Аг = 5% приведет к увеличению недорекуперации на
20% при % = 30 (условия работы реверсивных теплообменников воздухо-
разделительных установок) и на 90% при % = 70 (условия работы тех же
теплообменников при уменьшении температурного напора до 3° К).
Рис. 14. Влияние неравномер-
ности распределения потока
между двумя • параллельно
включенными секциями на недо-
рекуперацию при соотношении
прямого и обратного потока
г = 1:
% — отношение перепада темпера-
тур по длине теплообменника к
температурному напору между
потоками; А/ — расчетная недоре-
куперация; АГ — недорекуперация
при неравномерности распределе-
ния потока Аг%
Во избежание недопустимого увеличения недорекуперации секции перед
коллектированием подвергаются гидравлическим испытаниям. К параллель-
ному коллектированию допускаются только секции, имеющие практические
одинаковые сопротивления.
6. ТЕПЛООТДАЧА И ГИДРАВЛИЧЕСКОЕ СОПРОТИВЛЕНИЕ
В РЕКУПЕРАТИВНЫХ ТЕПЛООБМЕННИКАХ
Наиболее изучены процессы переноса энергии при течении газа или
жидкости в каналах с гладкими прямыми стенками (безотрывное или про-
дольное обтекание). Такое течение наблюдается, как правило, в прямотруб-
ных теплообменных аппаратах.
278
Для продольного обтекания установлены критические значения крите-
риев Рейнольдса, характеризующие конец ламинарного режима течения
и начало развитого турбулентного; определены участки тепловой и гидро-
динамической стабилизации потока; на основе гидродинамической теории
установлена количественная связь между теплообменом и гидравлическим
сопротивлением. Для расчета теплообмена и гидравлического сопротивления
при продольном обтекании существуют экспериментальные, теоретические
и полуэмпирические зависимости.
Течение газа или жидкости вдоль поверхности сложной формы (попереч-
ное обтекание витых пучков труб, течение в каналах пластинчато-ребристых'
теплообменников) сравнительно мало изучено. Поэтому для расчета тепло-
обмена и гидравлического сопротивления используют только эксперимен-
тальные зависимости, которые, строго говоря, справедливы лишь в исследо-
ванном диапазоне критериев подобия.
Участки стабилизации в каналах витых и пластинчато-ребристых тепло-
обменников вследствие турбулизирующего действия их поверхностей суще-
ственно меньше по длине по сравнению с участками стабилизации в прямых
гладкостенных трубах, сами каналы этих теплообменников, как правило,
имеют сравнительно большую протяженность. Поэтому в критериальных
зависимостях вида (5), (6), (13) для витых и пластинчато-ребристых тепло-
обменников критерий Lid выпадает из числа аргументов.
Ниже приведены зависимости для расчета теплоотдачи и гидравличе-
ского 1 сопротивления для течения газа или жидкости при сравнительно
небольших температурных напорах, которые обычно имеют место в воздухо-
разделительных установках. Физические параметры в этих зависимостях
отнесены к средней температуре потока.
Прямотрубные теплообменники
Решения дифференциальных уравнений, описывающих процессы обмена
при ламинарном течении в круглой трубе для различных граничных условий,
приведены в литературе [46]. Результаты теоретических решений хорошо
подтверждаются экспериментальными данными и могут быть использованы
для практических расчетов.
Для полностью стабилизированного ламинарного течения при постоян-
ной температуре стенки (Тст = const)
Nu = 3,66	(34)
или
St=-^-	(34а)
при постоянном тепловом потоке или, что то же самое, при постоянном
по длине трубы температурном напоре (ДТ = const) *
Nu = 4,36	(35)
или
St = ^	(35а)
Длина участка тепловой стабилизации зависит от скорости, свойств
жидкости или газа и от диаметра трубы. Для относительно коротких труб
теплоотдача в зависимости от отношения длины трубы к ее диаметру может
быть рассчитана с помощью графика, приведенного на рис. 15, на котором
* Предполагается, что теплопроводность жидкости или газа, протекающих в трубе,
не зависит от температуры.
279
представлена зависимость характеристик теплоотдачи и гидравлического-
сопротивления от значения критерия Рейнольдса, длины трубы и темпе-
ратурного режима (отношение температуры стенки Тст к средней темпера-
туре потока Тср) для граничных условий Tcm = const и ДТ = const [33].
Для стабилизированного ламинарного течения в трубах коэффициент
гидравлического сопротивления определяется по формуле Гагена-Пуазейля
0,040
0,030
0,020
0,015
03010
0,0080
0,0060
0,00 о
0,0040
0,0030
0,0020
0,0015
0,6 0,8 1,0 1,5 2,0 3,0	0 5,0 6,0 8,0 10,0 15,0 20,0 30,0 4-0,050,0
(36>
16
Re ’
Рис. 15. Движение газов в круглых трубах при резком сужении на входе. При
Re < 2000 для нагревания и охлаждения т------1,35 и п=0,0; при Re> 10 000
для нагревания т = —0,10 п = —0,50; для охлаждения т =0,0 и п = 0,0
Длина1 участка гидродинамической стабилизации при ламинарном тече-
нии определяется соотношением [32]
/г.	- 0,065Re d.	(37}
Если длина труб рассчитываемого аппарата L <1г.ст> то коэффициент
сопротивления может быть рассчитан с помощью графика (рис. 15). Лами-
нарный режим течения в трубах заканчивается при значении критерия
Re = 2300, интервалу 2300 < Re < 10 000 соответствует переходная область
от ламинарного режима течения к турбулентному; при Re > 10 000 начи-
нается развитый турбулентный режим течения.
Для расчета коэффициента теплоотдачи при турбулентном течении может
быть использована формула Крауссольда
Nu = 0,024 Re0*8 Рг0’33	(38}
или
St Рг2/3 = 0,024 Re0’2.	(38а}
Эта формула получена обобщением большого количества результатов,
экспериментальных исследований и справедлива для течения в длинных
280
> 100) каналах^ в диапазонах значений критерия Рейнольдса Re =
= 7-103-т-1,2-105 и критерия Прандтля Рг = 0,74-4-2200.
При течении в коротких каналах (-k- <100^ на конечный результат
теплоотдачи существенно Влияют процессы, происходящие в начальном
участке канала, когда поток еще не стабилизировался. Роль участка стаби-
лизации уменьшается по мере увеличения длины канала.
При турбулентном течении в длинных каналах коэффициент сопротивле-
ния может быть рассчитан по формуле Блазиуса:
0,079
Re0-25 ’
(39)
справедливой в диапазоне 4 • 103 Re 1 • Ю5.
Длина участка гидродинамической стабилизации для турбулентного те-
чения в гладких трубах определяется соотношением [32]
1г.ст = 0,693 d. Re0»25.	(40)
При расчете теплоотдачи и гидравлического сопротивления в коротких
каналах при турбулентном режиме можно пользоваться графическими зави-
симостями (рис. 15). Теплоотдача и сопротивление в переходной области
могут быть также рассчитаны с помощью графических зависимостей.
Для расчета межтрубного пространства прямотрубных теплообменни-
ков используют те же формулы, что и для расчета течения внутри труб,
однако вместо внутреннего диаметра трубы подставляют гидравлический
диаметр межтрубного пространства, определяемый в соответствии с урав-
нением (8) соотношением
где D — внутренний диаметр обечайки трубчатки;
d — наружный диаметр труб;
п — количество труб.
При установке в аппаратах данного типа перегородок коэффициенты
теплоотдачи и гидравлического сопротивления в межтрубном пространстве
следует рассчитывать по участкам с учетом на-
правления движения потока. В этом случае
необходимо пользоваться расчетными зависи-
мостями из специальной литературы, рекомен-
дуемыми для аналогичных гидравлических
условий и конструктивных особенностей [32].
Витые теплообменники
При движении газа или жидкости внутри
труб витого теплообменника возникают центро-
бежные силы, приводящие к изменению профи-
лей скорости и температуры в поперечном
сечении потока по сравнению с течением внутри
прямых труб. При этом значения критических
Рис. 16. Зависимость критиче-
ского числа Рейнольдса от от-
носительной кривизны намотки
чисел Re, характеризующих собой начало перехода от ламинарного режима
течения к турбулентному, изменяются (рис. 16) и зависят от относитель-
ной кривизны намотки (d — внутренний диаметр трубки, D — средний
диаметр намотки). Теплоотдача и сопротивление витых труб увеличиваются
281
по сравнению с прямыми трубами тем больше, чем больше относительная
кривизна намотки. На рис. 17 представлен график зависимости фактора
теплоотдачи St Рг2/3 и коэффициента сопротивления f от числа Re и отно-
сительной кривизны намотки [65].
Межтрубное пространство витых теплообменников по ходу газа или
жидкости имеет переменное поперечное сечение. Обычно межтрубное про-
странство рассчитывают по живому сечению, среднему для свободного»
объема между трубами:
Рис. 17. Зависимость фактора теплоотдачи StPr2/3 и коэффициента сопротивления f от кри-
терия Re и относительной кривизны намотки (ветви кривых, соответствующие турбулентному
и ламинарному режимам течения, условно Соединены пунктирной кривой)
для гладкотрубного теплообменника
Sc.o = ^r ФЪ - &серд) (1 -	,	(42)
для витого теплообменника из оребренных труб
Sc.o = ^(Po6-D2epd)[l	+	(43)
где Do6 — внутренний диаметр обёчайки, остальные обозначения см. на
рис. 8.
В качестве определяющего геометрического размера выбирают обычно,
наружный диаметр трубы (для теплообменника из оребренных труб — на-
ружный диаметр трубы, несущей оребрение).
Иногда межтрубное пространство рассчитывают по узкому живому
сечению, определяемому толщиной дистанционной прокладки
Sy3 = 2л + mi (d2 + 6)] 6,	(44)
где — число слоев намотки в гладкотрубном теплообменнике.
282
За определяющий геометрический размер выбирается гидравлический
диаметр, рассчитываемый по формуле (8).
Гидравлическое сопротивление и теплоотдачу в межтрубном простран-
стве витых гладкотрубных и оребренных теплообменников рассчитывают
с помощью эмпирических зависимостей вида:
-^- = ЛЕе‘;	(45)
77Z2
Nu = Б Re",	(46)
где /п2 — число рядов труб по ходу газа.
Таблица 3
Значения эмпирических коэффициентов в уравнениях (45) и (46)
для гладкотрубных витых теплообменников
Вид навивки	(см. рис. 8) Относительные шаги навивки		Диапазон значений Re	Теплообмен		Г идравлика	
	* а1	** ст2		В	ь	А	а
Плотная	1,15	1,0	2000—9000	0,0185	0,95	8,1	—0,21
Разряженная	1,1	1,2	1000—8000	0,083	0,85	33,8	—0,21
	1,2	1,2	1000—6000			13	—0,21
	1,15	1,3	1500—4000			15,9	—0,21
Шаговая	1,0	1,2	800—8000	0,009	1,10	48,5	—0,21
	1,0	1,4	1000—7500	0,100	0,88	19,2	—0,10
	1,0	1,6	1000—6200	0,100	0,88	17,1	—0,10
	1,0	1,8	1000—6500	0,195	0,80	13,7	—0,10
*	h *	(Ji = —	по длине; d2 *	* а2 = —г	по ширине. «2							
Таблица 4
Значения эмпирических коэффициентов в уравнениях (45) и (46)
для оребренных витых теплообменников
Диаметр ребра dp в мм	Шаг на число ребер на 1 м в мм[иип	Коэффи- циент оребрения Ф	Толщина проклад- ки 6 в мм	Диапазон значения Re	Теплообмен		Гидравлика	
					В '	b	А	а
17,0	2/500	7,15	б/п	470—5090	0,07	0,82	15,0	—0,25
17,0	2/500	7,15	2	400—5200	0,059	0,82	13,2	—0,25
14,3	1,85/540	4,75	б/п	500—4500	0,120	0,74	21,4Х	—0,25
14,3	1,85/540	4,75	2	490—4800	0,120	0,74	13,3	—0,25
Примечание. Диаметр заготовки равен 12X2 мм\ диаметр несущей поверхности
оребренной трубы dH = 10 мм, внутренний диаметр трубы dQ = 8 мм\ средняя толщина ребра
бр= 0,4 мм.
283
Значения коэффициентов A, a, Bf b по данным В. К. Орлова, М. Б. Стол-
пера, Л. Д. Марченко для гладкотрубных теплообменников с различной
геометрией намотки приведены в табл. 3, для оребренных теплообменни-
ков — в табл. 4.
Приведенные в табл. 3 и 4 значения коэффициентов справедливы в том
случае, если величины Eu, Nu и Re в формулах (45) и (46) рассчитаны по
скорости, определенной в среднем сечении свободного объема, а за опреде-
ляющий размер выбран наружный диаметр трубки.
Пластинчато-ребристые теплообменники
Основной геометрической характеристикой пластинчато-ребристых теп-
лообменных поверхностей является компактность р, определяемая как отно-
шение полной поверхности ребер и пластин к свободному объему
пластинами (проставочными листами)
Р = Ар 4- А,
где Ар — полная поверхность ребер в м2/м3 свободного объема;
А — полная поверхность пластин в мЧм3 свободного объема.
Величины Ар и А определяются с помощью соотношений:
А - 2403 •
Т-6Р ’
л__2Л01_
Z-dp *
Гидравлический диаметр каналов пластинчато-ребристых теплообмен-
ников определяется в соответствии с формулой (8), которая после неслож-
ных преобразований принимает вид
4 =-у.	(50>
Скорость потока, необходимая для определения величин Re, St,
рассчитывается по живому сечению, перпендикулярному направлению
движения потока. Живое сечение определяется по формуле
S = В (/ +6) (1 — о) nN,	(51)-
где В — ширина канала в секции пластинчато-ребристого теплообменника;
б — толщина проставочного листа;
о — степень стеснения сечения;
п — число каналов данного потока;
N — число параллельно соединенных секций.
Степень стеснения сечения для каналов с насадкой прямоугольного-
профиля, например, прерывистой, гладкой непрерывной, определяется
соотношением
5+6P + U-6p)-^
о =--------Г+6—<52>'
Критериальные уравнения (6) и (13) для каждого типоразмера пластин-,
чато-ребристой поверхности в определенном диапазоне критериев Рейнольдса
имеют вид:
St Рг2/3 = В Ree;	(53}
f = A Rea.	(54)
284
между
(47>
(48}
(49)
Коэффициенты А, а, В, b в формулах (53) и (54), полученные в резуль-
тате экспериментального исследования пластинчато-ребристых поверхностей
во ВНИИкимаше, приведены в табл. 5.
Таблица 5
Значения эмпирических коэффициентов в уравнениях (53) и (54)
для пластинчато-ребристых теплообменников
Ребра	Гидравлика			Теплообмен		
	Пределы применимости	A	a	Пределы применимости	в	b
Гладкие непрерыв- ные	700<Re<2 ООО 2 000^Re^30 ООО	32,7 0,065	— 1,03 —0,21	500scRe^2 000 2000<Re^ 6 500 6500<Res;25 000	0,21 0,0089 0,027	—0,52 —0,095 —0,22
Прерыви- стые 6/4	600<cRc< 2 000 2000^ Re=c 17 000	0,73 0,12	—0,32 —0,085	700;=:ResC 2 000 2000ssRe<13 000	0,0088 0,076	+0,067 —0,23
Прерыви- стые 12/4	1800^Re^ 6 000 6000s=Re<30 000	0,21 0,12	—0,15 —0,08	1800^Re^ 6 000 6000<Re<22 000	0,10 0,23	—0,26 —0,35
Прерыви- стые 12/2	700:cRe=C 2 500 2500s:Re<10 000	0,37 0,23	—0,21 —0,15	700sgRe==s2500 2500^Re^7500	0,0031 0,19	+0,15 —0,36
Прерыви- стые 6/2	600s:Re<1200 1200<Re<6500	5,95 0,22	—0,62 —0,15	800^Re^2000 2000^Re<5500	0,002 0,0113	+0,19 —0,038
Прерыви- стые 4/2	900^Re^6500 400^Re^900	0,24 89,6	—0,13 —1,0	700<Re<4500	0,0022	+0,16
Прерыви- стые 6/2,3	200^Re^ 950 950^Re^3000 3000^Re^5000	22,5 1,18 0,2	—0,925 —0,492 —0,270	160^Re^l600 1600<Re<4500	0,00428 0,0512	1-0,0978 —0,24
Чешуйчатые	2600^Re^l4 500	0,23	—0,14	2400^Re<10 500	0,19	—0,37
Формулы (53) и (54) справедливы в указанных в таблице диапазонах
критериев Рейнольдса и критериев Прандтля 1,0 Рг 0,5. Следует
избегать применять приведенные формулы для расчета поверхностей других
типоразмеров.
Гидравлическое сопротивление пластинчато-ребристого теплообмен-
ника, скомпонованного из типовых секций, равно сумме сопротивлений
секций, соединенных последовательно. При этом сопротивление каждой
секции определяется как сумма сопротивления рабочей поверхности и мест-
ных сопротивлений в распределителях и коллекторах. Например, сопротив-
ление по тракту прямого потока в непереключающихся каналах (см. рис. 13)
^Р = ^Pp.Jn. + &Pp-i +	+ 2 &Рм. с-	(55)
Составляющие правой части уравнения (55) характеризуют собой сле-
дующие потери давления: Ьрр,п,— сопротивление рабочей поверхности
секции; Дрр_х — сопротивление поверхности распределителя на входе
газа в секцию; Дрр_2 — сопротивление поверхности распределителя на
выходе газа из секции; &рм. с — местные сопротивления при переходе
потока из одной секции в другую, а также из распределителей на рабочую
285
поверхность и из рабочей поверхности в распределитель, из коллектора
в распределитель и из распределителя в коллектор.
Сопротивления рабочей поверхности и распределителей потока (Арр п,
^РР-1> рассчитывают по формулам (11) и (53); местные сопротивле-
ния по формуле
=	(56)
где % — коэффициенты местного сопротивления внезапного сужения и
расширения при входе в распределитель и выходе из него, определяемые
Рис. 18. Зависимость коэффициента мест-
ного сопротивления «косого среза»
от критерия Re:
1 — на входе в рабочую поверхность;
2 — на выходе из нее
по литературным данным [33]. Коэф-
фициенты местных сопротивлений «ко-
сых срезов» (см. рис. 13) на входе
в рабочую поверхность и выходе из
нее, характеризующие собой суммар-
ные необратимые потери давления от
внезапного изменения сечения и по-
ворота потока на 90°, получены при
экспериментальном исследовании ка-
налов пластинчато-ребристых теплооб-
менников во ВНИЙкимаше. Экспери-
ментальные кривые £ = £ (Re) (рис. 18)
получены для каналов, в которых
поперечное сечение потока при про-
хождении его через «косой срез» изме-
няется в 2 раза.
7. ТЕМПЕРАТУРНЫЙ НАПОР
Температурный напор, или разность температур между теплой и хо-
лодной средами, является движущей силой теплообмена. В теплообменных
аппаратах чаще всего температурный напор между теплым и холодным
потоками не сохраняет постоянного значения вдоль поверхности теплооб-
мена, поэтому для определения из уравнения (25) величины F необходимо
предварительно найти среднюю по поверхности разность температур, кото-
рая в общем случае зависит от многих условий: направлений взаимного
движения и числа теплоносителей, соотношения их количеств и изменения
их теплоемкости при изменении температуры, от соотношения поверхностей
и др.
Взаимное движение потоков может быть параллельным и перекрестным.
При параллельном течении потоков последние могут двигаться либо в одном
направлении, либо в противоположных направлениях. Соответственно эти
два вида течения называются прямотоком (рис. 19, а) и противотоком
(рис. 19, б). Наиболее распространенной схемой движения теплоносителей
в установках разделения воздуха является противоток, так как он при про-
чих равных условиях обеспечивает наименьшую недорекуперацию и наи-
большее количество переданного тепла.
Средний по поверхности температурный напор может быть определен
по теореме о среднем из уравнения распределения температурных напоров
вдоль теплообменной поверхности. Вывод уравнения распределения тем-
пературных напоров вдоль теплообменной поверхности так же, как и урав-
нения распределения температур, в форме, удобной для практического ис-
пользования, выполнен только для простейшего случая: двухпоточного
теплообменника с параллельным движением теплоносителей при неизмен-
ной их теплоемкости. В условиях низких температур при сравнительно
286
малых температурных напорах в большинстве случаев пренебречь измене-
нием теплоемкости при изменении температуры не представляется возможным.
Вывод уравнения распределения температур (температурных напоров)
вдоль поверхности при условии ср =£ const, в особенности для многопоточ-
ных теплообменников (число потоков п>2), связан с непреодолимыми
математическими трудностями. В этом случае для определения среднего
Рис. 19. Характер изменения температур теплоносителей, пр и парал-
лельном течении их вдоль поверхности теплообмена:
а — прямоток; б — противоток
по поверхности температурного напора используют приемы численного
интегрирования дифференциальных уравнений теплопередачи и графиче-
ского интегрирования полученных температурных распределений.
Двухпоточные теплообменники
Среднелогарифмическая разность температур
Основное уравнение теплопередачи в дифференциальной форме может
быть представлено в виде:
[dQ = — G1c1dt1 = ± G2c2dt2 = k(t1 —12) dF = k\t dF,	(57)
где k — полный коэффициент теплопередачи между первым и вторым
потоками, а знаки относятся к прямотоку (+) ик противотоку (—).
При k = const, ~ const и G2c2 const из уравнения (57) выво-
дится выражение лля среднелогарифмического температурного напора:
 Мб Мм
где Л/б > &tM— разности температур на концах теплообменника.
При	1,7 среднелогарифмическую разность температур
заменить (с погрешностью до 2%) среднеарифметической разностью
д7 ____________________________ Мб + Мм
1 “	2
(58)
можно
(59)
287
При перекрестном движении потоков и других схемах среднюю раз-
ность температур вычисляют по формуле (58) с введением поправочного
коэффициента ф
= <6°)
2'31г^
Коэффициент ф определяют по графикам как функцию вспомогательных
параметров в зависимости от соотношения температур потоков [32].
Очень часто теплообменные аппараты имеют сложную смешанную схему
движения потоков. В витом теплообменнике, например, у каждого ряда
труб, омываемых потоком, проходящим по межтрубному пространству,
наблюдается ступенчатое изменение температуры потоков.
При большом количестве рядов труб ступенчатую температурную
зависимость можно заменить плавной кривой и среднюю разность темпе-
ратур определять так же, как и для параллельного течения.
Среднеинтегральная разность температур
Если в процессе теплообмена теплоемкости потоков существенно изме-
няются с температурой (как, например, при охлаждении до низких темпе-
ратур сжатого воздуха), то в этом случае температурный напор должен
быть определен как среднеинтегральная разность температур ЬЛинт по
методу А. И. Мороза.
На отдельных, достаточно малых участках изменения температуры
в теплообменнике можно принять	const и G2c2 const.
Разбивая общее количество передаваемого тепла Q на п равных ча-
стей AQ при 1 i п, можно написать
f==S4?r-	(61)
1
Если с некоторым приближением принять, что с изменением темпера-
туры в теплообменнике k = const и заменить AQ = —, то формулу (61)
можно преобразовать
1
С другой стороны,
Приравняв правые части уравнений (62) и (63), получаем
Минт М Zj	V 7
1
где — среднеарифметическая разность температур f-ro участка.
При переменной теплоемкости одного из потоков (например, воздуха
высокого давления р = 20,0 Л4к/ж2) и при постоянной теплоемкости другого
потока (например, азота низкого давления) для расчета ЬЛинт необходимо
построить Q—Т-диаграмму, представляющую собой графическое изобра-
жение теплового балансу аппарата (рис. 20). Линия 1—2 является изобарой
воздуха, перенесенной из I—Т-диаграммы для воздуха, а линия 3—4 —
288
изобарой азота для данного соотношения потоков в рассчитываемом аппа-
рате. Точки 1—4 соответствуют конечным температурам газов. Разности
температур tr —	к и /2 — t3 = равны температурным
напорам на теплом и холодном концах теплообменника.
После построения изобар и разбивки их на п равных по высоте участков
находят средние для каждого участка разности температур: Д^, ДЛ2, . . .
• • Мп.
Среднеинтегральная разность температур
^инт
(65)
П
Если оба теплообменивающихся потока имеют переменные тепло-
емкости, поступают следующим образом: в диаграмме Q—Т строят изобару
одного из потоков, заимствованную из
диаграммы I—Т, разность между энталь-
пиями газа на теплом и холодном концах
теплообменника делят на п равных
участков и найденные значения энтальпии
наносят на изобару; по тепловому балансу
и диаграмме состояния второго теплооб-
менивающегося газа находят изменение
его температуры на каждом участке; на
график наносят точки, абсциссами кото-
рых являются найденные значения тем-
ператур, а ординатами — значения
энтальпий, отложенных на изобаре пер-
вого потока; полученные точки соединя-
ются плавной кривой, являющейся изо-
барой второго потока для данного соот-
ношения потоков в рассчитываемом аппа-
рате; далее для каждого участка находят
Температура
Рис. 20. Графическое определение
средне-интегрального температурного
напора двухпоточного теплообменника
средние разности температур, а затем определяют среднюю интеграль-
ную разность температур по уравнению (65).
Таким же путем определяют Ыинт, если потоки в процессе теплообмена
меняют агрегатное состояние, например, если охлаждаемый воздух, имеющий
давление ниже критического, частично Конденсируется.
Для простоты расчета в этом случае теплообменник делят на зону подо-
грева (или охлаждения) и зону конденсации (или испарения). Однако такое
деление в значительной мере условно, так как.конденсация газа, например,
начинается раньше, чем охладится ядро потока, если температура охлаж-
дающей поверхности ниже температуры конденсации. Это влечет за собой
некоторое перераспределение расчетных разностей температур по участкам
по сравнению с действительными, но не отражается заметно на величине
Многопоточные теплообменники
Задача определения среднего по поверхности температурного напора
в многопоточных теплообменниках значительно усложняется. Здесь распре-
деление температур по длине аппарата зависит от числа потоков и соотно-
шения их водяных эквивалентов, от соотношения коэффициентов теплоот-
дачи и температур потоков на концах теплообменника, а также от геометри-
ческих размеров и соотношения поверхностей, через которые происходит
19 П/ред. В. И. Епифановой	289
обмен теплом между различными потоками. При прочих равных условиях
распределение температур зависит от типа конструкции аппарата.'
Расчет каждого нового вида многопоточного теплообменника требует
индивидуального подхода и разработки расчетных соотношений, характер-
ных для данного аппарата. Ниже рассмотрены методы расчета среднеинте-
гральной разности температур в' трехпоточном теплообменнике типа «труба
в трубе» и в многопоточном пластинчато-ребристом теплообменнике.
Основные принципы и приемы, применяемые при расчете этих аппара-
тов, могут быть использованы при составлении расчетных соотношений для
многопоточных теплообменников других конструкций. Расчет многопоточ-
ных теплообменников весьма трудоемок и требует применения электронно-
вычислительных машин.
Трехпоточный теплообменник типа «труба в трубе»
При расчете теплообменников, работающих с малыми температурными
напорами, игнорирование потерь холода в окружающую среду может при-
вести к значительным погрешностям. Остановимся на основных положениях
метода построения диаграммы Q—Т 1 с учетом потерь холода в окружающую
среду и расчета среднеинтегральных разностей температур в рассматривае-
мом теплообменнике.
Выделим двумя бесконечно близкими сечениями элементарный участок
теплообменника. В установившемся режиме для выделенного участка спра-
ведлива система трех уравнений:
dQA = Ьва^ва dF в а = Adi А—dq0 с;	(66)
dQx = kBK\tBK dFBK = К dIK\	(67)
dQB = dQA + dQK = BdIBi	(68)
где dQA и dQK — количества тепла, воспринятые потоками азота и кис-
лорода;
dQB — количество тепла, отданное потоком воздуха;
dq0 с — потери холода элементом теплообменника чёрез изоля-
цию в окружающую среду;
kBA и kBK — коэффициенты теплопередачи от воздуха к азоту и
к кислороду;
Д^вл и ktBK — температурный напор между потоками воздуха и азота,,
воздуха и кислорода;
dF — поверхность теплообмена в элементе;
А, В, К — весовые расходы потоков азота, воздуха и кислорода;
di — изменение энтальпии потоков при прохождении через-
элемент теплообменника.
Индекс В относится к потоку воздуха, индекс К — к потоку кислорода,,
индекс А — к потоку азота.
При расчете теплообменников обычно бывают заданы суммарные потери
холода в окружающую среду qOtCt В Зависимости от конструкции аппарата
эти потери относятся к одному или нескольким потокам. В рассматриваемой
конструкции холод теряет поток азота, проходящий по межтрубному про-
странству теплообменника.
На основе уравнений (66), (67) и (68) могут быть составлены расчетные
соотношения для построения Q—^-диаграммы рассматриваемого теплообмен-
ника. Поделив уравнения (66) и (67) на уравнение (68), после преобразова-
ний и перехода к конечным величинам, получим:
* Метод построения диаграммы Q—Т для трехпоточного теплообменника типа «труба,
в трубе» без учета потерь холода в окружающую среду приведен в литературе [57].
290
AT __ В __________В_________ I &Qo'. C .
A~~ A	. Ывк 1 A >
kBA H ^BA
(69)
Л T В
— jc —
H
(70)
Д7в
^BA MBA ’
Ьвк ^BK
где p =	----соотношение поверхностей теплообмена обратных по-
токов, сохраняющее постоянное значение для всех элементов и являющееся
исходной расчетной величиной для рассматриваемого теплообменника.
Величина Лдос в уравнении (69) определяется
исходя из распределения потерь холода по элементар-
ным участкам теплообменника. Для случая, когда
температура теплого конца аппарата примерно равна
температуре окружающей среды, можно принять, что
зависимость потерь холода от изменения энтальпии по-
тока воздуха будет соответствовать «закону треуголь-
ника». Этот «закон» характеризует собой пропорцио-
нальное уменьшение потерь холода от максимальной
величины на холодном конце аппарата до нуля на его
теплом конце (рис. 21).
При выбранном законе распределения потери холода
для первого (считая с холодного конца) участка
Д^ = ^7ГЛ/в-	(71)
Теплый
коней,
Холодный
конец
Рис. 21. Эпюра рас-
пределения потерь
холода по элемен-
тарным участкам
теплообменника
(«закон треуголь-
ника»)
Потери холода для r-го участка определяются соот-
ношением
б/в— S Ыв
' <72>
где б/в — изменение энтальпии воздуха в теплообмен-
нике.
С помощью формул (69), (70) и (72) и диаграмм состояния для воздуха,
кислорода и азота можно по температурам потоков в одном концевом сече
нии элементарного участка теплообменника и Д7В на этом участке определить
температуры потоков на другом его конце. Удобно величину Д/в выбирать
достаточно малой, с тем чтобы Д/вл и Д/Вк в формулах (69) и (70) можно
было с достаточной точностью определять как разности температур потоков
на одном конце участка.
Если весь теплообменник разделить на участки с известными (для
удобства расчета, равными) Д7В,то, рассчитав вначале участок, в одном^кон-
цевом сечении которого температуры потоков известны, затем другой со-
седний участок ит. д., можно определить температуры потоков в зависимости
от количества тепла, переданного воздухом, т. е. построить диаграмму
Q—Т для трехпоточного теплообменника типа «труба в трубе».
При расчете теплообменников воздухоразделительных установок обычно
известны температуры поступающих в теплообменник потоков и задается
величина суммарной потери холода из-за недорекуперации на теплом конце
теплообменника; по уравнению теплового баланса можно определить тем-
пературу воздуха на холодном конце теплообменника и разности температур
Д£вл и Д/Вк на холодном конце. Поэтому при построении диаграммы Q—Т
в качестве начального выбирают участок, лежащий на холодном конце теп-
лообменника.
19*
291
При определении среднеинтегральной разности температур между
воздухом и азотом в соответствии с методом, изложенным выше, необходимо
диаграмму Q—Т разбить на участки, для которых количества тепла, воспри-
нятые азотом, одинаковы, а при определении среднеинтегральной разности
температур между воздухом и кислородом — на участки, для которых коли-
чества тепла, воспринятые кислородом, одинаковы.
Проверкой правильности проведенных расчетов по определению сред-
неинтегральных разностей температур в теплообменнике типа «труба в трубе»
является определение длин внутренних и внешних труб, которые должны
быть одинаковы.
Многопоточные пластинчато-ребристые теплообменники
В пластинчато-ребристом теплообменнике в отличие от теплообменника
типа «труба в трубе» и других конструкций трубчатых аппаратов нет опре-
деленного соотношения поверхностей теплообменивающихся потоков. Это
соотношение устанавливается в каждом конкретном случае в зависимости
от условий теплообмена и может изменяться по высоте аппарата.
Действительно, ребро пластинчато-ребристого теплообменника работает
частью своей длины на одну стенку, частью — на другую. Такое разделение
длины ребра произойдет в том его сечении, где тепловой поток по ребру будет
равен нулю, что возможно, когда будет равен нулю температурный градиент
по длине ребра, определяемый с помощью уравнения (21)
d0 _ d f 0" shmx + 0' sh [m (Z— x)] |
dx dx I	sh ml	1 ’	*
Выполнив дифференцирование и математические преобразования при-
веденного уравнения, определим длину ребра, работающего на одну стенку,
/ eml— — \
_ I . 1 1 /	0'	|
%0~ 2 Ш|	Г
\ 6' е	/
0'/
При -gr- = 1 (двухпоточный теплообменник, симметричные условия
е' =0") х0 = 4-
Таким образом, в многопоточном пластинчато-ребристом теплообменнике
соотношение поверхностей теплообмена, которое необходимо для построения
диаграммы Q—Т и определения среднеинтегральной разности температур,
само оказывается функцией температурных распределений. Поэтому при
составлении расчетных соотношений для построения диаграммы Q—Т
пластинчато-ребристого теплообменника требуется принципиально иной
подход по сравнению с расчетом теплообменника типа «труба в трубе».
Например, в трехпоточном пластинчато-ребристом теплообменнике (см.
рис. 3) тепло от потока 1 может передаваться потоку 2 через поток 3, т. е.
ребро, находящееся в потоке 3, воспринимая тепло от потока /, только
частично отдает его потоку 3, частично же путем теплопроводности потоку 2.
Следовательно, в этом случае нельзя выполнять расчет с помощью коэффи-
циента теплопередачи, определяемого выражениями (31) и (32). При этом
поверхность теплообмена в соответствии с уравнением (3) определяется
по формуле	р _ Q	(узу
О I ^ср I
где |0гр| — среднеинтегральный температурный напор «стенка—поток»,
равный среднеинтегральной избыточной температуре, взятой
по абсолютной величине.
292
Для определения среднеинтегральных температурных напоров в пла-
стинчато-ребристом теплообменнике с числом теплообменивающихся пото-
ков, равным п, может быть предложен следующий метод.
Теплообмен на участке dL описывается п уравнениями:
dQt = а, (Л + Лрт1Р)/ dL = GiCpi dTt ± dqh	(74)
где i = 1, 2, \ п,— номера потока;
0- и 0/' — избыточные температуры (температурные напоры «стенка—
поток») в начале и в конце ребра, омываемого потоком г;
А и Ар — поверхности пластин и ребер в единице свободного объема
в каналах потока i (см. табл. 1);
г)р — к. п. д. ребер потока i (см. рис. 4);
St- — живое сечение теплообменника по потоку i\
Gt — весовой расход потока Z;
cpi — удельная теплоемкость потока г,
dTt — изменение температуры потока i на участке dL\
dq{ — потери холода в окружающую среду потоком i на участке dL,
Для упрощения записи можно ввести обозначения:
В£ =	а£ (А + Лрлр)г Si,
тогда уравнения (74) при переходе к конечным величинам примут вид
Bi (е; + 0;) AL GiCpi \Ti ± A7l,	(75)
Изменение температуры каждого потока Д7\. происходит как за счет
теплообмена со стенкой, так и потерь холода в окружающую среду. Знак
минус'в уравнениях (74) и (75) соответствует случаю, когда тепловые потоки
от стенки и из окружающей среды совпадают по направлению (обратный
поток); знак плюс — различны по направлению (прямой поток).
В первом приближении общие потери холода можно распределить
между потоками с помощью выражения
Ъ =	(76)
/=1
где q0'C — потери холода теплообменником в окружающую среду.
Для распределения потерь холода по длине теплообменника каждым
потоком в зависимости от изменения температуры, может быть принят
«закон трапеции» (рис. 22).
Большее основание трапеции hu соответствует потерям холода на хо-
лодном конце аппарата и пропорционально разности температур окружа-
ющей среды и потока i на холодном конце 671?; меньшее основание
трапеции h2i характеризует потери холода на теплом конце и пропорцио-
нально разности температур окружащей среды и потока i на теплом конце,
т. е. величине ST®— STZ. Значения hu и hu могут быть рассчитаны по
формулам
=	2?,-6Г°	.	_	291.(67°-dTt.)
11 бТг [(дТ(!—6Т£)+ЙТ°г] ’ 2Z 6Ti[(6T°i — 6Т£) + 6Т°]
В частном случае, когда 671? = 8Т£ (температура на теплом конце примерно
равна температуре окружающей среды), hu =	, h2i = 0 и «закон трапе-
ции» превращается в «закон треугольника».
293
При принятом распределении потери холода потоком i на участке /(1
/«С г) могут быть определены с помощью следующего выражения:
А?/ = [h* + (Ап-h2i)	ДТг.	(76)
Подставляя полученное выражение в уравнение (75), находим, что
потери холода в окружающую среду могут быть учтены соответствующим
изменением теплоемкости
cpi = cpi ± [h2i + (Лп -h2i)	.	(77)
Отнесем уравнения (75) для всех потоков к одному из уравнений, напри-
мер к уравнению с индексом i = 1. С учетом уравнения (77) получим
Теплый
Рис. 22. Эпюра распреде-
ления потерь холода по
элементарным участкам
теплообменника («закон
трапеции»)
Д7\ = АТ
G1CP1 Bt Q'i + Q'i
1 GtCPi
Рис. 23. Схематическое изо-
бражение тепловых пото-
ков у стенок пластинчато-
ребристого теплообменника
(78)
С помощью уравнений
(78) может быть построена
диаграмма Q—Т, если в
каждом сечении теплооб-
менника известны 0t* и 0/.
Избыточные температуры
на стенках 9£- и 0Z могут
быть определены из ба-
лансовых уравнений, со-
ставленных для каждой
из п стенок п-поточного
теплообменника. При уста-
новившемся процессе для
каждой стенки справедли-
во утверждение, что сумма
количеств тепла, подведенного к стенке и отведенного от нее, равна нулю
(рис. 23). При этом влияние продольной теплопроводности стенки не учиты-
вается.
Запишем систему балансовых уравнений:
i + t = Ут ж + Z4-1 >	(79)
где qT и qT — количество тепла, отведенное или подведенное к стенке
теплопроводностью по ребру соответственно в начале и
в конце ребра;
qK и qK — количество тепла, отведенное или подведенное к межре-
берному промежутку непосредственно конвекцией соответ-
ственно в начале и в конце ребра.
Знаки тепловых потоков в уравнениях (79) определяются, исходя из
следующих соображений.
Подобно тому, как это делалось при выводе уравнения (21), поместим
начало координат на левой стенке каждого канала (в начале ребра) и напра-
вим ось х по ребру слева направо, при этом О х I. Тепловой поток будем
считать положительным, если он совпадает по направлению с ох.
Тепловой поток q-г, t рассчитывают с помощью уравнения теплопровод-
ности (1):
=	(80)
294
где z — число ребер на единице длины теплообменника;
Км — коэффициент теплопроводности материала ребра;
s — поперечное сечение ребра.
В системе уравнений (80) выразим температуры в соответствии с вы-
ражением (16) через избыточные температуры fy:
dtj _ d^i + Tj) dGj
dx dx dx ‘
(81)
Здесь так же, как и при выводе уравнения (21), температура потока
в поперечном сечении предполагается постоянной.
С учетом равенства (81) выражения для тепловых потоков qT запишутся
следующим образом:
<< =<82>
= -и.»*.. (^-),_„ •	(83)
Знак теплового потока qT в уравнениях (82) и (83) определится знаком
производной , рассчитываемой по уравнению (73).
Свяжем направление теплового потока qK с направлением ох. Знак qK
определится знаком температурного напора, который будем считать как
разность (А\+дх — йх), где йх+дх— температура стенки или потока при
большем значении х (справа), йх— температура стенки или потока при
меньшем значении х (слева).
При этом
qK, i =	i (Йх-|-Дх Йх)/,	(84)
где	поверхность пластины, расположенной между ребрами на
единице длины теплообменника (межреберный промежуток).
Знак минус в уравнении (84) означает, что вектор qK и вектор (йх+дх—йх)
не совпадают по направлению [аналогично уравнению теплопроводности
(1)]. Действительно, qK всегда направлен в сторону убывания температуры,
(йх+дх—йх) — в сторону возрастания.
Если выразить разность (йх+Дх — йх) через избыточные температуры,
то получаются следующие выражения для тепловых потоков:
(85)'
(86)
Имея выражения для тепловых потоков, определив температурные
градиенты-^- в начале и в конце ребер с помощью уравнения (21) и введя
обозначения:
л г	zi^M.	t	л <	./4/5/
= —Ь ф,-	;	М‘ = а‘~^~ ’
запишем систему балансовых уравнений (79) в следующем виде:
— N, (о: ch <рг — 03 — Mfi'i = —	(9':+1 — е:+1 ch ф(+1) +’ Мг+10,'+1. (87)
Полученная система из п уравнений содержит 2п неизвестных избыточ-
ных температур 0/ и 9/. Для их определения составим еще п уравнений
295
связи между избыточными температурами и температурными напорами
между потоками.
Температурный напор между потоком i и потоком i + 1
hi (i+i)-t = Т z_li — Т i.	(88)
Так как 0, = tt — Tt и 0,+i = ti+i — 7\-+b а термическое сопротив-
ление стенки настолько мало, что можно считать, что tt = уравнения
(88) запишутся в следующем виде:
Д^+1)_< = 0';-е;+1.	(89)
Заметим, что температурный напор A^(z_+_i)_z — вектор, и при выбран-
ной форме записи его
ператур потоков на входе
в элементарный участок
и выходе из него
направление также связано с направлением ох.
Таким образом, с помощью систем уравнений
(87) и (89) в каждом сечении теплообменника могут
•быть определены все 2п неизвестных избыточных
температур 0/ и 0/, если для этого сечения известны
температурные напоры между потоками Д£(/ + 1)_г.
Диаграмма Q — Т многопоточного пластинчато-
ребристого теплообменника строится с помощью си-
стем уравнений (78), (87) и (89) следующим образом.
По заданным температурным напорам между
потоками Д/(д+1)_д на конце теплообменника можно
определить избыточные температуры 0t: и 0/ по
уравнениям (87) и (89). Далее, задаваясь измене-
нием температуры потока 1 настолько малым, что на
всем его участке температурный напор можно считать
равным температурному напору на конце участка,
определяется изменение температур Д7\- потока i по уравнениям (78). При
этом используется зависимость теплоемкости данного газа от температуры
при расчетном давлении.
Если разбить весь теплообменник на участки с известными Д7\, то
рассчитывая вначале участок, в одном концевом сечении которого темпера-
туры потоков (а следовательно, и температурные напоры между потоками)
известны, затем другой соседний участок и т. д., можно определить темпера-
туры потоков i в зависимости от температуры потока 1 и построить диаграмму
Q—Т многопоточного пластинчато-ребристого теплообменника. При этом,
аналогично построению диаграммы Q—Т двухпоточных теплообменников
в системе координат Q—Т строят изобару потока /, на которой откладывают'
точки, соответствующие элементарным расчетным участкам \Тчерез эти
точки проводят горизонтальные прямые. На полученных прямых от^клады-
ч вают точки, соответствующие температурам потоков на каждом элементар-
ном участке, рассчитанные с помощью решения системы уравнений (78),
и соединяют плавными кривыми.
В систему уравнений (78) значения избыточных температур подставляют
со знаком плюс или минус в соответствии с определением 0 по системам урав-
нений (87) и (89). Чтобы учесть знак А7\, может быть предложена следую-
щая форма записи для изменения температур потоков на элементарном
участке А7\ = TiK — TiH. Индекс к обозначает температуру потока в конце
элементарного участка (на выходе из него); индекс н — в начале элемен-
тарного участка (на входе в участок) (рис. 24).
Правило знаков особенно важно соблюдать при расчете распределения
температур на начальном участке аппарата, где может происходить измене-
ние направления теплового потока. Поясним это подробнее. Температуры
296
потоков на входе в аппарат задаются из условий работы установки в целом,
поэтому на небольшом начальном участке происходит перераспределение
температур в соответствии с условиями теплообмена в данном многопоточном
аппарате. На этом начальном участке один и тот же поток может вначале
охлаждаться, затем нагреваться. Такое перераспределение температур мо-
жет происходить в реверсивных многопоточных теплообменниках, в которых
для обеспечения работы аппарата в режиме самоочистки происходит рецир-
куляция одного из потоков. Например, если часть прямого потока на выходе
из аппарата возвращается в него в виде петлевого потока («тройное дутье»),
то на холодном конце теплообменника разность между прямым и петлевым
потоками равна нулю. Следовательно, петлевой поток, не нагреваясь прямым
потоком на холодном конце, будет охлаждаться обратным потоком. По мере
движения по каналам петлевой поток будет поступать в сечения теплообмен-
ника со все более высокими значениями температур прямого и обратного
потока. Начиная с некоторого сечения, петлевой поток нагревается прямым
потоком.
При определении среднеинтегральных избыточных температур
в соответствии с методом, изложенным выше, необходимо разбивать на рав-
ные части количество тепла, отданного или воспринятого потоком L
Проверкой правильности расчета среднеинтегральных избыточных тем-
ператур является определение длин каналов теплообменника по каждому
потоку, которые должны быть одинаковы.
Пример расчета трехпоточного пластинчато-ребристого теплообменника
с помощью изложенного метода приведен в литературе [23].
8. РЕВЕРСИВНЫЕ ПЛАСТИНЧАТО-РЕБРИСТЫЕ ТЕПЛООБМЕННИКИ
Пластинчато-ребристые теплообменники можно использовать в воздухо-
разделительных установках в качестве реверсивных для одновременного
охлаждения и очистки исходного газа. Особенно целесообразно их применение
в установках для производства чистых продуктов, так как в теплообменниках
такого типа сравнительно легко осуществляется теплообмен между несколь-
кими потоками газа.
В реверсивном теплообменнике сжатый газ охлаждается чистым обрат-
ным потоком, идущим противоточно и имеющим давление, близкое к атмо-
сферному. При этом одновременно с теплообменом происходит выморажи-
вание паров влаги и двуокиси углерода. Через определенное время потоки
переключаются, и чистый обратный поток, проходя по каналам, нагревается
и возгоняет примеси, отложившиеся из прямого потока. Период между пере-
ключениями потоков определяется допустимым повышением сопротивления
на обратном потоке и обычно принимается от 15 до 30 мин.
Одной из главных задач, возникающих при проектировании тепло-
обменников, является выбор габаритов и режима работы аппарата, обеспе-
чивающих необходимую продолжительность рабочей кампании установки.
Продолжительность кампании зависит от тщательности очистки рабочего
газа в теплообменниках, определяющей забиваемость коммуникаций и ап-
паратов, расположенных за теплообменниками, и от скорости накопления
примесей в теплообменниках. В условиях установок разделения воздуха воз-
можны два варианта работы реверсивных теплообменников: в режиме мак-
симально длительной кампании, при котором все примеси, вымерзающие
в аппарате, возгоняются обратным потоком, и в режиме сокращенной кам-
пании (в небольших и транспортных установках), при котором допустимо
накапливание примесей в аппарате.
Реверсивный теплообменник не забивается, если на любом его элемен-
тарном участке длиной Д£ количество примесей, вымораживающихся в еди-
297
ницу времени, меньше или равно количеству примесей, которое может субли-
мироваться в единицу времени, т. е. если соблюдается условие:
^npVnp^^Co6pVo6p9	(90).
где &Спр и АСобр — изменения концентраций примесей в прямом и обрат-
ном потоках при прохождении элемента АЛ;
Vnp и Vo6p — расходы прямого и обратного потоков.
Изменения концентраций примесей в прямом и обратном потоках опи-
сываются следующими уравнениями:
для процесса вымораживания
г _ ( \~вГ п _______ (А*т) ~ёё~ f Спов dr-	(91)
То т
для процесса возгонки
Сеозг= е(Д^)1^ I	dT>	<92)
То т
здесь Свым и Св03г — текущие концентрации примесей при вымораживании
и возгонке;
Спов — концентрация насыщения при температуре поверх-
ности теплообмена;
Со — начальная концентрация примесей в прямом потоке;
Д/г — текущая разность температур между газом в ядре
потока и поверхностью теплообмена;
В = &к~	— безразмерный параметр, характери-
зующий температурный режим процесса;
TQ и А/о— температура и разность температур в сечении, где
начинается вымораживание (возгонка);
Тк и А^ — те же величины в конечном сечении;
а =	----коэффициент Льюиса, характеризующий отношение
РРСр
интенсивностей тепло- и массообмена;
аир — коэффициенты тепло- и массоотдачи.
Уравнения (91) и (92) выведены на основании общих положений тепло-
массообмена со следующими допущениями: концентрации примесей невелики
и их влиянием на свойства газа можно пренебречь; концентрация примесей
у поверхности равна концентрации насыщения при температуре поверхности;
высаживающийся слой инея не влияет на тепло- и массообмен (скрытые
теплоты сублимации и конденсации теплообменивающихся потоков уравно-
вешивают друг друга, и процесс теплообмена считается стационарным);
вся поверхность теплоотдачи считается первичной, т. е. к. п. д. ребер тепло-
обменника равен единице; теплоемкости газов не зависят от температуры
потока.
Экспериментальная проверка уравнений (91) и (92), проведенная во
ВНИИкимаше на моделях реверсивного теплообменника для смесей воз-
дух—влага и воздух—двуокись углерода, подтвердила возможность их
использования для практических расчетов низкотемпературных реверсив-
ных аппаратов.
В технических расчетах часто принимают, что примеси в газах находятся
в состоянии насыщения, и их содержание, следовательно, может быть най-
дено по кривым фазового равновесия. Однако проведенные опыты показали,
что в условиях реверсивных теплообменников низкотемпературных уста-
новок содержание влаги и двуокиси углерода в воздухе превышает равно-
298	4
веское, но не достигает величины критического перенасыщения и не сопро-
вождается образованием тумана. Величина перенасыщения зависит от вида
парогазовой смеси, температурного и гидравлического режима процесса,
соотношения скорости тепло- и массообмена
и других величин и может быть с достаточ-
ной степенью точности вычислена при по-
мощи уравнений (91) и (92). Степень перена-
сыщения	при вымораживании дву-
^нас
окиси углерода из воздуха в условиях низко-
температурного теплообменника приведена
на рис. 25.
Наличие перенасыщения должно учи-
тываться в технических расчетах при
определении степени очистки газа и незаби-
ваемости реверсивного теплообменника.
Зная, как изменяются температуры по
длине реверсивного теплообменника и как
связаны между собой поля температур и
концентраций 1(91), (92)], можно вычислить
количество примесей, накапливающихся в
реверсивном теплообменнике (рис. 26). Пун-
Рис. 25. Изменение степени ^перена-
сыщения при вымораживании дву-
окиси углерода из воздуха в зависи-
мости от разности температур для
различных температурных уровней
ктирные кривые соответствуют
позволяют судить о влиянии перенасыщения
насыщению при температуре потока и
на скорость накапливания.
Заштрихованная площадь эквива-
лентна количеству примесей, остав-
шихся в аппарате. Таким методом
можно определить режим, обеспечи-
вающий незабиваемость аппарата,
либо определить скорость накапли-
вания при заданном режиме.
СМ3/М2
4	6	8	10 град
Рис. 26. Изменение концентрации GO2
и удельных нагрузок по длине ревер-
сивного теплообменника:
1 и 2 — концентрация СО2 в прямом и
обратном потоке; 3 и 4 — концентрация
насыщения при температуре прямого и
обратного потока; 5 и 6 — удельная на-
грузка по СО2 на единицу длины соответ-
ственно при вымораживании и при воз-
гонке
Разность температур
между потоками
Рис. 27. Количество двуокиси угле-
рода, остающееся в реверсивном
теплообменнике, отнесенное к нор-
мальному кубометру воздуха при
различных технологических .ре-
жимах
299
На рис. 27 приведены результаты расчетов для технологических ре-
жимов, наиболее типичных для низкотемпературных реверсивных тепло-
обменников.
19. КОНДЕНСАТОРЫ-ИСПАРИТЕЛИ
Конденсаторы-испарители в блоках разделения воздуха служат для
конденсации азота за счет испарения кислорода или обогащенного кислоро-
дом воздуха, т. е. представляют собой теплообменные аппараты, в которых
процесс теплообмена происходит с изменением агрегатного состояния ве-
ществ.
От эффективности работы конденсатора-испарителя часто в значитель-
ной степени зависит экономичность работы всей установки. В установках
низкого давления увеличение на Г С разности температур между конденси-
рующимся азотом и кипящим кислородом ведет к увеличению расхода элек-
троэнергии на сжатие воздуха на 4—5%.
Конструктивно конденсаторы-испарители могут быть следующих типов:
1) горизонтальные кожухотрубные аппараты: а) с кипением жидкости
внутри труб и с конденсацией снаружи; б) с кипением снаружи и с конден-
сацией внутри труб; 2) вертикальные: а) бесфланцевые аппараты с кипением
в межтрубном пространстве и конденсацией внутри труб; б) фланцевые ап-
параты с кипением кислорода в межтрубном пространстве; в) бесфланце-
вые аппараты с внутритрубным кипением и конденсацией снаружи труб;
3) так называемые «выносные конденсаторы» делаются часто витыми с ки-
пением кислорода внутри труб; 4) кожухотрубные аппараты оросительного
типа с внутритрубным кипением стекающей пленки жидкости и с конден-
сацией снаружи труб; 5) за последнее время появилась тенденция к переходу
от кожухотрубных конденсаторов к пластинчато-ребристым.
Горизонтальные конденсаторы-испарители являются мало эффективными
аппаратами, так как в них, в связи с затрудненным отводом паров или кон-
денсата, блокируется образовавшейся новой фазой поверхность теплообмена,
ухудшается теплоотдача с внутренней стороны трубы. Поэтому за редким
исключением в установках разделения воздуха применяют вертикальные
конденсаторы-испарители указанных выше типов.
На рис. 28 изображен бесфланцевый конденсатор-испаритель с кипе-
нием в межтрубном пространстве. Такой тип конденсатора применяют в уста-
новках малой производительности, а также в аргонных и криптоновых колон-
нах крупных установок. Соединяют конденсатор, с колоннами низкого и вы-
сокого давления при помощи пайки. Основные размеры аппарата даны при-
менительно к конденсатору с поверхностью теплообмена F = 20 ж2. Кон-
денсаторы-испарители с кипением кислорода в межтрубном пространстве
имеют невысокий коэффициент теплопередачи, равный500—600вт!(ж2-град).
Причиной этого служат прежде всего малая теплоотдача со стороны кипящей
жидкости из-за плохой организации парожидкостного потока.
На рис. 29 изображен конденсатор-испаритель F = 760 ж2 с кипением
кислорода в трубах. Такого типа аппараты в отечественной технике разде-
ления воздуха применяют в крупных установках. В отличие от предыдущих
аппараты этого типа не встраиваются в колонны, что позволяет создавать
в агрегате требуемую поверхность теплообмена путем изменения не только
размеров аппарата, но и их числа. Агрегат БР-1 с номинальной производи-
тельностью 12 500 нм?1ч технологического кислорода имеет, например, три
основных конденсатора по 760 ж2.
В конденсаторах-испарителях с внутритрубным кипением при тепловых
нагрузках, обычных для промышленных установок [q > 1200 вт! (м2 • град) ],
коэффициенты теплоотдачи составляют 700—800 вт1(м? -град).
300
Рис. 28. Конденсатор-испаритель с кипением в межтрубном
пространстве (бесфланцевый)
в
Выход
жидкого
азота
Вход__
газообраз-
ного азота
Вход^
жидкого
кислоро-
да
Выход газообраз-
ного
кислорода
Выход газо-
образного
азота
Отбор некого i
кис л op одр, !
Рис. 29. Конденсатор-испаритель с кипением в трубах
Основным преимуществом конденсаторов-испарителей данного типа
является простота осуществления конструкции с большим отношением !вы-
соты трубы к ее диаметрупри этом можно иметь сравнительно неболь-
Жидкость и а орошение
Рис. 30. Модель конден-
сатора-испарителя ороси-
тельного типа, испытан-
ная во ВНИИкимаше:
1 — рабочие трубы; 2—рас-
пределитель жидкости; 3 —
оросительное устройство;
4 — циркуляционный насос
шой уровень жидкости, отнесенный к некипящему
кислороду, над нижним обрезом труб, чем обеспе-
чивается минимальная потеря температурного на-
пора в нижней части аппарата, обусловленная гид-
ростатическим давлением столба жидкости. Для
организации циркуляции жидкости конденсатор
имеет в середине циркуляционную трубу. Из цир-
куляционной трубы осуществляется также и отбор
жидкого кислорода в продукционный — выносной
конденсатор, так как стекающая в циркуляционную
трубу жидкость имеет несколько более высокую
концентрацию, чем жидкость, поступающая в кон-
денсатор из колонны.
Конденсаторы-испарители с внутритрубным
кипением могут дополнительно к своей основной
функции выполнять также роль парлифта *, слу-
жащего для подъема кипящей жидкости. Использо-
вание конденсаторов в качестве парлифтов дает воз-
можность устанавливать колонну низкого давления
на одной отметке с колонной высокого давле-
ния, обходясь при этом без насоса для подачи
флегмы.
Дальнейшее повышение интенсивности тепло-
обмена в конденсаторах-испарителях может быть,
достигнуто применением конденсаторов-испарителей,
оросительного типа (рис. 30) [10]. Высокая эффек-
тивность конденсаторов-испарителей оросительного,
типа обусловливается тем, что процесс кипения
происходит в жидкости, стекающей по стенке в виде-
тонкой пленки толщиной б < 1,5 мм, теплоотдача
при которой возрастает вследствие увеличенной час-
тоты отрыва пузырьков пара в ней и турбулизации
пленки, а также вследствие испарения ее. Кроме
того, в оросительных конденсаторах отсутствует депрессия температурного-
напора и малоэффективная зона подогрева кислорода до температуры кипе-
Рис. 31. Зависимость
коэффициентов тепло-
отдачи от тепловой на-
грузки при кипении
кислорода в конденса-
торах-испарителях с
трубой = 330:
/—оросительного типа;
2 — парлифтного типа;
(О — электрический обо-
грев; ® — конденсацион-
ный обогрев; -j- — отно-
сительный кажущийся
уровень; /7=45; д — Н =
= 0,45; ф— /7=0,5)
* Парлифтами мы в дальнейшем будем называть (в отличие от газлифтов, где подъем
жидкости осуществляется подачей в трубу газа) такие аппараты, в которых кипящая жидкость
поднимается вследствие образующегося в обогреваемой трубе пара.
302
ния. Интенсивность теплообмена особенно возрастает при переходе с пар-
дифтного режима на оросительный при малых тепловых нагрузках. Для
тепловой нагрузки, например 1000 вт!м\ коэффициент теплоотдачи воз-
растает более чем в 2 раза (рис. 31).
Теплоотдача при конденсации пара
При соприкосновении с поверхностью твердого вещества или жидкости,
температура которых ниже температуры насыщения, пар конденсируется.
Можно различать три вида конденсации на твердой поверхности. На поверх-
ностях, хорошо смачиваемых жидкостью, наблюдается пленочная конден-
сация, при которой конденсат растекается по поверхности сплошной плен-
кой. На несмачиваемой поверхности происходит капельная конденсация,
при которой конденсат выпадает в виде отдельных капель. При смешанной
конденсации поверхность теплообмена частично покрывается пленкой кон-
денсата, а на части ее образуются капли. При капельной конденсации вслед-
ствие отсутствия термического сопротивления конденсата теплоотдача более
интенсивна, чем при пленочной.
Продукты разделения воздуха (азот, кислород, аргон) принадлежат
к числу веществ, ^хорошо смачивающих металлические поверхности труб
конденсаторов и других аппаратов. Поэтому в аппаратах воздУхораздели-
тельных установок происходит пленочная конденсация, применительно
к которой и рассматриваем процесс теплообмена. Можно считать доказан-
ным, что основным термическим сопротивлением,, определяющим интенсив-
ность процесса, является термическое сопротивление жидкой пленки стекаю-
щего конденсата. Такое положение существенно упрощает рассмотрение
вопроса и сводит его к исследованию поведения пленки конденсата.
Нуссельт еще в 1916 г. теоретически вывел зависимость для определения
коэффициентов теплоотдачи при конденсации пара на вертикальной стенке
для чисто ламинарного стекания пленки конденсата при постоянной темпера-
туре теплообменной поверхности и при постоянных значениях на всей по-
верхности физических параметров жидкости (теплопроводности, вязкости
и плотности). Если определяющей является заданная удельная тепловая
нагрузка, эту зависимость удобно представить в следующей критериальной
форме:
Nu =0,925	(93)
= -^----число Нуссельта;
Л
где Nu
Ga
Re' =
=	— критерий Галилея;
——------критерий Рейнольдса для стекающей пленки конденсата;
/"Vp^
-----скорость стекающего конденсата;
а — средний коэффициент теплоотдачи, отнесенной ко всей
теплообменной поверхности;
I — высота поверхности конденсации, например, трубы;
v — коэффициент кинематической вязкости;
— плотность конденсата;
q — удельная тепловая нагрузка;
г — скрытая теплота парообразования.
После опубликования работы Нуссельта рядом авторов были проведены
экспериментальные исследования теплоотдачи при конденсации паров, а
также рассмотрено влияние на теплоотдачу волнового характера стекания
303
пленки. В этих работах в большинстве случаев получались коэффициенты
теплоотдачи больше подсчитанных по формуле (93) примерно на 20%. Для
длинных труб при достаточно больших тепловых нагрузках получались
даже качественные расхождения — коэффициенты теплоотдачи переставали
зависеть от тепловых нагрузок вследствие турбулизации стекания пленки.
Исследования процесса теплоотдачи при конденсации технического
азота, кислорода и аргона в зависимости от тепловой нагрузки и длины
труб позволили установить три различных режима.
При малой интенсивности процесса ^Re' 8- Ю-14-^-^ визуально было
обнаружено, что на поверхности теплообмена высаживаются мельчайшие
кристаллы твердых примесей (Н2О, СО2 и др.), которые обычно в небольшом
количестве содержатся в жидких чистых продуктах разделения воздуха.
Налет кристаллов на поверхности труб вызывает торможение, а следо-
вательно, и утолщение стекающей пленки конденсата, что приводит к ухуд-
шению теплоотдачи от конденсирующихся паров к стенке. Для этого слу-
чая:
аконд = 1,06-	вт/(м*• град).	(94)
При тепловых нагрузках, для которых Re' > 8-10"14 кристаллы
с теплообменной поверхности смываются стекающей жидкостью.
При отсутствии влияния на теплообмен налета кристаллов, высаживаю-
щихся на теплообменной поверхности, установленная экспериментально
зависимость для теплоотдачи аналогична формуле Нуссельта (93) и отли-
чается от последней лишь величиной коэффициента пропорциональности.
В формулу (93) входит коэффициент, найденный теоретически и равный
0,925. По данным экспериментов, коэффициент пропорциональности Сг =
= 1,04-1,12. При этом чем выше число Re', тем больше Сг.
Принимая = 1,0 при ламинарном стекании пленки конденсата
по чистой теплообменной поверхности, можно рекомендовать следующую
расчетную формулу:
Nu=(^P“.	(95)
При больших тепловых нагрузках, когда число Re' больше некоторой
критической величины, появляется значительный молярный перенос тепла,
и теплоотдача практически>не зависит от числа Рейнольдса.
В результате проведенных исследований [13] определено, что
ReJcp = 6,22- 1СГ5 Ga0,24 .	(96)
Исходя из уравнений (95) и (96) и наибольшей величины коэффициента
пропорциональности С± = 1,12 в условиях низких температур, для расчета а
при конденсации с большими тепловыми нагрузками, можно рекомендовать
следующее выражение:
Nu = 0,013 Ga°>413.	(97)
Присутствие неконденсирующихся примесей даже в малых количествах
резко снижает коэффициенты теплоотдачи. Это является результатом блоки-
рования поверхности пленки стекающего конденсата неконденсирующи-
мися газами. Скорость подвода рабочих паров к стенке, а следовательно, и
скорость теплоотдачи начинают ограничиваться интенсивностью диффузии
304
через образовавшийся газовый слой. Опыт эксплуатации кислородных уста-
новок показывает, что присутствие, например, неоно-гелиевой смеси в азоте
резко снижает производительность конденсаторов азота. Поэтому в верхней
части всех конденсаторов воздухоразделительных установок имеются про-
дувочные штуцеры для отвода неконденсирующихся компонентов воздуха.
Качественное представление о том, какое влияние на теплообмен оказывает
присутствие неконденсирующихся примесей может дать график (рис. 32)„
показывающий изменение коэффициента теплоот-
дачи при конденсации водяного пара в зависимо-
сти от количества примеси воздуха [32].
Влияние перегрева паров на теплоотдачу
экспериментально и теоретически исследовалось
рядом авторов. Было установлено, что если тем-
пература охлаждающей поверхности ниже темпе-
ратуры насыщения при данном давлении, то, не-
смотря на наличие перегрева паров в ядре потока,
на стенке происходит конденсация; ядро потока
и пленка конденсата обмениваются теплом, вслед-
ствие чего ядро охлаждается.
По данным С. С. Кутателадзе [32] при кон-
денсации перегретых паров коэффициент тепло-
отдачи должен быть даже несколько более высо-
ким, чем насыщенных паров, и при ламинарном
стекании пленки конденсата соотношение между
этими коэффициентами следующее:
Л 6т (наград)
Рис. 32. Опытные значения
коэффициента теплоотдачи
при конденсации водяного
пара на горизонтальной тру-
бе в присутствии воздуха
апер
&нас
(98)
где Р — отношение количества тепла, идущего на охлаждение ядра потока,,
к общему количеству передаваемого тепла;
О — величина перегрева паров;
с" — теплоемкость паров,.
Состояние поверхности стенки также влияет на теплоотдачу при пле-
ночной конденсации. Однако общего метода количественной оценки этого
влияния нет, поэтому оно учитывается очень
Рис. 33. Форма паровых пузырьков
на смачиваемой (а) и несмачиваемой
(б) поверхности
неточно на основе отдельных опытных реко-
мендаций.
Теплоотдача при кипении
Кипением называется процесс парооб-
разования, происходящий в слое жидкости.
В зависимости от тепловой нагрузки может
быть пузырьковое или пленочное кипение.
При пузырьковом кипении на поверх-
ности теплообмена в так называемых цент-
рах парообразования возникают отдельные
пузырьки. При хорошо смачивающейся поверхности нагрева жидкость
подтекает под основание пузырьков и способствует их отрыву от поверх-
ности (рис. 33, а). На несмачиваемой поверхности пузырьки пара имеют
широкое основание и достигают перед отрывом больших размеров
(рис. 33, б); при этом значительная часть теплообменной поверхности
покрывается паром и вследствие его плохой теплопроводности величина
20 П/ред. В. И. Епифановой	305
коэффициента теплоотдачи будет меньше, чем при кипении хорошо смачи-
вающих стенку жидкостей.
При пузырьковом кипении жидкости ее пограничный слой перемеши-
вается (турбулизируется) образующимися и отрывающимися от стенки па-
ровыми пузырьками. Чем больше центров парообразования и чем чаще отры-
ваются пузырьки от поверхности, тем интенсивнее становится теплообмен.
Число же центров образования паровых пузырьков и частота их отрыва
и, следовательно, интенсивность теплоотдачи при кипении зависит от раз-
ности температур между поверхностью нагрева и кипящей жидкостью.
По мере движения пузырька вверх через слой жидкости объем пузырька
увеличивается обычно в несколько десятков раз. Это показывает, что зна-
Рис. 34.' Зависимость акип = ф (<7) при кипении азота на единичной
трубе в большом объеме жидкости:
• — мельхиоровая труба _ = 8 мм; ▲ — мельхиоровая труба d,„n = 4 мм
нар	нар
чительное количество тепла пузырьку передается от самой жидкости, так
как она обычно бывает перегрета. Перегрев жидкости бывает тем выше, чем
меньше центров парообразования на поверхности нагрева и в самой жидкости.
Центрами парообразования служат на твердой поверхности впадины, ко-
торые имеются на ней вследствие ее шероховатости, а жидкости — пузырьки
газа или взвешенные в ней твердые частички.
Пленочное кипение возникает при больших тепловых нагрузках и
характеризуется образованием сплошного слоя пара между поверхностями
нагрева и массой жидкости. Вследствие того, что при пленочном кипении
жидкость от поверхности нагрева отделена паровым слоем, имеющим боль-
шое термическое сопротивление, интенсивность теплоотдачи при переходе
от пузырькового кипения к пленочному резко падает (рис. 34).
Визуальное изучение процесса кипения на единичных вертикальных
трубах в большом объеме жидкого кислорода и азота позволили установить
следующее: по мере увеличения (от нуля) удельной тепловой нагрузки на
стенке рабочей трубы начинается хорошо заметная конвекция прилежа-
щих к ней слоев жидкости. Интенсивность ее с ростом тепловой нагрузки
все время увеличивается; наконец, при значении q 2450 вт/м? (А7 —
= 4 град) на трубе, в.отдельных ее местах, начинается кипение. Дальнейшее
306
увеличение q приводит к быстрому возрастанию числа действующих на.
стенке центров кипения и в конце концов участки поверхности трубы, на
которых происходит конвекция некипящей жидкости, совсем исчезают.
При достижении нагрузок порядка qKpl = НО ООО вт/м2 (при темпера-
турном напоре для кислорода №кр = 8,8 град, для азота \tKp = 7 град)
пузырьковый процесс переходит в пленочный (верхний кризис). Постепенно
с увеличением нагрузки трубка приобретает вишневый цвет, затем красный
и, наконец, становится светло-желтой, что указывает на очень высокую тем-
пературу трубки, доходящую до 800° С.
При снижении удельной тепловой нагрузки (от значений q > qKp_^
пленочное кипение сохраняется до более низких ее значений. Нижний кри-
зис наступает для кислорода при qKp 2 = 38 000, а для азота при 16 000—
17 500 вт/м*.
При этих нагрузках происходит разрушение паровой пленки и процесс
приобретает пузырьковый характер. При последующем уменьшении q
интенсивность парообразования постепенно падает. При q — 1500-г-
1300 вт!м2 (Л£ = 1,8-е-1,4 град) парообразование прекращается полностью.
После этого процесс возвращается к режиму чистой конвекции.
Область перехода от конвекции жидкости к пузырьковому кипению
обладает интересной и практически важной особенностью, которая заклю-
чается в наличии своеобразного гистерезиса. При одном и том же значении q'
в зависимости от первоначальной нагрузки процесс идет либо как чистая
однофазная конвекция, либо как слабо развитое кипение. Соответственно
сильно отличаются и коэффициенты теплоотдачи (рис. 34).
Визуальные наблюдения за движением кипящего кислорода в верти-
кальных трубах на стеклянных моделях показали, что в нижней части трубы,,
занятой зоной подогрева, движется светлая жидкость. Затем образуются от-
дельные центры парообразования. По мере продвижения вверх парожид-
костного потока мелкие пузырьки пара сливаются в крупные и течение по-
тока приобретает «поршневой» характер. Каждый паровой «поршень» дви-
гает перед собой жидкостную пробку, в то время, как часть жидкости дви-
жется в виде тонкой пленки между «поршнем» и стенкой трубы. С увеличе-
нием скорости паров жидкостные пробки разрушаются и форма потока пере-
ходит в «стержневую». В этом случае пар движется в средней части трубы,
увлекая с собой жидкость, которая поднимается по стенке трубы в виде
пленки.
Чем выше скорость пара, тем тоньше двигающаяся по стенке пленка
жидкости. При повышении скорости движения паров в трубе, например,
вследствие увеличения отношения длины трубы к диаметру	и при умень-
шении кажущегося уровня Н относительная протяженность трубы, заня-
тая «поршневой» и «стержневой» формами течения, увеличивается в резуль-
тате сокращения участка пузырькового режима движения и зоны подогрева.
При кипении тонкого слоя жидкости в трубе, толщина которого меньше
отрывного диаметра пузырька DQ, паровой пузырек может соединиться с паро-
вым пространством ранее, чем достигнет отрывного диаметра (рис. 35),
что увеличивает частоту зарождения и отрыва пузырьков. Увеличение ча-
стоты отрыва пузырьков пара и уменьшение ламинарного подслоя в резуль-
тате снижения толщины кольцевой пленки жидкости при кипении в трубе,
а также испарение со свободной поверхности пленки увеличивают интен-
сивность теплоотдачи.
* Рассматривается кипение смачивающих жидкостей, и под кажущимся уровнем под-
разумевается высота светлого столба жидкости, вес которого эквивалентен сумме статического
и динамического сопротивления парожидкостному потоку в трубе.
2Э*	307
Уменьшение отношения (при одинаковой тепловой нагрузке) при-
водит к снижению скорости движения паров, вследствие этого увеличивается
толщина пристенного слоя жидкости и уменьшается часть теплообменной
поверхности, занятая кипением и испарением тонкой пленки жидкости.
На рис. 36 [15] показано влияние на коэффициент теплоотдачи геометри-
ческих размеров труб при Н = 0,9; для заданной тепловой нагрузки с уве-
личением отношения у в 5 раз коэффициент теплоотдачи может увеличи-
ваться почти в 2 раза. При значениях <80, механизм кипения в трубе
начинает приближаться к меха-
низму кипения в большом объеме.
Таким образом, коэффициент теп-
лоотдачи при кипении в трубах
зависит от структуры парожид-
Рис. 35. Зависимость диаметра парового пузырька в момент
отрыва от толщины слоя кипящей жидкости
костного потока и скорости движения жидкости непосредственно у поверх-
ности теплообмена. В условиях естественной циркуляции структура
потока и скорость движения жидкости по всей длине трубы определяются
интенсивностью парообразования; при этом скорость движения паров <двых
на выходе из трубы связана со всеми факторами, влияющими на процесс
теплоотдачи как в зоне кипения, так и в зоне подогрева жидкости.
Основная особенность гидродинамики процесса кипения в трубах, по
сравнению с кипением в свободном объеме, заключается в том, что часть
теплообменной поверхности, протяженность которой зависит от тепловой
I	LJ
нагрузки, отношения геометрических размеров-j- и кажущегося уровня л,
покрыта быстродвижущимся тонким слоем кипящей жидкости.
На рис. 37 показано влияние кажущегося уровня на коэффициент тепло-
отдачи при кипении кислорода в трубах. Наибольшая интенсивность тепло-
отдачи наблюдается в самом начале циркуляции, когда из трубы выбрасы-
вается небольшое количество жидкости и вся поверхность ею уже омывается.
При отношении > 500, а также при тепловых нагрузках q = ®AqKp
(где qKp — критическая нагрузка при кипении в свободном объеме) интенсив-
ность теплоотдачи при кипении кислорода в трубах не зависит от//, однако
эти случаи практически в воздухоразделительных установках не встречаются.
Для каждого размера труб существует определенный диапазон эффек-
тивных рабочих параметров, за границами которого происходит ухудше-
ние теплоотдачи из-за прекращения циркуляции или из-за возникновения
«сухого режима» работы в верхней части трубы. Поэтому для заданных раз-
меров труб и гидродинамических условий существуют вполне определенные
эффективные тепловые нагрузки и, наоборот, заданной удельной тепловой
.308
нагрузке и кажущемуся уровню отвечает определенный, наиболее эффектив-
ный (в смысле теплообмена) геометрический размер трубы.
Явление гистерезиса при переходе от режима, соответствующего одно-
фазной конвекции, к кипению в трубах связано с тем, что в зависимости
от направления изменения тепловой нагрузки распределение поверхности
Рис. 36. Влияние геометрических размеров труб на акил:
J — труба dQH = 9,0 мм, I = 5000 мм, = 560; 2 — труба dQH = 9,6 мм, I = 1812 мм, l/dgH =
= 189; 3 — труба гГ = 7,6 мм, I = 1000 мм, l/dOL1 = 132; 4 — труба dai, = 9,6 мм, I = 1020 мм,
9п	ОН	вгЬ
1Цвн = 106
В результате обработки экспериментальных данных по кипению кисло-
рода, азота и воздуха при давлениях, близких к атмосферному, получена
следующая расчетная формула [15]:
(99)
где
Nu = 0,l pro.35W°’7 Н~т,
Nu —	(-------V'5 — число Нуссельта;
g )°'5
W = —-—-—’ — безразмерная величина, являю-
щаяся аналогом критерия Рейнольдса при кипении в тру-
бах;
Рг = у-----критерий Прандтля;
Я = у — относительный кажущийся уровень жидкости в трубах,
отнесенный к общей высоте трубы в м/м:,
т — показатель степени, численное значение которого может
быть определено /(в зависимости от q и -у) по графику
(см. рис. 46);
I — длина (высота) трубы в м;
309
d — внутренний диаметр трубы в м;
q — удельная тепловая нагрузка в вт/м2  град;
г — скрытая теплота парообразования в дж!кг;
р^ и рж — плотность пара и жидкости в кг/м3;
о — поверхностное натяжение жидкости;
v — коэффициент кинематической вязкости в мг/сек;
а — коэффициент температуропроводности в м2/сек;
h — абсолютная высота уровня жидкости в м.
Условные обозначения остальных физических параметров те же, что
и в уравнениях (5) и (6).
Расчет коэффициента теплоотдачи при кипении жидкости в межтрубном
пространстве может быть произведен по уравнению (99), если в качестве
150 200 300 000 600 8001000 1500 2000 30000000 6000600010000 2000030000 qOm/r-rf
Рис. 37. Зависимость а = <р (q, h) при кипении кислорода в трубе (deH = 9,6 мм,
1 = 1020мм, UdQH = 106):
1 — н= 0,4L; 2 — Н = 0.5L; 3 — Н= 0.6L; 4 — Н= 0.7L; 5 — Н = 0.8L; 6 — Н = 0,91
определяющего размера принять эквивалентный диаметр межтрубного про-
странства. При уменьшении ниже 80 теплоотдача при кипении не зависит
от геометрических размеров. В этом случае процесс кипения в трубах (ще-
левых каналах) и процесс кипения в большом объеме можно отнести к одной
группе явлений, описываемых одним уравнением. Поэтому по формуле (99)
могут быть рассчитаны коэффициенты теплоотдачи и при кипении в боль-
шом объеме жидкости, если условно принять = 80.
Кратность циркуляции жидкого кислорода в трубах при его кипении,
может быть найдена по экспериментальным графическим зависимостям,
(рис. 38)
n=<p(q, H,d,	i	(100>
310
При оценке циркуляции жидкости в межтрубном пространстве по
рис. 38 определяющими геометрическими размерами являются длина трубы
и эквивалентный диаметр трубчатки.
' 1000 3000 5000 7000 9000
500 1000 1500 2000
3000 6000 9000 От/
г)	д)	6)
Рис. 38. Зависимость, n = ф (q, Н, deH, Udefi):
а	— для	трубы dgH = 9,6, l/d„H = 106	(1 — Н = 0,7L; 2 — И = 0.6L;	3 — Н = 0,5L; 4 — Н = 0,4L);
б	— для	трубы dgH = 7,5; l/dgH = 133	{1 — Н= 0,9L; 2 — Н = 0.7L;	3 — Н= 0.6L; 4 — Н = 0,5L;
5	~.н=	0,4L; 6 — Н = 0,3L); а — для	трубы dgH = 9,0, l/dm = 560	(/ — Н= 0,9L; 2 — Н = 0,8L;
3	— И =	0,7L; 4 — Н= 0,6L; 5 — Н =	0,5L; 6 — Н = 0,4L; 7 — Н=	0,35L; 8 — Н = 0,3L); г — для
трубы dgH = 4,5, l/deH = 220 (/ — Н= 0,8L; 2 — Н= 0,72L', 3 — И	=	0,63L; 4 — И = 0,54L; 5 —
Н= 0.45L; 6 — Н= 0,36L; 7	— Н = 0.27L);	д — для трубы — dgH =	4,	l/dgfi = 452 (/ — Н = 0,8L;
2 — Н= 0,7L; 3 — Н= 0.5L;	4 — И = 0,4L;	5 — Н = 0.3L); е — для трубы dg^ = 9,6, lldeH = 189
(/ — Н= 0,9L; 2 — Н =	0,7L; 3 — Н =	0,6L; 4 — Н = 0,5L; 5	—	Н = 0,4L; 6 — Н = 0,3L)
Методика расчета конденсаторов-испарителей
Ниже дана методика расчета конденсаторов-испарителей, включающая
в себя наиболее характерные случаи, встречающиеся при проектировании
и эксплуатации данных аппаратов. Для упрощения расчета использованы
непосредственные связи между температурными напорами и удельными теп-
ловыми нагрузками без промежуточного введения в формулы коэффициен-
тов теплоотдачи или полного коэффициента теплопередачи. Расчетные фор-
мулы получены соответствующим преобразованием зависимостей, выведен-
ных выше для расчета коэффициентов теплоотдачи при конденсации (94),
(95), (96) и для кипения (99). Данная методика применима для расчета кон-
денсаторов-испарителей с межтрубным и с внутритрубным кипением.
311
А. Определение температурного напора между кипящей жидкостью'
и конденсирующимися парами, необходимого для передачи заданного коли-
чества тепла (при заданной поверхности теплообмена)
Исходные данные: количество передаваемого тепла в конден-
саторе Q в вт; давление в конденсаторе на стороне кипения ркип в Мн/м2-,
состав кипящей жидкости по процентному содержанию кислорода в равно-
весных парах; состав конденсата по процентному содержанию в жидкости
азота; высота труб I в м\ диаметр труб (наружный) в л; диаметр труб
(внутренний) daH в м\ количество труб N или их поверхность F в м2; шаг
труб S в м-10"3.
Последовательность расчёта
1. Определяем удельные тепловые нагрузки на стороне кипения и кон-
денсации
Q , 2
Укип - -р— вт/м2
Г кип
И
Уконд =	= У кип ~7~ вт/М2,
Гконд	аконд
где FKlin и FKOfid — поверхность теплообмена на стороне кипения и кон-
денсации в ж2;
dKUn и dK0Hd — соответствуют deH или dHap в зависимости от того, на
какой поверхности трубы происходит процесс кипения
и конденсации.
2. Определяем характерную область процесса конденсации для данной
высоты труб и найденной величины удельной тепловой нагрузки.
Три возможные области разграничиваются неравенством
810-144-<-^^-<6,22-105 Ш’'"	(101)
V2 гржу	\ gl3 J	v '
или при обозначении
^- = аТ в гржх = Ьт-
8.6,22- 105	.	(102)
Значения ат и Ьт берут из рис. 39 и 40. При этом в качестве определяю-
щей берется среднеарифметическая температура пленки конденсата:
Ориентировочную величину температурного напора находим по удель-
ной тепловой нагрузке qKun (рис. 41).
Температура кипения кислорода, имеющего примесью только азот,
находится в зависимости от концентрации и давления ркип (см. приложение 28).
Когда в жидком кислороде, кроме азота, имеется также и аргон, с помощью
рис. 42 определим состав паров.
Для кислорода, загрязненного примесями N2 и Аг до 15%, температура
кипения может быть с достаточной точностью подсчитана, исходя из того,
что каждый процент аргона в смеси с кислородом (в равновесных парах)
понижает температуру кипения жидкости на 0,04° С, а каждый процент
азота на 0,08° С.
312
3. При соблюдении неравенства (102) температурный напор между па-
ром и стенкой можно определять по формуле, выведенной из уравнения (95),
а
с учетом того, что а =
Л/	ЯкондЬ ( Цконд1 1	V/3
здесь Л — коэффициент теплопроводности конденсата (рис. 43). Если
-^7- > 6,22 -ЛО4 5 (~^г)°'24> то температурный напор AtKMd следует
находить по формулам, полученным из уравнения (97)
а^=77^(-1^У’413.	(104)
Рис. 39. Зависимость ат = g/v2 от темпе-
ратуры жидких кислорода или азота
Рис. 40. Зависимость br = rpv от темпе-
ратуры жидкого азота
Режим работы, при котором —--онг?— <8-10 14-4", не рекомендуется
в связи с возможностью существенного ухудшения теплоотдачи из-за выса-
живания на поверхности твердых примесей. В этом случае надо увеличить q
Рис. 41. Ориентировочная зависимость
разности температур в конденсаторах от
тепловой нагрузки на стороне кипения
Рис. 42. Состав продукционного кислорода
в зависимости от его концентрации
4. При конденсации паров внутри трубок, когда конденсат должен сте-
кать вниз навстречу поднимающимся парам, необходимо проверить, не бу-
дет ли захлебывание трубок.
313
Предполагаем полную конденсацию паров в трубах и находим скорость
паров во входном сечении co3ax, соответствующую начальному моменту за-
хлебывания
0,36—1,75
®зах — 10 I
°'125-ig Г р«_(и. ю4)0-16
2
(Ю5)
Действительная скорость паров во входном сечении должна быть, по
крайней мере, на 20% ниже скорости захлебывания, т. е.
Уконд^
^0.8®зал.
м/сек.
Л бт/(пград)
008'-----------------------------------------------L_l
’ дО 8Ь 88 . 92	96	100 10Ь 108 Т°К
Рис. 43. Зависимость коэффициента теплопровод-
ности от температуры для жидких азот и кислорода
(106)
Для оценки влияния на
теплоотдачу торможения стека-
ющей пленки конденсата под-
нимающимися парами можно
воспользоваться графиком, по-
казанным на рис. 44.
5. Для единичных труб
оптимальная для данных зна-
I
чении -т— и q величина отно-
“кип
сительного кажущегося уровня Н кипящей жидкости может быть найдена
по рис. 45.	к
При определении же относительного уровня для промышленного кон-
денсатора необходимо учесть, что некоторые дефекты его изготовления (су-
жение сечения труб, их взаимное ка-
сание по внешней поверхности) могут
теризующий ухудшение теплоотдачи при
движении паров в противотоке с плен-
кой конденсата
Рис. 45. Зависимость эффективных теп-
ловых нагрузок при кипении кислорода
в трубах от величин Н и l/deH (1 — Н=
=0,3L; 2 — tf=0,4L; 3 — Н=0,5Ц 4 —
Н =0,6L; 5 — Н= 0,9L)
создавать тепловую и гидравлическую неравномерность работы трубчатки.
Это при малых тепловых нагрузках может вызывать опасный переход работы
отдельных труб на «сухой» режим. Поэтому из условий взрывобезопасности
установок рекомендуется принимать тепловые нагрузки не ниже 1000—
314
1200 emlM2, при соответственно кажущихся уровнях Н = 0,6-ь0,5. Сле-
дует помнить, что при большей величине уровня жидкости в конденсаторе
теплообмен ухудшается из-за влияния температурной депрессии, при не-
достаточном уровне — из-за перехода верхней части труб на «сухой» режим
работы.^
При кипении жидкости на
ведут по отношению длины труб
^ий находится исходя из фор-
мулы (8):
d3 = /1,27S2 —d2ap м. (107)
6. Определяем средний тем-
пературный напор на стороне
кипящей жидкости по выраже-
нию
^iKUn — 2,1 &с/кип (
\ “кип
(Ю8)
Показатель степени т на-
ходим по рис. 46.
Расчетная зависимость (108)
•справедлива для области 500 <
< У кип <3 -104 и труб с отно-
шением — > 80.
“кип
При кипении жидкости "в
трубах с — <80 и при ки-
“кип
пении в большом объеме на еди-
наружной поверхности трубчатки расчет
0	0,1 0,1 0,3 0,9 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 11qKp
 I * I I I______1—1---1--1---1--1--1---1
0	1000 9000	6000 8000 10000qOmlM?
Рис. 46. Зависимость показателя степени
m = cp(//deH, q)
ничной трубе или на иной
поверхности симплекс
формуле (108) следует
мать равным 80.
I
->--- в
акип
прини-
При кипении жидкости в межтрубном пространстве за длину I также
принимаем, рабочую высоту труб, а за dKtm — эквивалентный диаметр.
При относительном уровне Н>0,7, при > 400 и qKun^ 0,1^
“кип
влияние величин Нт исчезает и формула (108) принимает вид
Д/кип = 2,16^„3„(-т?-) °145.	(109)
\ “кип /
7.	Температурная депрессия, т. е. влияние'слоя жидкости на разность
между средним температурным напором №кип и температурным напором
з верхнем сечении трубы, находим по формуле, полученной из уравнения
Клапейрона—Клазиуса
kf _ ®>51кипН1рЖ
—	0,102гр„ •
8.	Определяем полный температурный напор, который необходимо
создать в верхней части конденсатора-испарителя,
^верх ~ ^конд •+ ^кип 8Л	(111)
315
9.	Если ставится задача определить давление в нижней колонне, то
вначале по температуре кипения и полному температурному напору в верх-
ней части конденсатора определяем среднюю температуру конденсации
^конд = ^кип “Е верх-	(112)’
Затем, по заданной концентрации азота и найденной температуре кон-
денсации, по диаграмме равновесия О2—N2 находим давление на стороне
конденсации.
Б. Определение величины поверхности проектируемого конденсатора-
испарителя, необходимой для того, чтобы при заданном температурном на-
поре в верхней части аппарата обеспечить передачу через его рабочую поверх-
ность данного количества тепла.
Исходные данные:' величина тепловой нагрузки, которую
требуется передать в конденсаторе-испарителе Q; давление на стороне ки-
пения (в верхней колонне) Ркип\ давление на стороне конденсации (в ниж-
ней колонне) Рконд- концентрация испаряющихся паров над жидкостью
в конденсаторе-испарителе по О2; концентрация конденсата по N2; высота
труб /; диаметры труб dHap и defi.
Последовательность расчета
1.	Вначале определяем температуру кипения жидкости tKun.
2.	Затем по номограммам (см. приложение 30) определяем температуру
конденсации tK0Hd, соответствующую заданным давлению и концентрации
Рис. 47. Графическое определение тепловой на-
грузки на стороне кипения в зависимости от AtKun
\ и А ^кон
конденсата.
3.	Определяем температур-
ный напор в верхнем сечении
Труб
^i-eepx = ^конд ^кип- (113)
4.	По рис. 41 находим
ориентировочное значение теп-
ловой нагрузки на стороне
кипения qKUn.
5.	По известному значению
I
л— и Якип определяем опти-
“кип
мальный уровень жидкости в
конденсаторе (см. рис. 45).
6.	По формуле (110), исходя
из подсчитанной величины
уровня жидкости в конденсаторе
и температуры кипения жидко-
сти, определяем обусловлен-
ную гидростатическим давле-
нием столба кипящей жидкости
поправку на температурную
депрессию.
7.	Находим средний температурный напор
M = Meepx — 8t.	(114)
8.	С использованием неравенства (101) выявляем область, в которой бу-
дет происходить процесс конденсации, и определяем температурный напор
на стороне конденсации.
9.	Узнаем удельную тепловую нагрузку на стороне кипения. Это де-
лается графически, исходя из условия равенства тепловой нагрузки со сто-
316
роны конденсирующегося азота и испаряющегося' кислорода, построением
на основе формул (103), (104) и (105) графиков зависимости Ыкип и А/кок3,
от q^n. (рис. 47).
Точка пересечения построенных кривых дает искомое значение qKun.
10.	Определяем поверхность теплообмена и количество труб в кон-
денсаторе:
Z7 = — м2; N = —!Ц-..
Якип	Якип^ “1
Пример расчета по определению температурного напора
в конденсаторе-испарителе
Исходные данные
Конденсатор с внутритрубным кипением. Количество передаваемого тепла Q =
= 2 880 000 вт\ поверхность теплообмена (по наружному диаметру труб) FKond = 2280 л/2;
диаметр труб: dHap = 10-10" 3 м; deH= 9-10" 3 4 м\ рабочая высота труб I = 2,94 м; давление
паров в верхней части конденсатора ркип= 0,14 Мн/м2; концентрация кипящего кислорода
в парах 97% О2; концентрация конденсирующегося азота в жидкости 99% N2.
Требуется рассчитать температурный напор между кипящей жидкостью и конденсирую-
щимися парами и найти необходимое давление на стороне конденсации.
1. Находим температуру кипения жидкости.
Из рис. 42 определяем содержание в парах аргона и азота — 2,5% Аг и 0,5% N2. Кис-
лород с концентрацией 100% кипит в условиях заданного давления при tKlin = 93,39° К.
Эффект понижения температуры кипения из-за содержания аргона и азота 2,5-0,04 +
+ 0,5-0,08 = 0,14. Температура кипения сМеси tKun = 93,39 — 0,14 = 93,25° К.
2. Определяем удельную тепловую нагрузку
Q _ 2 880 000	/9
дконд ~ ~Рконд ~	2280	“ 1260 вт/М~'
Якип =	= -26^1° = 1400 вт/зЛ
акип	у
3. Рассчитываем температурный напор на стороне конденсации. Физические пара-
метры конденсата находим соответственно температуре насыщения на стороне конденсации:
tK0Hd = *кип + °.5 А/ = 93,25+0,5-2,25 = 94,37°К,
где_Д^= 2,25 найдено из графика (см. рис. 41) по тепловой нагрузке qKun = 1400 вт!м2.
4. Определяем из выражения (102), в какой характерной области будет протекать про-
цесс:
а) 8.10"1%= 8-10"14-4,65-1014 = 37,2;
аТ находим по рис. 39 для tK0Hg = 94,37° К;
Яконд! = 1260-2,94 =
Ьт	17,8
Ьт находим по рис. 40 для
В)
Таким образом
^онд = 94,37° К;
6,22-10б _	6,22-105
(arZ3)0,24 ~ (4,65-1014-2,943)0,24
8.10-1%<^+
ьт
6,22-105
(arZ3)0,24 ’
5. Исходя из данного неравенства температурный напор на стороне конденсации рас-
считываем по формуле (104)
д/ _ 77 Яконд I — Т]_______________________1260 -2,94_____________ q
КОнд \ (ат1^	0,1094 (4,65- 1О14-2,943)0’413 ” ’
ЗГ7
Коэффициент теплопроводности жидкого азота X найдем по рис. 43 для tK0Hd = 94,37° К.
6.	Определяем относительный кажущийся уровень кипящей жидкости, который для
—— = 327 и qKun — 1400 вт/м2, из условий взрывобезопасности может быть принят Н = 0,7.
“вн
7.	Рассчитываем температурный напор на стороне кипения по формуле (108)
Ы кип = 2,l6q°K^n (J-V°’45 Нт = 2,16-14ОО0,3 327—°,45-О,70,185 = 1,28;
 \ивн /
т находим по рис. 46.
8.	Определяем величину полного температурного напора в верхней части конденса-
тора
Ыверх = &1конд + ^кип 4“
Величину температурной депрессии 6/, соответствующую гидростатическому давлению
•слоя кипящей жидкости, находим из уравнения (НО)
ci__ 1кип.Н1Рж
° ~0,102-rp„ *
93,25.0,7.2,94-1126
°	0,402-210.103-6,0 ,Ь
Таким образом, &tQepx = 0,75 + 1,28 + 0,5-1,68 = 2,875.
9.	Температура конденсации азота
^конд = ^кип ^верх = 93,25	2,875 = 96,125° К«
10.	Давление в нижней колонне находим по температуре конденсации (1конд = 95,125° К)
дая азота с концентрацией равно 99%
Рконд = 0,59 Мн/м2.
ГЛАВА VI
РЕГЕНЕРАТОРЫ
1.	ПРИНЦИП ДЕЙСТВИЯ РЕГЕНЕРАТОРОВ
В современных крупных воздухоразделительных установках регене-
раторы являются основными теплообменными аппаратами, выполняющими
одновременно функции аппаратов для очистки воздуха от влаги и двуокиси
углерода.
В регенераторах теплообмен- между газовыми потоками происходит
через теплоемкую массу — насадку регенератора. В течение первой части
цикла по каналам, образуемым насадкой, проходит охлаждаемый газ (пря-
мой поток); при этом тепло от газа передается насадке, в результате чего
ее температура повышается. Во второй части цикла по тем же каналам на-
садки, но в обратном направлении, проходит поток нагреваемого газа (об-
ратный поток). Тепло в этот период передается от насадки к газу и темпера-
тура насадки понижается. Охлаждаемым газом является воздух, сжатый
до давления 0,54—0,64 Мн/м2, содержащий обычно влаги 4 • 10“ 3—5,4 • 10“3 %
и двуокиси углерода 4,6-10“4—5,8-10“4% по весу. Нагреваемыми газами
являются азот и кислород. Оба нагреваемых газа поступают в регенераторы
под давлением 0,12—0,13 Мн/м2.
Рассмотренная схема позволяет одновременно с процессом теплообмена
очищать воздух от влаги и двуокиси углерода. Примеси воздуха при ох-
лаждении прямого потока конденсируются или кристаллизуются на поверх-
ности насадки, а при прохождении нагреваемого газа возгоняются или испа-
ряются и уносятся этим потоком из регенератора.
В регенераторах могут быть созданы условия, при которых для выноса
всех примесей воздуха, оставшихся на насадке после прохождения прямого
потока, достаточно пропустить через насадку часть обратного потока. Ус-
ловия, обеспечивающие вынос примесей воздуха частью обратного потока,
могут быть созданы в регенераторах с каменной насадкой и встроенными
змеевиками. В таких регенераторах часть обратного потока (до 40%), про-
ходящего непрерывно по змеевикам, участвует только в теплообмене. Во'
время первой части цикла тепло охлаждаемого потока передается насадке
большая часть) и потоку в змеевиках. В течение второй части цикла тепло
от насадки передается только обратному потоку; часть тепла от обратного
потока передается потоку в змеевиках.
319
2.	НАЧАЛЬНОЕ ОХЛАЖДЕНИЕ НАСАДКИ РЕГЕНЕРАТОРА
Количество тепла, отнятого от насадки за один цикл, определяется по
уравнению
r	Q=G06p(/2 — Л) — Gnp(jz—	(1)
где Gnp и Go6p — количество воздуха, прошедшего через регенератор со-
ответственно за период теплого дутья (прямой поток)
и за период холодного дутья (обратный поток), в кг\
Г\ и /2 — энтальпия прямого потока соответственно на входе в ре-
генератор и на выходе из регенератора в кдж!кг\
/'{—энтальпия обратного потока соответственно на входе
в регенератор и на выходе из регенератора в кдж!кг\
QOt с — потери холода в окружающую среду в кдж..
Применяются два способа охлаждения насадки регенераторов: холод-
ным обратным потоком и чередованием прямого и обратного потоков.
При охлаждении насадки только обратным потоком уравнение (1) имеет
ВИД
Q = G06p (/2 — Л) + Qo. с*	(2)
Такой способ охлаждения является наиболее эффективным ввиду от-
сутствия потока, нагревающего насадку. Однако его можно применять,
во-первых, когда для получения холода не нужен воздух, прошедший че-
рез регенераторы, и, во-вторых, когда имеется возможность пропустить' че-
рез регенераторы воздух, охлажденный в холодильном цикле.
Необходимое для нормальной работы регенераторов изменение темпера-
туры насадки по высоте регенератора устанавливается после подачи теплого
потока. Опытным путем найдено, что обычное чередование прямого и обрат-
ного потоков следует начинать после того, как температура потока газа в сере-
дине регенератора понизится до 170—180° К. Продолжительность охлажде-
ния насадки до подачи теплого потока зависит от того, какое количество
воздуха из холодильного цикла подается в регенераторы.
Второй способ охлаждения насадки применяют в установках, работаю-
щих по циклу низкого давления, в которых холод получается при расшире-
нии в турбодетандере воздуха, прошедшего через регенераторы и затем подо-
гретого потоком, называемым «петлевым», отобранным из средней части реге-
нератора. После турбодетандера весь воздух направляется либо непосред-
ственно в регенераторы, либо предварительно подогревается в других ап-
паратах блока разделения, а затем подается в регенераторы. По мере охлаж-
дения насадки температура прямого и обратного потоков на холодном конце
регенератора понижается.
При таком способе охлаждения насадки Gnp = Go6p = Gf поэтому урав-
нение (1) может быть преобразовано так:
q = g(72-/0 + g(A-a) + Qo. е.	(3)
Во время охлаждения регенераторов их тепловая нагрузка значительно
меньше расчетной, поэтому второй член в правой части уравнения, пред-
ставляющий собой потери холода от недорекуперации, мал и его можно не
учитывать. Потери холода в окружающую среду также незначительны.
При таких условиях количество тепла, отнимаемое от насадки за один цикл,
будет прямо пропорционально разности энтальпий обратного и прямого по-
токов на холодном конце регенератора и количеству воздуха, пропущенному
через регенераторы. Разность энтальпий можно увеличить повышением раз-
ности температур на холодном конце регенераторов. Однако при этом ухуд-
320
шаются условия для выноса обратным потоком влаги и двуокиси углерода,
оставшихся на насадке после теплого дутья. Поэтому разность температур,
а следовательно, и разность энтальпий не должны быть больше определен-
ной величины.
Ниже будет показано, что при сокращении продолжительности цикла
улучшаются условия возгонки примесей, оставшихся на насадке после тепло-
обмена вследствие увеличения разности температур между газом и насадкой
при неизменной разности между средними за полуцикл температурами пря-
мого и обратного газовых потоков.
Посредством сокращения во время охлаждения регенераторов продол-
жительности цикла создаются условия, при которых, во-первых, интенсивно
охлаждается меньшая масса насадки и, во-вторых, допускается увеличение
разности температур на холодном конце регенераторов. В результате зна-
чительно сокращается продолжительность охлаждения части насадки на
холодном конце регенераторов до температуры, при которой обычно работает
регенератор. Режим охлаждения регенераторов устанавливается опытным
путем.
3,	ХАРАКТЕР ИЗМЕНЕНИЯ ТЕМПЕРАТУРЫ ГАЗОВ И НАСАДКИ
ПО ВЫСОТЕ РЕГЕНЕРАТОРА .
Температура газовых потоков и насадки изменяется как по высоте реге-
нератора, так и в течение цикла, однако при установившемся режиме в каж-
дом сечении регенератора средняя температура прямого и обратного потоков,
а также средняя температура насадки с течением времени не меняются.
По характеру изменения температуры газовых потоков и насадки в те-
чение цикла регенератор может быть разбит на четыре зоны. На теплом конце
регенератора температура прямого потока (сжатого воздуха) постоянна,
а температура обратного потока изменяется; при этом температура насадки
изменяется по замкнутой кривой, называемой температурной петлей или
петлей гистерезиса (рис. 1, а). Температурная петля является следствием
изменения в течение цикла условий теплообмена между газом и насадкой.
На холодном конце регенератора, наоборот, температура обратного
потока постоянна, а температура прямого потока изменяется. Обычно повы-
шение температуры прямого потока наблюдается только к концу теплого
дутья (рис. 1, г). Такой характер изменения температуры прямого потока
объясняется тем, что в начале теплого дутья воздух соприкасается с насадкой,
имеющей температуру ниже температуры его конденсации. В результате
теплоообмена на поверхности насадки конденсируется небольшая часть
воздуха, которая затем испаряется за счет тепла, вносимого прямым пото-
ком. Иногда наблюдается вынос прямым потоком части этой жидкости из
регенератора в нижнюю колонну. После окончания испарения жидкого воз-
духа начинается нагрев насадки на холодном конце регенератора и темпе-
ратура прямого потока постепенно повышается. Температура насадки так
же, как и на теплом конце регенератора, изменяется по замкнутой кривой.
Характер изменения температуры, показанный на рис. 1, б, соответ-
ствует участкам, отстоящим на некоторых расстояниях от теплого^и холод-
ного концов регенератора. Чем ближе к середине регенератора расположена
насадка, тем меньше петля гистерезиса. При равенстве водяных эквивален-
тов теплообменивающихся потоков, достаточной длине регенератора и массе
насадки в середине регенератора имеется участок, на котором условия тепло-
обмена в течение цикла не изменяются. Поэтому на этом участке нет петли
гистерезиса, а температуры газов и насадки изменяются по прямолинейному
закону (рис. 1, в).
21 П/ред. В. И. Епифановой	321
В зонах, где температура насадки изменяется по замкнутой кривой,,
средняя температура насадки за весь цикл Тсрц ниже средней температуры
насадки за период теплого дутья Тср_ m и выше средней температуры насадки
за период холодного дутья Тср х. Разность между средними температурами
Рис. 1. Характер изменения в течение цикла температур
газовых потоков и насадки регенератора
Рис. 2. Изменение температур в регенераторе
при бесконечно малой и конечной продол-
жительности цикла:
насадки за первую и вторую половины цикла называют высотой петли ги-
стерезиса hm Тср. m Тер. х.
Сокращение цикла и уменьшение разности температур на теплом и хо-
лодном концах регенератора приводит для данного соотношения водяных
эквивалентов теплообменивающихся
потоков и данной насадки к сниже-
нию средней высоты петли гистере-
зиса. Чем меньше температурная
петля, тем больше регенератор £по
условиям теплообмена приближается
к рекуператору.
Влияние петли гистерезиса] на
теплообмен показано на рис. 2, где
сплошные линии — изменение темпе-
ратур газовых потоков и насадки
при наличии петли гистерезиса, а
пунктирные — при бесконечно малой
и — средняя температура газового потока
соответственно за период теплого дутья и за
период • холодного дутья; 1Н и tH —средняя тем-
пература насадки соответственно за период теп-
лого дутья и за период холодного дутья
продолжительности цикла, когда
высота петли гистерезиса равна ну-
лю. При отсутствии петли гистере-
зиса поверхность теплообмена, а
следовательно, и высота регенера-
тора, будут меньше (Lo < Ь). По-
верхность теплообмена при этих условиях и равенстве остальных факторов,
влияющих на теплообмен, должна быть такой же, как и в рекуператоре.
Непременным условием для эффективной работы регенераторов является
отсутствие теплового потока по насадке вдоль оси регенератора. Практи-
чески отсутствует такой тепловой поток в регенераторах с каменной насад-
322
кой, так как теплопроводность камней мала и соприкасаются они между со-
бой только в отдельных точках. В насадке в виде дисков из гофрированной
ленты тепловой поток вдоль оси регенератора также мал, потому что очень
мала поверхность соприкосновения дисков. В пределах одного диска ус-
ловия для передачи тепла вдоль оси регенератора значительно лучше вслед-
ствие хорошей теплопроводности металла.
Изменение температуры газа и металла по высоте диска при прохожде-
нии прямого и обратного потоков происходит так, как показано на рис. 3
сплошными линиями, а изменение температуры газовых потоков и насадки
при отсутствии теплового потока, выравнивающего температуру диска, —
пунктирнымй линиями.
Из сопоставления средних разностей между температурами газа и на-
садки для этих двух случаев теплообмена видно, что следствием выравни-
Рис. 3. Изменение температур газовых потоков и ме-
талла по высоте диска из алюминиевой гофрированной
ленты (Ф и -0' — температуры газовых потоков; t [и
V — температуры насадки)
Рис. 4. Характер изменения по вы-
соте регенератора температур газов
и насадки в виде дисков из гофри
рованной металлической ленты:
вания температуры металла по высоте диска
является уменьшение средней разности тем-
ператур, а следовательно, и ухудшение теп-
лообмена между газом и насадкой. Влияние
учитывается при определении коэффициента
1 — температура воздуха; 2 — темпе-
ратура обратного потока; 3 — темпе-
ратура дисков во время теплого дутья;
4 — температура дисков во время хо-
лодного дутья
высоты диска на теплообмен
теплоотдачи а. Из-за плохого
контакта между дисками изменение температуры насадки по высоте реге-
нератора происходит скачками, в то время как температура газа меняется
непрерывно. На рис. 4 показан характер изменения температуры газа и
насадки из дисков по высоте регенератора в моменты, когда продолжитель-
ность теплого дутья равна продолжительности холодного дутья. Разность
температур соседних дисков зависит от температурного режима регенера-
тора.
При прохождении охлаждаемого воздуха наибольшая разность между
температурами газа и металла будет в верхней, а наименьшая в нижней ча-
стях дисков. При движении нагреваемого газа, наоборот, наибольшая раз-
ность температуры в нижней, а наименьшая в верхней частях диска. Такой
характер изменения температуры влияет не только на теплообмен, но и на
протекание процессов кристаллизации и возгонки примесей воздуха. На
характер изменения температуры газов и насадки по высоте регенератора
влияет отношение водяных эквивалентов газовых потоков. При равенстве
последних и постоянстве водяного эквивалента насадки по высоте регенера-
21*	323
тора температура изменяется по прямолинейному закону; отклонения от
этого закона наблюдаются только на концах регенератора. Отклонения тем
больше, чем больше петля гистерезиса.
Если водяные эквиваленты газовых потоков не равны или водяной экви-
валент насадки изменяется по высоте регенератора, то температура газовых
потоков и насадки изменяется по кривой. Кривизна тем больше, чем больше
неравенство водяных эквивалентов и чем больше непостоянство водяного
эквивалента насадки по высоте регенератора. На рис. 5 показано влияние
а) г~)
Рис. 5. Изменение по высоте регенератора средней температуры прямого и обратного потоков
газа:
а — е = 0,975, давление воздуха 0,42 Мн/м2, количество перерабатываемого воздуха 370 нм3/ч\ б —
8 = 0,965, давление в регенераторах 0,46 Мн/м2, количество перерабатываемого воздуха 334 нм2/ч\
в — е = 0,95, давление в регенераторах 0,43 Мн/м2, количество перерабатываемого воздуха 365 нм2/ч\
г — е = 0,95, давление 0,53 Мн/м2, количество перерабатываемого воздуха 490 нм*/ч (1 — начало хо-
лодного дутья; 2 — конец холодного дутья; 3 — начало теплого дутья; 4 — конец теплого дутья)
на характер изменения температуры газовых потоков по высоте регенера-
тора е — отношения водяного эквивалента обратного потока сооб к водя-
ному эквиваленту прямого потока при одинаковом изменении водяного
эквивалента насадки по высоте регенератора [17].
4. ВЛИЯНИЕ РАЗЛИЧНЫХ ФАКТОРОВ НА ЭФФЕКТИВНОСТЬ
ТЕПЛООБМЕНА В РЕГЕНЕРАТОРАХ
Эффективность теплообмена в регенераторах может быть оценена тер-
мическим к. п. д. регенератора
Т)р-'п=ОгЬ’	(4)
где Q — количество теплоты, переданной в регенераторе одним газовым
потоком другому;
Qwd — количество теплоты, которое необходимо, чтобы повысить тем-
пературу обратного потока до температуры прямого потока на
входе в регенератор;
Q — @°бСроб (Т4	Т3); Qug — Go6Cp^ (Т4	Т3).
324
После подстановки значений Q и Qud в уравнение (4) получим
-Т3
Лр. m— Tt — T3
(5)
где ?! и Т3— температура потока соответственно прямого и обратного
на входе в регенератор;
7\ — средняя температура обратного потока на выходе из реге*
нератора.
Средняя температура воздуха на выходе из регенераторов воздухо-
разделительных установок Т2 обычно равна температуре насыщенного пара;
температура обратного потока на входе в регенератор Т3 принимается из
условий обеспечения йезабиваемости регенераторов и может изменяться
в узких пределах.
Для этих конкретных условий эффективность теплообмена в регенера-
торах может быть оценена по отношению разности температур теплообме-
нивающихся газов на теплом конце регенератора (недорекуперации) к раз-
ности температур прямого и обратного потоков на входе в регенератор
На величину \Тнед оказывают влияние следующие факторы: коэффи-
циент теплоотдачи а; поверхность теплообмена F\ количество обратного
потока G06\ теплоемкость обратного потока Ср \ длительность дутья т;
масса насадки Grt; теплоемкость насадки Ск; отношение водяных эквивален-
тов газовых потоков 8.	z
В регенераторах, работающих с отбором части прямого потока из сере-
дины аппарата, на &Тнед, а следовательно, и на т)р. т, кроме перечисленных
факторов, влияет также П — отношение количества прямого потока, выво-
димого из середины регенератора, ко всему количеству прямого по-
тока.
Первые семь переменных можно представить в виде двух безразмерных
комплексов: приведенной длины А и приведенного времени л:
aF
Go6CPo6
(7)
aF
Л — /О т
(8)
Зависимость недорекуперации в безразмерном виде от параметров,
влияющих на теплообмен в регенераторах, была исследована на электри-
ческой модели регенератора [58], в основу которой положена аналогия
между потоком тепла в твердом теле и потоком электричества в неиндуктив-
ной электрической цепи.
На основе полученных опытных данных составлено эмпирическое урав-
нение
AT«^=-aT2 + -^ 0,07 - 0,0217-J-(1-8).	(9)
Уравнение (9) справедливо для регенераторов, работающих без отбора
прямого потока из середины аппарата для значений А = 75-^400 и л =
= 14,5ч-58.
325
Для регенераторов, в которых незабиваемость обеспечивается отбором
части прямого потока из середины аппарата, недорекуперации в безразмер-
ном виде может быть определена по уравнению
= д^2 + 0,07 -А □_ 11;7	77,	(10)
где П — отношение потока, выводимого из средней части регенератора,
ко всему прямому потоку.
Уравнение (10) справедливо при равенстве водяных эквивалентов газо-
вых потоков в теплой половине регенератора и значениях Л = 75-н400,
л = 14,5-4-58 и П = 8—=-15%.
Рис. 6. Зависимость недорекуперации в безразмерном виде от приведенной длины
регенератора:
а — регенератор без отбора воздуха из середины аппарата (-------- е = 1; — -------е = 0,975;
— . — . — . е = 0,95); б — регенератор с отбором воздуха из середины аппарата при е = 1
(------- П = 8%;------------л = 10%; - • - П = 12%)
Зависимость недорекуперации в безразмерном виде от Л показана на
рис. 6; на рис. 6, а — для различных значений л и е, а на рис. 6, б — для
различных значений л и 77 при е = 1.
5. КОЭФФИЦИЕНТ ТЕПЛООТДАЧИ В РЕГЕНЕРАТОРАХ
В промышленных воздухоразделительных установках применяют два
типа насадок: в виде дисков из гофрированной алюминиевой ленты и из ба-
зальта или кварцита с размерами гранул 6—8 мм.
Насадку первого типа имеют регенераторы большинства отечественных
кислородных установок. Диски, из которых состоит насадка, изготовляют
наматыванием на втулку двух гофрированных алюминиевых лент. Гофры на
ленте наклонены под углом 45 или 60°. При намотке ленты складывают так,
чтобы их гофры были наклонены в разные стороны (рис. 7). Для улучшения
тепло- и массообмена на насадке вдоль ленты делают прорези.
Для насадки из дисков
NuiA
v~~^’
э
(11)
326
где av — коэффициент теплоотдачи, отнесенный к единице объема насадки;
Nuv — число Нуссельта, приведенное к единице объема насадки;
d3 — эквивалентный диаметр насадки.
На теплообмен и гидродинамику в насадочных поверхностях большое
влияние оказывают особенности геометрии насадки [52].
Модифицированное число Nuv для дисковых насадок с прорезями
определяют по уравнению
Nuv = 2,36Re°'76	( « V’» (1 +	V”.
\	/	\ и0 J \	t /\ Ппр£0$1Ро/ to
(12)
где	Ь — высота диска в мм;
80 = 0,4 — толщина обычно применяемых лент в мм;
Л I 7,05
т = 0,759 Н-----т---показатель степени;
о
п11р — число прорезей по высоте диска;
/0 = 3,14 — шаг рифления, принятый в качестве эталонного, в мм;
Ро — угол наклона гофра к плоскости диска.
Рис. 7. Диск гофрированной алюминиевой ленты:
6 — толщина ленты; t — шаг гофра; h — высота гофра
В результате проведенных исследований установлено, что оптимальным
углом наклона гофра является угол 60°.
Для насыпных насадок
Nuv = 0,3 Re°’8E0’75,	(13)
здесь Е — свободный объем насадки в м3/м3.
Число Рейнольдса в уравнениях (12) и (13) определяют по формуле
Re=^,	(14)
где w — скорость, отнесенная к полному сечению аппарата, в м/сек.
Определяющим размером является эквивалентный диаметр
, 4Е
d9 = м,
где SH — удельная поверхность насадки в м2!м3.
6. ГИДРАВЛИЧЕСКОЕ СОПРОТИВЛЕНИЕ НАСАДКИ
Гидравлическое сопротивление насадки, на которой нет кристаллов
влаги или твердой двуокиси углерода, может быть подсчитано по формуле
=	(15)
где f — коэффициент сопротивления;	'
р, — плотность газа в кг/м3;
I — высота насадки в м.
327
Коэффициент гидравлического сопротивления насадки из кускового
базальта и некоторых типов дисковых насадок с углом гофрирования 45°
можно определить по графикам, показанным на рис. 8, а, б.
Рис. 8. Зависимость коэффициента сопротивления f от критерия Re для различных насадок:
а — насадка из кускового базальта (/ — d = 3,5 мм; 2 — d = 6,5 мм; 3 — d = 10,5 мм; б — насадка
из гофрированной ленты толщиной 0,46 мм с углом наклона гофра 45° (--h = 1,95 мм, t = 4,71 мм,
• —— 50 мм, Э — b = 34 мм; — • — h — 1,55 мм, t = 3,92 мм, V — b = 50 мм, д — Ь =
= 34 мм;-------------------------X — b = 50 мм i h = 1,05 мм, t = 3,14 мм
— О — ® — — 6 = 34 мм /

Коэффициент сопротивления насадки с углом гофрирования 60°:
для 300 Re < 1200 f = (о,37 + Е •	(16)
7. ОЧИСТКА ВОЗДУХА ОТ ВОДЫ И ДВУОКИСИ
УГЛЕРОДА В РЕГЕНЕРАТОРАХ
В регенератор обычно подается сжатый воздух, в котором содержится
вода в виде насыщенного пара и взвешенных капель и двуокись углерода
в виде ненасыщенного пара.
Непременным условием для перехода воды и двуокиси углерода из
одной фазы в другую при движении газовых потоков через насадку реге-
328
Изменение температуры
воздуха за половина периода
Т
Рис. 9. Зоны кристаллизации и
возгонки двуокиси углерода
нератора является наличие разности между парциальными давлениями при-
месей в ядре потока р и у поверхности насадки рн. Если р > pnt то на по-
верхности насадки происходит конденсация или кристаллизация примесей
воздуха. Когда р <ZpH, идет процесс испарения или возгонки примесей,
находящихся на поверхности насадки в виде пленки жидкости или в виде
кристаллов. Чем больше разность парциальных давлений, тем интенсивнее
протекает процесс изменения агрегатного состояния вещества.
Рассмотрим, как протекают процессы в различных зонах регенератора.
Во время теплого дутья температура воздуха выше температуры на-
садки, поэтому в любом сечении регенератора парциальное давление водя-
ного пара в ядре потока больше, чем у поверхности насадки, т. е. р > рн.
При этих условиях в зоне с температурой
насадки выше 273° К происходит конденса-
ция воды на поверхности насадки, а в зоне
с более низкой температурой насадки—кри-
сталлизация. Капельная влага, содержа-
щаяся в воздухе во взвешенном состоянии,
задерживается на поверхности верхней части
насадки. Вследствие повышения темпера-
туры насадки во время теплого дутья
сечение, в котором начинается кристалли-
зация, перемещается к холодному концу
регенератора. При этом одновременно с кон-
денсацией паров воды происходит таяние
льда, образовавшегося в начале дутья.
В зависимости от температурного режима
регенератора и температуры воздуха на входе
зона вымораживания воды составляет 40—60% от высоты регенератора.
По характеру изменения агрегатного состояния двуокиси углерода
регенератор можно разделить на четыре зоны.
Для первой зоны характерным является то, что в ней хотя и[происходят
процессы кристаллизации и возгонки, но к концу теплого дутья двуокиси
углерода (СО2) на насадке не остается. Кристаллизация СО2 начинается
в сечении, где парциальное давление СО2 в ядре потока р немного выше дав-
ления насыщенного пара СО2 при температуре насадки. Ниже этого сече-
ния интенсивность кристаллизации на поверхности насадки зависит от раз-
ности парциальных давлений в ядре потока и у поверхности насадки.
Вследствие непрерывного повышения температуры газа и насадки в каж-
дом сечении регенератора во время теплого дутья сечение, в котором начи-
нается кристаллизация СО2, непрерывно перемещается к холодному концу
регенератора. Выше этого сечения возникают условия, необходимые для
возгонки кристаллов, ранее образовавшихся на насадке, так как рн при по-
вышении температуры насадки становится больше парциального давления
СО 2 в ядре потока.
Следствием процесса возгонки является увеличение парциального дав-
ления СО2 в ядре потока и ускорение кристаллизации на нижер аспол ожен-
ной части насадки. По этой же причине в нижерасположенных сечениях кри-
сталлизация СО2 прекращается при более высокой температуре (рис. 9,
кривая АВ).
Во второй зоне все процессы протекают так же, как и в нижней части
первой зоны. Отличие состоит лишь в том, что кристаллизация занимает
большую часть периода теплого дутья, а возгонка происходит не только во
время теплого дутья, но и частично в течение холодного дутья. Возгонка
329
кристаллов СО2, образовавшихся в начале теплого дутья, приводит к тому,,
что концентрация СО2 в воздухе увеличивается (рис. 10). Максимальная
концентрация СО2 в воздухе превышает исходную концентрацию на 55—
60%. Вследствие перемещения СО2 из первой зоны во вторую на поверхности
насадки в нижней части второй зоны к концу периода теплого дутья оста-
нется основная масса СО2, содержащейся в потоке воздуха. Возгонка этих
кристаллов во время холодного дутья происходит с различной скоростью.
В начале холодного дутья скорость возгонки наибольшая, а в конце, вслед-
ствие понижения температуры газа и насадки, — наименьшая.
В третьей зоне кристаллизация СО2 происходит на насадке в течение
всего периода теплого дутья, а возгонка —только во время холодного дутья.
		
		
Содержание С02 [ввоздухе до И /регенератора		
Содержав	чие~[со2 в /пробе	1		 средней
		
		1
		
		
СоЗерна 	Зо_	1ни.е С02 в воздухе	 регенератора		
		
		
Содержани	’Р	
	в средь	рй пробе
см3С02
№возд.
500
400
300
200
100
О	Б0 120 сек	60	120 сек
Время от начала периода теплого дутья
а)	б)
Рис. 10. Изменение содержания СО2 в воздухе во время теплого дутья
в сечении регенератора, отстоящем от холодного конца на 840 мм (а)
и на 240 мм (б)
Процессы кристаллизации и возгонки в этой зоне протекают значительно
медленнее, чем во второй зоне, так как температура газа и насадки здесь
ниже и соответственно меньше разность парциальных давлений. Эта зона
/распространяется от сечения III—III до сечения IV—IV (см. рис. 9). Ха-
рактер изменения концентрации СО2 в воздухе во время теплого дутья в од-
ном из сечений третьей зоны показан на рис. 10, б.
Четвертая зона отличается от остальных тем, что в начале дутья на по-
верхности насадки конденсируется сжатый воздух. В верхней части зоны
сконденсировавшийся воздух немедленно испаряется; окончание испарения
последних капель жидкого воздуха на поверхности насадки в нижней части
зоны зависит от температурного режима регенераторов. Чем холоднее реге-
нераторы, тем большую часть времени теплого дутья поверхность нижних
слоев насадки смочена жидким воздухом. По условиям для возгонки четвертая
зона также отличается от других зон. Как показали анализы, проведенные
на промышленных и стендовых установках, в газообразном азоте, выходя-
щем из верхней колонны, содержание СО2 настолько мало, что ее не удается
определить при помощи имеющихся газоанализаторов. По всей вероятности,
СО2 находится в потоке азота только в виде насыщенного пара. В газообраз-
330
ном кислороде СО2 значительно больше (14 • 10-6н-35• 10 6 м3 СО2/ж3 О2).
При таких количествах СО2 должна быть в виде взвешенных кристаллов и
насыщенного пара.
Повышенное содержание СО2 в газообразном кислороде можно объяс-
нить тем, что при кипении жидкого кислорода в конденсаторе мелкие кри-
сталлы СО2 попадают в газообразную фазу непосредственно или с каплями
жидкости и уносятся газовым потоком из кон-
денсатора.
Поток азота, подогретый в переохладите-
лях и в подогревателе азота, поступает в азот-
ные регенераторы ненасыщенным двуокисью
углерода. В этом случае возгонка происходит
в течение всего периода холодного дутья. В кис-
лородных регенераторах условия для возгонки
существуют только в начале холодного дутья,
пока температура насадки выше температуры
обратного потока газа. В обоих случаях мак-
симальная скорость возгонки имеет место в на-
чале прохождения обратного потока, когда
разность температур, а следовательно, и раз-
ность парциальных давлений наибольшая.
Из изложенного выше следует, что в
результате переноса СО2 из первой зоны во
вторую и частично из второй в третью, про-
исходящего во время теплого дутья, основная
масса СО2 остается на поверхности насадки
в нижней части второй зоны и в верхней части
Рис. 11. Изменение средней кон-
центрации СО2 в воздухе по
высоте регенератора
третьей зоны.
Характер изменения по высоте регенератора средней за период теп-
лого дутья концентрации СО2 в воздухе показан на рис. 11.
8. ВЛИЯНИЕ НЕКОТОРЫХ ФАКТОРОВ НА СТЕПЕНЬ
ОЧИСТКИ ВОЗДУХА ОТ ПРИМЕСЕЙ
При одновременном протекании тепло- и массообмена конденсация и
кристаллизация примесей воздуха могут происходить в зависимости от
условий для этих процессов, либо только на поверхности насадки, либо на
поверхности насадки и в объеме газа одновременно.
Для очистки воздуха от влаги и двуокиси углерода необходимо, чтобы
возможно большее количество этих примесей переходило в жидкое или
твердое состояние только на поверхности насадки, так как капли и кристаллы,
образовавшиеся в объеме газа, выносятся из аппарата потоком воздуха.
При протекании процесса в объеме газа может изменяться агрегатное состоя-
ние примесей воздуха, но не их количество в потоке.
На степень очистки влияет также прочность связи кристаллов с поверх-
ностью насадки. При недостаточно прочной связи кристаллы срываются
потоком воздуха с поверхности насадки и также выносятся из аппарата.
Определим условия, при которых конденсация и кристаллизация при-
месей воздуха происходит только на поверхности насадки.
Тепловой поток от воздуха к единице поверхности насадки в любом
поперечном сечении регенератора
q == а (Т — Тн),
где Т — температура воздуха в ядре потока;
Тн—температура поверхности насадки.
331
Изменение температуры воздуха при его перемещении на высоту dx:
dT = a-2dx 0-7^D^SH (T — Thy	(17)
ирСр
где V — объем воздуха, прошедший через каналы в насадке за 1 сек, в м3;
D — диаметр регенератора в ж;
р — плотность воздуха в кПм3\
Ср — теплоемкость воздуха при постоянном'давлении в кдж/(кг -град)',
SH — удельная поверхность насадки в м21м3.
В регенераторах с насадкой в виде дисков из гофрированной алюминие-
вой ленты возможны два случая перехода вещества: 1) из газообразной в жид-
кую или твердую фазы на поверхности насадки, на которой нет кристаллов
или отдельных капель вещества, изменяющего агрегатное состояние; 2) из
газообразной в твердую фазу на поверхности насадки, покрытой кристал-
лами вещества, изменяющего агрегатное состояние.
В первом случае изменение агрегатного состояния вещества происходит
в отдельных точках, называемых центрами конденсации или центрами кри-
сталлизации. Период, в течение которого происходит кристаллизация и кон-
денсация примесей воздуха, продолжается всего несколько минут при очень
малом парциальном давлении примесей воздуха. Поэтому в течение всего
периода только часть поверхности насадки является пригодной для конден-
сации и кристаллизации. Во втором случае изменение агрегатного состояния
вещества происходит на поверхности ранее образовавшихся капель или
кристаллов. При этом поверхности для процессов теплообмена и изменения
агрегатного состояния вещества могут быть приняты одинаковыми.
Если изменение агрегатного состояния примесей воздуха происходит
только в центрах конденсации или центрах кристаллизации, то с учетом из-
ложенного выше диффузионный поток к единице поверхности насадки мо-
жет быть определен по уравнению
Gn = $-^(p — mpH),	(18)
где роб1ц — общее давление;
р и рн — парциальное давление примеси соответственно воздуха в ядре
потока и при температуре насадки;
т — коэффициент, учитывающий повышение парциального дав-
ления примеси в слое у поверхности насадки из-за недостатка
центров кристаллизации на поверхности насадки;
[3 — константа скорости диффузии.	г
Коэффициент т тем больше, чем больше разность упругостей насыщен-
ного пара примеси при температуре газа в ядре потока и температуре на-
садки и чем меньше отношение активной поверхности ко всей поверхности
насадки.
Уравнение (18) справедливо, если разность температур между газом и
насадкой настолько мала, что кривая упругости пара может быть заменена
прямой. Изменение парциального давления в ядре потока при перемещении
на dx:
Разделив уравнение (19) на уравнение (17), получим
dp _ Рр£р (р —/npw)
dT ~ а ' (Т—Тн) '	' '
332
При изменении агрегатного состояния примесей воздуха на поверхности
капель или кристаллов центров кристаллизации достаточно, поэтому коэф-
фициент т может быть принят равным единице, а отношение определено
по уравнению
dp _	(Р Рн)	zqi\
dT ~ а	'
В уравнениях (20) и (21)
РрСр = 1
а , 8Л ’
где ел — коэффициент Льюиса.
Для смесей воздух—вода и воздух — двуокись углерода при условиях
теплообмена и массообмена, имеющих место в регенераторах, &л 1.
Подставив это значение ел в уравнение (20), получим
dp _ Р тРн
dT ~ Т — Тн ’
В пределах изменения температуры воздуха, для которых кривая за-
висимости упругости насыщенного пара примеси от температуры может быть
заменена прямой
= const.	(23)
al	4 7
Из этого следует, что при перемещении воздуха от сечения, в котором
температура воздуха равна Т, до сечения, в котором воздух имеет темпера-
туру, равную температуре насадки Тн в первом сечении, парциальное дав-
ление примеси в ядре потока изменится от р до трн. Так как коэффициент
m > 1, то парциальное давление паров примесей воздуха изменяется медлен-
нее давления насыщенного пара. При этих условиях возможно некоторое
пересыщение потока воздуха водой и двуокисью углерода и кристаллизация
этих примесей на насадке при более низкой температуре.
При наличии на поверхности насадки кристаллов примесей воздуха
пересыщение воздуха влагой и двуокисью углерода менёе вероятно.
В регенераторах с каменной насадкой одновременно с процессом кри-
сталлизации на поверхности насадки протекает процесс адсорбции примесей
воздуха каменной насадкой [47], поэтому степень очистки воздуха от при-
месей в этих регенераторах выше, чем в регенераторах с насадкой в виде
дисков из гофрированной алюминиевой ленты.
а УСЛОВИЯ НЕЗАБИВАЕМОСТИ РЕГЕНЕРАТОРОВ
Длительная работа регенератора возможна, если в каждом сечении этого
аппарата вся влага и двуокись углерода, оставшиеся на насадке после теп-
лого дутья, переходят в газовую фазу и выносятся наружу во время холодного
дутья.
Определим эти условия для каменной насадки и для насадки в виде дис-
ков из металлической гофрированной ленты.
Вследствие малой теплопроводности камня температура каменной на-
садки по высоте регенератора изменяется не скачками, как в насадке из
металлической гофрированной ленты, а непрерывно, причем характер из-
менения температуры такой же, как и у газовых потоков.
333
Примем, что парциальное давление в ядре потока р и у поверхности на-
садки рн в любой момент цикла равно соответствующему давлению насыщен-
ного пара. Будем также считать, что кристаллизация примесей происходит
только на поверхности насадки и активной является вся поверхность.
Влияние так называемой обратимой адсорбции, протекающей в регенера-
торах с каменной насадкой, учитывать не будем.
При этих условиях количество вещества, перешедшего из твердой фазы
в газовую или из газовой в твердую на участке высотой Д/г за время}du
может быть определено по уравнению
(24).
где/„—поверхность насадки, приходящаяся на единицу высоты регенератора.
Интегрируя, получим уравнение
т2
GKp = ^fHbh f (p-pH)dr,	(25>
по которому определяется количество воды или двуокиси углерода, остав-
шееся на поверхности участка насадки высотой ДЛ после теплого дутья,,
и уравнение
С'0Э =	(р -ft,)dr	(26).
Рг J
^2
для определения количества примесей воздуха, переходящих в газовую,
фазу за период холодного дутья на этом же участке насадки.
В уравнениях (25) и (26) и |Зг — соответствующие константы скорости;
диффузии; р и рн — парциальное давление Н2О или СО2 в ядре потока и
у поверхности насадки во время теплого дутья; р' и р'н — парциальное дав-
ление Н2О или СО2 в ядре потока и у поверхности насадки во время холодного,
дутья.
Длительная работа регенераторов возможна, если Geo3 GKpy т. ё..
<27>
Т2	Ti
Когда количество газа, выходящего из регенератора в виде обратного
потока, приблизительно равно количеству воздуха, поступающего в реге-
нератор, (Зг то
т2
j (Р — Рн)
------------ (28>
j (p-PH)dt
В регенераторах с каменной насадкой часть продуктов разделения обычно
выводится по змеевикам, встроенным в регенератор. При этом обратный по-
ток по насадке меньше прямого потока и |Зг а
т2
j (р — Рн) dr
.	(29>
РгРв
I -Рн)^
Т2
334
Отношение давлений в левой части уравнения (29) определяется усло-
виями теплообмена в конденсаторах-испарителях разделительного аппа-
рата установки. Обычно = 4,54-5. Отношение интегралов в правой ча-
сти зависит от разности между температурами газа и насадки и от характера
изменения этих температур в течение цикла.
На рис. 12 показаны кривые изменения в течение цикла давления насы-
щенного пара в ядре потока и у поверхности насадки в зоне, где нет петли
Т2	Т1
гистерезиса. Так как j[(p — рн) dx = пл. ABCD, a J (р\ — р'н) dx =
= пл. EFGH, то
рр	ПЛ. ABCD	PQX
рг	пл. EFGH *	[ '
Чем больше разность температур
тем больше отношение площадей и тем
больше должно быть отношение давле-
ний прямого и обратного потоков для
обеспечения длительной работы регене-
раторов.
Температурный уровень, на кото-
ром происходят процессы изменения
агрегатного состояния вещества, незна-
чительно влияет на величину отноше-
ния интегралов в уравнениях (28), (29),
поэтому регенератор можно разбить
на несколько температурных зон; для
каждой ’зоны с достаточной для практи-
ческих целей точностью отношение
Рис. 12. Характер изменения в течение
цикла температуры и давления насыщен-
ного пара в ядре потока (Тир) и у по-
верхности насадки (Тн и рн)
интегралов может быть заменено отношением разностей давлений насы-
щенных паров при средних температурах газов и насадки
Рв	?Рср	Рн. ср
Рг	1р' — р'
trcp ^н. ср
(31)
где рСр и р'ср — давление насыщенного пара НгО или С02 соответственно
при средней за период теплого дутья температуре воздуха и при средней тем-
пературе обратного потока; рн, ср и ср — давление насыщенного пара Н2О
или СО2 при температуре насадки средней за период соответственно теплого
и холодного дутья.
В На рис. 13 показаны кривые зависимости отношения давления прямого
потока к давлению обратного потока от разности температур воздуха для
каменной насадки при разной высоте петли гистерезиса. Кривые построены
по уравнению (31). Для определения минимального отношения —, при ко-
Рг
тором в регенераторах со встроенными змеевиками не будут забиваться ка-
налы в насадке кристаллами воды и СО2, следует умножить это отношение,
определенное по рис. 13, на
Уравнение (31) не может быть использовано для определения условий
незабиваемости регенераторов с насадкой в виде дисков из металлической
гофрированной ленты, так как условия для кристаллизации^ возгонки в верх-
ней и нижней частях каждого диска значительно отличаются от средних усло-
335
вий по высоте диска, для которых справедливо уравнение (31). Вверху диска
наилучшие условия для кристаллизации и наихудшие для возгонки, а внизу,
наоборот, наилучшие для возгонки и наихудшие для кристаллизации.
Такие отклонения, являющиеся следствием скачкообразного изменения тем-
пературы насадки при непрерывном изменении температуры газовых потоков,
затрудняют вынос обратным потоком примесей воздуха, оставшихся на на-
садке после теплого дутья. Чем больше высота диска, тем больше отклонения
Рис. 13. Зависимость отношения давления прямого потока к давлению обратного
потока от разности между температурами воздуха и каменной насадки при разной
высоте петли гистерезиса:
а — для воды; б — для двуокиси углерода
от средних условий и тем меньше должны быть разности между температу-
рами газовых потоков и насадки для обеспечения незабиваемости регене-
раторов.
Для определения условий, при которых возможна длительная работа
регенераторов с насадкой из гофрированной алюминиевой ленты, были про-
ведены опыты на специальном стенде [17]. Было установлено, что при высоте
диска 34 мм и отношении — = 4,5 такие признаки накапливания кристал-
ла
лов СО2 в каналах насадки, как медленное увеличение сопротивления на-
садки, неустойчивый режим и другие, появляются при удельной тепловой
нагрузке на холодном конце регенератора около 3 кдж!кг цикл, а на высоте
0,7 м — 10 кдж!кг цикл. При высоте дисков 20 мм указанные выше признаки
накапливания кристаллов СО2 были отмечены при удельной тепловой на-
грузке на 20% больше указанной выше для дисков высотой 34 мм.
336
В результате исследований было установлено, что накапливания примесей
воздуха на насадке в виде дисков не происходит при соблюдении условий
Рв
Рг
Рср	Рн. ср
Рср	Рн. ср
А,
(32)
где А — опытный коэффициент, величина которого зависит от высоты диска.
Высота диска в мм................О	20	34	50 с проре-
зями
Значение коэффициента А.........1	1,5	1,7	1,7
10.	СПОСОБЫ ОБЕСПЕЧЕНИЯ НЕЗАБИВАЕМОСТИ РЕГЕНЕРАТОРОВ
Во всех кислородных установках незабиваемость регенераторов дости-
гается уменьшением тем или иным способом разности между средними темпе-
ратурами прямого и обратного потоков газов в зоне вымораживания СО2.
При сближении температур газовых потоков уменьшается петля гистерезиса
и разность между температурами газовых потоков и насадки, т. е. изменяются
в благоприятную сторону два фактора, оказывающие наибольшее влияние
на интенсивность процессов кристаллизации и возгонки в регенераторах.
Из теплового баланса регенераторов следует, что разность между сред-
ними температурами газовых потоков на холодном конце регенераторов
и в зоне вымораживания СО2 может быть уменьшена либо отбором из средней
зоны регенератора части воздуха, неочищенного от СО2, либо увеличением
отношения 8 объема обратного потока V*06 к объему прямого потока Vnp.
Соотношение потоков может быть изменено либо по всей высоте аппарата,
либо только в нижней части. Увеличение 8 также благоприятно влияет на вы-
нос обратным потоком примесей, оставшихся на насадке после прохождения
прямого потока.
Средние температуры прямого и обратного потоков в зоне выморажива-
ния СО2 можно сблизить настолько, что для выноса СО2, оставшейся в регене-
раторе после теплого дутья, достаточно будет пропустить через насадку только
часть обратного потока (азота или кислорода). Такое сближение температур
теплообменивающихся газов целесообразно в том случае, если схема узла
регенераторов или конструкция регенератора позволяет осуществить тепло-
обмен между сжатым воздухом и потоком, не участвующим в выносе примесей
из регенераторов.
В работающих кислородных установках применяют следующие способы
сближения температур в зоне вымораживания СО2.
А.	Отбор части воздуха из середины регенератора
Для обеспечения незабиваемости регенераторов большая часть воздуха
выводится из регенератора при температуре, близкой к температуре насы-
щенного пара, а меньшая — при средней температуре 150—180° К. В реге-
нераторах большая часть воздуха очищается от влаги и СО2, а меньшая —
только от влаги. Такой способ сближения температур в зоне вымораживания
СО2 применяют в некоторых установках, работающих по циклу низкого дав-
ления.
Опытным путем установлено, что длительная работа регенераторов,
с насадкой в виде дисков из гофрированной алюминиевой ленты, возможна
при разности температур на холодном конце не более 5—6 град. Из теплового
баланса следует, что если в верхней части регенератора соотношение пото-
* Объемы Vи Vприняты при одинаковых условиях.
22 П/ред. В. И. Епифановой	337
/
ков е близко к единице, то указанная разность температур на холодном конце
может быть получена при отборе из средней части 8—10% воздуха.
При выборе места отбора воздуха следует учитывать, что следствием
приближения места отбора воздуха к холодному концу регенератора является
увеличение разности температур между газами и насадкой в средней части
регенератора, что затрудняет создание условий, необходимых для полной
возгонки СО2 в зоне начала кристаллизации этой примеси воздуха.
Другим следствием приближения места отбора воздуха к холодному
концу регенератора является увеличение доли воздуха, выводимой из регене-
Азо/п
В турбодетандер	В нижнюю колонну
Рис. 14. Схема узла регенераторов с отбором воздуха из средней части и из-
менение средних температур прямого и обратного потоков в Q—Т координатах:
1 — адсорберы СО2 и С2Н2; 2 — вымораживатели СО2; 3 — воздух из середины
регенератора
ратора неочищенной от СО2. Эта доля воздуха очищается от СО2 либо в адсор-
берах, заполненных силикагелем марки КСМ, либо вымораживанием в пере-
ключающихся теплообменниках при теплообмене с потоком, направляемым
в турбодетандер.
Более совершенной является очистка воздуха от СО2 в адсорбере, так
как в этом аппарате одновременно с адсорбцией СО2 происходит адсорбция
углеводородов, являющихся взрывоопасными примесями воздуха. При очи-
стке воздуха от СО^ в вымораживателях необходима дополнительная очистка
этого потока от углеводородов.
Схема узла регенераторов с отбором воздуха из средней части и измене-
ние температур прямого и обратного потоков в Q — Т координатах показаны
на рис. 14.
Б. Увеличение отношения объема обратного потока
к объему прямого потока
Отношение объема обратного потока к объему прямого потока (е) может
быть увеличено либо подачей в блок разделения части воздуха, очищенного
•от примесей в специальных аппаратах, либо уменьшением этого отношения
338
в другой паре регенераторов, незабиваемость которой обеспечивается каким-
либо другим способом.
Первый способ увеличения 8 применяют в установках, работающих
по циклу двух давлений (КТ-1000М, КТ-3600), в которых воздух высокого
давления, очищенный от влаги и двуокиси углерода в специальных аппара-
тах, вводится в блок разделения через теплообменники или через теплообмен-
ники и поршневой детандер, а выводится в виде газообразных кислорода и
азота через теплообменники и регенераторы. Второй способ увеличения
отношения 8 применяют во всех воздухоразделительных установках низкого
давления, за исключением установок БР-6 и БР-9, для обеспечения незабивае-
мости кислородных регенераторов.
Для регенераторов 8 подбирают таким, чтобы с одной стороны регенера-
торы не забивались твердой двуокисью углерода, а с другой — недорекупе-
рация была бы наименьшей. Опытами, проведенными в промышленных и полу-
промышленных условиях, установлено, что для регенераторов с насадкой
в виде дисков из алюминиевой рифленой ленты с характеристикой, приведен-
ной в табл. 1, наилучшим соотношением потоков является 8 = 1,034-1,035.
 I
Таблица 1
Характеристика насадки опытного регенератора
Параметры насадки	Верхний пояс	Средний пояс	Нижний пояс
Толщина ленты в мм Высота диска в мм Шаг гофра в мм Высота гофра в мм Угол наклона гофра в град	0,4—0,46 34 4,71 1,92—2,0 45	0,4—0,46 34 3,92 1,5—1,6 45	0,4—0,45 34 3,14 1,0—1,1 45
Для регенераторов с другим типом насадки или перерабатывающих больше
или меньше расчетного количества воздуха, оптимальное соотношение пото-
ков будет иным.
В.	Организация петлевого потока по методу тройного дутья
Такой способ сближения температур применяют в установках низкого-
давления БР-1, БР-5 и БР-1М. Для осуществления тройного дутья необхо-
димо иметь три регенератора. Последовательность прохождения потоков по
одному регенератору следующая: а) в течение одной трети цикла сверху вниз
проходит воздух (теплое дутье), который при теплообмене с насадкой охлаж-
дается и очищается от влаги и СО2; б) во вторую часть цикла по регенератору
пропускается обратный поток (обычно азот), охлаждающий насадку и вынося-
щий лримеси, осевшие на насадке во время теплового дутья; в) после обрат-
ного потока через регенератор в том же направлении проходит воздух петли,,
который дополнительно охлаждает насадку в нижней (холодной) части реге-
нератора, а затем отводится из середины регенератора с температурой 160—
180° К через специальные клапаны принудительного действия.
В двух других регенераторах потоки проходят в такой же последова-
тельности, причем в то время как по одному из регенераторов проходит воздух,,
по другому идет обратный поток, а по третьему — петлевой воздух.
Расположение места отбора петлевого потока относительно холодного
конца регенераторов оказывает такое же влияние на теплообмен в регенерато-
рах и на их незабиваемость, как и в способе с отбором части воздуха из сере-
дины регенераторов (см. стр. 337).
22*	339
Для обеспечения незабиваемости регенераторов с тройным дутьем раз-
ность температур на холодном конце регенераторов должна быть не более
4—5 град, т. е. меньше чем для обеспечения незабиваемости регенераторов
посредством отбора части воздуха из середины регенераторов, так как при
тройном дутье е в нижней части регенераторов значительно меньше.
Петлевой поток при такой разности температур должен составлять
10—12% от прямого потока. Характер изменения средних температур прямого
и обратного потоков в Q—Т координатах такой же, как и на рис. 14.
В регенераторах с тройным дутьем иногда организуется так называемая
«сквозная петля», при которой часть петлевого потока выводится из регенера-
Рис. 15. Схема узла регенераторов с тройным дутьем
тора на теплом конце (рис. 15) через специальные петлевые клапаны прину-
дительного действия. Этот поток обычно используется для подогрева чистых
продуктов разделения воздуха. Увеличением количества «сквозной петли» по
сравнению с количеством чистых продуктов, выводимых через теплообмен-
ники, можно повысить количество обратного потока, проходящего через
насадку. Сближение температур газовых потоков на холодном конце регене-
ратора достигается как увеличением отношения потоков 8, так и отбором пет-
левого потока из середины регенератора.
Г. Подогрев «петлевого» потока в змеевиках,
встроенных в регенераторы
В регенераторах с насыпной насадкой сближение температур в зоне
вымораживания СО2 может происходить либо при отборе части воздуха из
середины регенератора (способ А), либо при подогреве петлевого потока
в змеевиках, встроенных в нижнюю часть регенератора. При наличии
встроенных змеевиков в качестве петлевого потока может быть воздух, про-
шедший через регенератор (прямой поток), или азот из нижней колонны
/рис. 16). Петлевой поток проходит по змеевикам обоих регенераторов непре-
рывно в течение всего цикла. В регенераторах со встроенными змеевиками
может быть организована так же, как и в регенераторах с тройным дутьем,
«сквозная петля».
340
Когда количество продуктов разделения воздуха, выводимых по змееви-
кам, встроенным в регенераторы, не превышает 20% от количества воздуха,
проходящего по этим аппаратам в качестве прямого потока, незабиваемость
регенераторов может быть обеспечена по способу, изложенному в п. Г. Если
Воздух
Кислород
Азот
В турдодетандер
Воздух из нижней,
колонны или азот
из конденсатора
Кислород
Азот
Воздух 6 нижнюю
колонну
Рис. 16. Схема узла регенераторов с подогревом «петлевого» потока воздуха или азота
в змеевиках, встроенных в регенераторы
количество продуктов разделения воздуха, выводимых по змеевикам, более
20%, для обеспечения незабиваемости регенераторов следует применять
способ, описанный в п. А.
11.	ВЛИЯНИЕ ТЕМПЕРАТУРЫ ВОЗДУХА, ПОДАВАЕМОГО
В РЕГЕНЕРАТОРЫ, НА ПОТЕРИ ХОЛОДА
В результате анализа тепловых балансов воздухоразделительных уста-
новок, составленных для режимов, отличающихся только температурой
воздуха, подаваемого в блок разделения, установлено, что при повышении
температуры воздуха потери холода в регенераторах значительно увеличи-
ваются, а также, что на величину холодопотерь влияет влагосодержание воз-
духа.
Для объяснения этих фактов определим количество холода, выносимого
из регенератора обратным потоком,
Qn = GnpI i — G06l\ + Gh2o^h2o — Gh2q/h2o +
+ GK н2о/к н2о — GK yl2qIk h2o,	(33)
где Gh2o и Gh2o — количество водяного пара соответственно в воздухе,
поступающем в регенератор и в обратном потоке,
выходящем из регенератора;
6'кн2о и G£r-i2o — количество воды в жидком состоянии соответственно
в воздухе, поступающем в регенератор, и в обратном
потоке, выходящем из регенератора;
341
/н2о и /н2о — энтальпия водяного пара соответственно на входе и на
выходе из регенератора;
/кн2о и /кн2о — энтальпия воды соответственно на входе и на выходе
из регенератора.
По уравнению (33) потери холодав регенераторе можно разделить на три
части: 0пр1г — Go6I{ — потери от недорекуперации (первая часть), величина
которых зависит от тепловой нагрузки и температурного режима регенера-
тора. Разность между третьим и четвертым членами правой части уравнения
представляет собой разность количеств тепла, вносимого в регенератор и вы-
носимого из него водяным паром (вторая часть). Последние два члена (третья
часть) — разность количеств тепла, вносимого и выносимого капельной вла-
гой.
Так как регенераторы обычно работают при условиях, исключающих
накапливание в них воды, то
Gh2o + Gkh2o = Gh2o 4~ GK н20;
поэтому при уменьшении количества водяного пара соответственно увеличи-
вается количество капельной влаги.
Потери холода в регенераторах могут быть приняты равными потерям
холода от недорекуперации только в том случае, если количество водяного*
пара в прямом потоке равно количеству пара в обратном потоке. В остальных
случаях при определении потерь холода в регенераторах должны учитываться
потери, возникающие вследствие разности количеств тепла, вносимых в реге-
нератор и выносимых из него водой. Величина этих потерь зависит от темпе-
ратуры воздуха, количества капельной влаги в воздухе, от величины сепари-
рующего объема над насадкой регенератора и от скорости воздуха при
изменении потоков в регенераторе.
Чем выше температура воздуха, больше количество капельной влаги
в воздухе, меньше сепарирующий объем над насадкой регенератора и боль-
ше скорость воздуха при изменении потоков, тем больше разность коли-
честв тепла, вносимых в регенератор и выносимых из него водой, и тем
больше потеря холода с обратным потоком.
12.	КОНСТРУКЦИЯ РЕГЕНЕРАТОРОВ
Регенераторы с насадкой из гофрированной
металлической ленты
Регенераторы с насадкой в виде дисков из металлической гофрированной:
ленты широко применяются в воздухоразделительных установках.
Регенератор (рис. 17) состоит из цилиндрического корпуса 1 с приварен-
ными днищем 2 и крышкой 3, нижней опорной решетки 4, средней решетки 5,.
верхней нажимной решетки 6 и насадки 7. Корпус, днище, крышку, нижнюю
и среднюю решетки изготовляют их хромоникелевой стали марки X18Н9Т или
Х14Г14Н4Т; верхнюю решетку регенератора — из стали Ст.3 или 15К.
Насадка регенератора размещена между нижней и верхней решетками.
Чтобы исключить перемещения насадки при переключениях газовых потоков,,
ее зажимают между решетками нажимными болтами 3, размещенными
в крышке. В днище и крышке регенератора имеются патрубки. К нижнему
патрубку присоединяется клапанная коробка с автоматическими клапанами,
а к верхнему — трубопровод с клапанами принудительного действия.
Нижняя, наиболее холодная, часть регенератора заполнена дисками
из ленты с мелкими гофрами, средняя часть — дисками из ленты со средними
размерами гофров, а верхняя — из лент с наиболее крупными гофрами
(табл. 2). Для уменьшения теплового потока поперек ленты сделаны два ряда
342
Таблица 2
Характеристика насадки регенераторов установки БР-1
Параметры	Верхний пояс регенераторов		Средний пояс регенераторов		Нижний пояс регенераторов	
	Азотных	Кисло- родных	Азотных	Кисло- родных	Азотных	Кисло- родных
Толщина ленты в мм Высота диска в мм Шаг гофра в мм . Высота гофра в мм	. . Угол наклона гофра в град Масса диска в кг на 1000 м3/ч перерабатываемого возду- ха 	 Живое сечение в %	... Количество дисков в поясе Поверхность насадки в м2 на 1 м3 объема регенера- тора	0,46 50 4,71 1,92—20 45 3,32 75,3 16 1070	0,46 . 50 4,71 1,92—20 45 4,19 75,3 17 1070	0,46 50 3,92 1,5—1,6 45 4,08 70,0 26 1320	0,46 50 3,92 1,5—1,6 45 5,17 70,0 27 1320	0,46 50 3,14 1,0—1,1 45 5,55 59,0 34 1790	0,46 50 3,14 1,0—1,1 45 7,0 59,0 34 1790
прорезей длиной 50 мм с интервалами в 10 мм; прорези одного ряда смещены
относительно прорезей другого ряда на 30
прорезей по высоте диска 12,5 мм. Наибо-
лее тяжелые — нижние диски. Такое рас-
пределение массы насадки по высоте реге-
нератора целесообразно как для теплооб-
мена, так и для процессов, связанных
с очисткой воздуха от примесей. Чем боль-
ше масса насадки в нижней части реге-
нератора, тем при большей разности
температур на холодном конце сохраня-
ются условия для возгонки примесей,
оставшихся на насадке после теплого
дутья (подробнее см. ниже).
В азотных регенераторах установок,
работающих по циклу низкого давления,
в средней части насадки имеется камера,
образованная средней решеткой, а в кор-
пусе — штуцер для вывода петлевого
потока.
Регенераторы с насыпной насадкой из
камней и со встроенными змеевиками
В установках для получения чистых
продуктов разделения воздуха применяют
регенераторы со встроенными змеевиками
и насадкой из камней (рис. 18).
Регенератор имеет корпус /, изгото-
вленный из хромоникелевой стали марки
Х18Н9Т или из стали Х14ГГ4Н4Т, змее-
вики 2, изготовленные из алюминиевых
мм. Расстояние между рядами
Рис. 17. Регенератор с насадкой из
алюминиевой гофрированной ленты
трубок, и каменную насадку 3 с размером
гранул 6—10 мм. Змеевики опираются на
343
кольцо, приваренное к корпусу. Ввод воздуха в регенератор и вывод,
обратного потока происходит через дырчатую обечайку 4, обтянутую-
сеткой 6 из нержавеющей-стали, а вывод воздуха и ввод обратного потока —
через дырчатый конус 5, также обтянутый сеткой из нержавеющей
стали. Технический кислород или чистый азот вводится в змеевики череа
Выход
грязного
продукта
Вход
воздуха
Выход чистого
воздуха
| Выход чистого
’ кисоородо
2

вход гоязиого кислорода
Сброс жидкости 8
клапанную коробку''
\вход чистого воздуха Л
иУпЛ
Вход чистого кислорода
или азота
или азота
Рис. 18. Регенератор со встроенными змеевиками и каменной
насадкой
выход петлево-
го воздуха
штуцер 10, а выводится через штуцер 11. Петлевой поток выводится череа
коллектор 9. Сетки на выходе газовых потоков из регенераторов защищают
переключающие органы регенераторов от попадания в них мелких камней
и каменной пыли. Насадка засыпается в регенератор через штуцеры 7
в крышке; в днище имеются штуцеры 8 для удаления насадки. В качестве
насадки применяют материалы, обладающие малой истираемостью, возможно»
большей плотностью и теплоемкостью, не разрушающиеся от ударов. Всем
344
Таблица 3
„Характеристика горных пород, применяемых для изготовления насадок
Материал	Плотность в кг/м2	Пористость в % объема	Твердость по Шору	Временное со- противление сжатию в Мн/м2	Потери при ис- тирании* в г/см2	Теплоемкость в кдж/(кг-град) при температуре в °К			Теплопро- водность в т/(м-град) при темпе- ратуре в °К	
						90-293	273—293	293-373	90—228	90-247
Кварцит (Шокшин- ский)	2600	0,42	86	328,0	0,08	0,628			1,29	
Базальт	3070	2,2	79	300,0	0,45	0,523	0,67	0,775	—	0,48
* Потери на истирание
круге Амслера-Дорри.
определяют на
этим требованиям в достаточной мере удовлетворяют следующие горные по-
роды: плотные кварциты типа Шокшинских в Карелии, а также базальты
типа Берестовецких на Украине (табл
для регенераторов дана в табл. 4.
В одной паре регенераторов со
встроенными змеевиками может быть
организован теплообмен между воз-
3). Характеристика каменных насадок
Таблица 4
Характеристика каменных насадок
регенераторов
Размер фракции в мм	Средняя удель- ная поверхность в м2 /м2	Средний сво- бодный объем в м2/м2	Средняя плот- ность в кг/м2	Теплопроводность слоя насадки в тЦм-град) при температуре в °К	
				98	278
6 10 14	900 470 375	0,42 0,42 0,42	1740 1740 1740	} 0,0001	0,0000145
духом и несколькими продуктами его
разделения, что целесообразно с точ-
ки зрения эксплуатации.
Однако теплообмен через поверх-
ность змеевиков малоэффективен;
для нагрева одного и того же коли-
чества газа поверхность теплообмена
встроенных змеевиков должна быть
в 2—3 раза больше, чем в рекупера-
торе. Теплообмен ухудшается из-за
малого коэффициента теплоотдачи от
газовых потоков к наружной поверх-
ности змеевиков, отложения некото-
рого количества льда Н2О и СО2 на змеевиках и малой разности температур
между теплообменивающимися газами, особенно во время холодного дутья.
Длительная эксплуатация регенераторов с насыпной насадкой
и со встроенными змеевиками возможна, если газовый поток, выносящий
примеси из регенератора, составляет не менее 58—60% от количества воздуха,
проходящего через регенератор во время теплого дутья. Размещение змееви-
ков в регенераторах значительно усложняет их изготовление, размеры регене-
раторов увеличиваются в 5,5—6 раз.
Значительное увеличение массы насадки позволяет, во-первых, не ухуд-
шая условий теплообмена, увеличить продолжительность дутья до 9—10 мин
и, во-вторых, упрощает регулирование температурного режима регенерато-
ров.
13.	ПЕРЕКЛЮЧЕНИЕ ПОТОКОВ В РЕГЕНЕРАТОРАХ
Потоки в регенераторах переключаются автоматически при помощи
клапанов принудительного и автоматического действия. Клапаны принуди-
тельного действия размещаются на теплом конце регенератора, а автоматиче-
345
К потребителю
ские на холодном конце. Открываются и закрываются клапаны так назы-
ваемым «приказным» воздухом, сжатым до 0,4—0,5 Мн/м2, который подается
к клапанам через определенные промежутки времени с помощью специаль-
ного механизма переключения. На схеме, показанной на рис. 19, воздушные-
клапаны принудительного и автоматического действия правого регенератора
и газовые клапаны принудительного и автоматического действия (кислород-
ные или азотные) левого регенератора-/
открыты, а остальные клапаны закры-
ты. При таком положении клапанов,
прямой поток (сжатый воздух) прохо-
дит через правый регенератор, а обрат-
ный поток (азот или кислород) — через,
левый регенератор.
При переключении потоков прежде-
всего закрываются воздушный клапан,
принудительного действия правого-
регенератора и газовый левого регене-
ратора, прекращается поступление
воздуха в блок разделения через эту
пару регенераторов и выход из верхней
ректификационной колонны азота или
кислорода. Затем открывается пере-
пускной клапан принудительного дей-
ствия для выравнивания давления воз-
духа в обоих регенераторах с целью
уменьшения потери воздуха при после-
дующих операциях и предупреждения,
разрушения насадки регенератора от
сотрясений. Вследствие понижения
давления воздуха в правом регенераторе
и повышения давления в левом появ-
ляется перепад давлений, необходимый
для закрытия автоматических клапанов
обоих регенераторов.
После закрытия перепускного
клапана открываются следующие кла-
паны принудительного действия: газо-
вый правого регенератора и воздушный
левого. В результате этого левый реге-
нератор заполняется сжатым воздухом
из коллектора, а воздух из правого ре-
генератора выбрасывается в окружаю-
щую среду. Через несколько секунд после открытия клапанов давление воз-
духа в левом регенераторе становится выше давления в нижней колонне
и воздух начинает поступать через воздушные автоматические клапаны этого-
регенератора в разделительный аппарат. За это же время давление воздуха
в правом регенераторе понижается настолько, что газ из верхней колонны
(азот или кислород) начинает поступать через газовые автоматические кла-
паны в регенератор, а оттуда через открытый клапан принудительного дей-
ствия к потребителю (кислород) или в окружающую среду (азот).
В начале дутья кислород загрязняется воздухом, оставшимся в регене-
раторе после переключения потоков. Если кратковременное понижение кон-
центрации кислорода недопустимо, то на трубопроводе после кислородных
клапанов устанавливают трехходовой клапан принудительного действия^
346
6
азот из колонны	ную колонну
Рис. 19. Схема переключения потоков
в регенераторах:
Гн 2 —воздушный клапан регенератора соот-
ветственно левого и правого; 3 и 4 — азотный
(кислородный) клапан правого и левого ре-
генератора; 5 — перепускной клапан; 6—ре-
генераторы; 7 и 9 —азотные (кислородные)
автоматические клапаны регенератора соответ-
ственно левого и правого; 8 и 10 —воздушные
автоматические клапаны регенератора соот-
ветственно левого и правого
------------------------------540сек -время одного цикла азотных регенераторов----
360сек -бремя одного цикла кислородных регенератород------------------------------
через который кислород может поступать либо к потребителю, либо выбрасы-
ваться в окружающую среду. Одновременно с открытием кислородного кла-
пана трехходовой клапан перемещается в положение, при котором загрязнен-
ный кислород выходит в окружающую среду. Продолжительность сброса
кислорода устанавливается в зависимости от свободного объема регенератора.
Опытным путем определено, что для выноса из регенератора оставшегося
в нем воздуха необходимо пропустить через него количество кислорода, рав-
ное четырем-пяти свободным объемам регенератора. Для регенераторов с на-
садкой в виде дисков из алюминиевой гофрированной ленты время открытия
трехходового клапана равно 4—5 сек. Переключения потоков в регенераторах
должны происходить через определенные промежутки времени, величина
которых зависит от массы насадки, приходящейся на единицу объема перера-
батываемого воздуха, теплоемкости насадки и температурного режима регене-
раторов.
В регенераторах с насадкой из алюминиевой гофрированной ленты пере-
ключение потоков обычно производится через 3 мин, а в регенераторах
с каменной насадкой — через 9—10 мин.
На рис. 20 показана цикловая диаграмма кислородных и азотных регене-
раторов установки БР-1. Переключение потоков в кислородных регенерато-
рах смещено по времени относительно переключения потоков в азотных реге-
нераторах с целью уменьшения колебания давления в воздушном коллек-
торе и в ректификационной колонне.
14.	КЛАПАНЫ ПРИНУДИТЕЛЬНОГО ДЕЙСТВИЯ
Для переключения потоков в регенераторах применяют клапаны с пнев-
матическим приводом. С целью уменьшения усилий, необходимых для закры-
тия и открытия, клапаны выполнены двухседельными (рис. 21) с одинаковым
новое кольцо
348
Таблица 5
Основные размеры клапанов
принудительного действия в мм
Услов- ный проход Dy	А	Б	в	г	Масса в . кг
80	665	272	75	20	57,5
150	775	350	100	33	125
250	1005	500	130	£0	246
300	1055	550	130	50	289
400	1258	675	190	75	594
500	1437	800	190	90	718
600	1524	920	230	ПО	878
800	1915	1240	230	140	1100
1000	3046	1792	260	190	2730
диаметром уплотнительных резиновых колец 6, вставленных в канавки в двух,
дисках клапана 3. В корпусе 1 клапана имеется два боковых отверстия;,
к одному из них привернут фонарь с воздушным цилиндром 5, другое отвер-
стие закрыто крышкой 7 с направля-
ющей втулкой 8. Поток газа через
клапан прекращается, когда диски
клапана закрывают отверстия во
внутренних перегородках корпуса 1.
Для закрытия клапана необходимо
в полость б подать «приказной» воз-
дух, а полость а сообщить с окру-
жающей средой. Клапан открывается
при подаче в полость а «приказ-
ного» воздуха и сообщении полости
б с окружающей средой.
По конструкции все клапаны
принудительного действия за исклю-
чением трехходового одинаковы, но
размеры клапанов различны. В
табл. 5 даны основные размеры клапа-
нов регенераторов кислородных установок, выпускаемых промышленностью.
Чтобы уменьшить переток «приказного» воздуха из одной полости воз-
душного цилиндра в другую, на пор-
шень надевают резиновое кольцо Р.
Для снижения износа резинового
кольца в цилиндр вместе с «приказным»
воздухом подается небольшое количе-
ство масла.
15.	КЛАПАНЫ АВТОМАТИЧЕСКОГО
ДЕЙСТВИЯ
На рис. 22 показана клапанная
коробка,- расположенная на холодном
конце регенератора, с воздушными и
азотными автоматическими клапанами.
Воздушные клапаны расположены в
центральной части коробки, а азот-
ные — по периферии. В клапанной
коробке кислородного регенератора по
периферии расположены кислородные
автоматические клапаны. Принцип дей-
ствия автоматических клапанов одина-
ковый: клапан открывается, если дав-
ление газа на тарелку со стороны седла
больше, чем с противоположной сторо-
ны; закрытие клапана происходит под
действием пружины и избыточного
давления на тарелку клапана. Тарелки,
штоки и пружины во всех клапанах оди-
наковые, а в конструкции седел имеется
небольшое различие (рис. 23).
В табл. 6 даны размеры автомати-
ческих клапанов, а в табл. 7 — их ко-
Рис. 22. Клапанная коробка азотного
регенератора:
1 — воздушная полость; 2—азотная полость;
3 — воздушный автоматический клапан;
4 — азотный автоматический клапан; 5—люк
для осмотра клапанов
34&
личество в клапанных коробках регенераторов различных установок техно-
логического кислорода. Корпуса клапанов изготовляют из алюминиевого
сплава Ал-9 Л тарелки клапанов — из алюминиевого сплава АК-8, штоки —
из стали Х18Н9Т, а^пружины — из бронзовой проволоки марки Бр КМц 3-1.
б)
а).
Рис. 23. Клапаны автоматического действия:
а — воздушный; б — азотный или кислородный (/ — корпус; 2 — шток; 3 — тарелка
клапана; 4 — втулка; 5 — сухарь; 6 — кольцо; 7 — пружина)
Таблица 6
Основные размеры клапанов автоматического действия в мм
Воздушные клапаны					Азотные или кислородные клапаны				
Условный проход Dy	Д	А	в	Масса в кг	Условный проход Dy	Д	А	в	Масса в кг
70	68	112	108	0,82	70	68	112	108	0,82
90	90	132	140	1,П	90	90	132	140	1,10
ПО	110	132	150	1,90	130	130	155	170	1,83
140	142	170	186	2,64	140	142	170	186	2,68
180	180	185	232	4,16	180	180	185	232	4,05
Количество клапанов автоматического действия
в регенераторах установок технологического кислорода
Таблица 7
Тип воздухо- раздели- тельной установки	Регенераторы	Услов- ный проход клапана в мм	Количество клапанов в клапанной коробке		Тип воздухо- раздели- тельной установки	Регенераторы	Услов- ный проход клапана в мм	Количество клапанов в клапанной коробке	
			Пря- мой поток	Обрат- ный поток				Пря- мой поток	Обрат- ный поток
БР-5	Кислород- ный Азотный	140 440	1 5	5 9	БР-1	Кислород- ный Азотный	90 180	5 5	10 10
БР-6	Кислород- ный Азотный	140 140	3 6	3 9	БР-2	Кислород- ный Азотный	140 180	5 5X3	9 12X3
Примечание. В агрегате БР-2 три пары азотных регенераторов.
350
16.	МЕХАНИЗМ ПЕРЕКЛЮЧЕНИЯ
Подача «приказного» воздуха в воздушные цилиндры клапанов принуди-
тельного действия и сброс его в окружающую среду происходит через кла-
паны механизма переключения, называемые приказными клапанами. Каждая
полость воздушного цилиндра соединена медной трубкой с одним приказным
клапаном. В то время, когда через один клапан подается «приказной» воздух,
через второй — «приказной» воздух сбрасывается в окружающую среду.
Устройство приказного клапана и крепление его к стойке механизма
переключения показано на рис. 24. Клапан прижимается болтом 1 к стойке 2
механизма переключения, в которой имеются каналы а и б и отверстие с.
В канал а подается «приказной» воздух, а канал б сообщен с окружающей
351
средой;, отверстие с служит для соединения «приказного» клапана с полостью
воздушного цилиндра клапана принудительного действия. В канале а против
каждого клапана имеется обратный клапан 3, который закрывает отверстие
в стойке при снятии приказного клапана.
Подача «приказного» воздуха в воздушный цилиндр клапана принуди-
тельного действия происходит, когда кулачок на диске не касается выступа
на рычаге 5. В этом положении пластинка (клапан) прижата воздухом к вы-
пускному седлу 4, и «приказной» воздух поступает в среднюю полость клапана,
а оттуда через отверстие с по медной трубке в полость воздушного цилиндра.
При повороте диска кулачок передвигает рычаг 5 в положение, при котором
регулировочный болт 6 вдвигает толкатель 7 внутрь клапана. Толкатель через
Рис. 25. Кинематическая схема механизма переключения установки с двумя
парами регенераторов
пружину давит на стержень S, который прижимает пластинку (клапан) 9
к впускному седлу 10. В результате подача «приказного» воздуха прекра-
щается, а средняя полость клайана сообщается через канал б с окружающей
средой и воздух, заполнявший полость воздушного цилиндра, выходит
наружу.
Приказные клапаны азотных регенераторов крепят к двум диаметрально
противоположным стойкам механизма переключения, а приказные клапаны
кислородных регенераторов к двум другим стойкам, смещенным относительно
стоек с приказными клапанами азотных регенераторов на 90°. При таком рас-
положении клапанов на стойках переключение потоков в регенераторах в со-
ответствии с цикловой диаграммой происходит при прерывистом вращении
вала с кулачковыми дисками. Вал поворачивается через 90 сек на одну чет-
верть оборота. Кинематическая схема механизма переключения, обеспечиваю-
щая такое вращение кулачкового вала, показана на рис. 25. Электродвигатель
через клиноременную передачу, червячную пару 1 и 2 и ведущую шестерню 3
вращает шестерню 4, на которой имеется цилиндрический палец 5. При каж-
дом повороте шестерни 4 палец 5 поворачивает на 90° мальтийский крест 6,
насаженный на конец вала с кулачковыми дисками 7. После поворота поло-
жение мальтийского креста фиксируется круговым буртом 8 на шестерне 4
и четырьмя выступами на мальтийском кресте. Один из выступов скользит по
внутренней поверхности бурта.
352
Б-Б
Сжатый воздух
в коллекторы
Коллектор Б
Канал, сообщающийся с атмосферой
Коллектор Е |ф
Коллектор Г
Коллектор В
Коллектор Д
Сжатый
воздух б
коллектор
Рис. 26. Механизм переключения установки с тремя азотными и двумя кислородными регене-
раторами:
1 — плита; 2 — кулачковый Ьал с распределительными дисками для азотных регенераторов; 3 — кол-
лектор с приказными клапанами; 4 — мальтийский крест; 5 — коробка передач; 6 — механизм, разоб-
щающий передачу при ручном повороте; 7 — кулачковый вал с распределительными дисками для кисло-
родных регенераторов; 8 — приказной клапан
23 П/ред. В. И. Епифановой
im-
Рис. 27. Схема двухступенчатой подачи
«приказного» воздуха в клапаны принуди-
тельного действия:
1 — приказной клапан; 2 — приказной клапан
золотникового типа; 3 — клапан переключающий
В установках низкого давления с тремя азотными и двумя кислородными
регенераторами механизм переключения имеет два вала с кулачковыми ди-
сками (рис. 26). Около одного вала расположены три стойки с приказными
клапанами азотных регенераторов, а около второго — две стойки с приказ-
ными клапанами кислородных регенераторов. Первый вал поворачивается
через 180 сек на одну треть оборота, а второй — через 90 сек на одну четверть
оборота. Принцип действия этого механизма переключения такой же, как
и механизма с одним валом, но кинематика сложнее.
Рис. 28. Приказной клапан золотникового типа:
/ — периодическая подача смазки пресс-масленкой; II— из воздушного цилиндра
клапана принудительного действия; III — «приказной» воздух из коллектора;
IV — в воздушный цилиндр клапана принудительного действия.
Количество приказных клапанов можно уменьшить, если одну пару
приказных клапанов соединить с группой клапанов принудительного дей-
ствия, открытие и закрытие которых происходит одновременно. При такой
схеме размеры приказного клапана должны быть соответственно увеличены.
В кислородных установках большой производительности с целью уменьше-
них размеров приказных клапанов и всего механизма переключения для от-
крытия и закрытия клапанов принудительного действия применяют двух-
ступенчатую систему подачи «приказного» воздуха (рис. 27).
«Приказной» воздух через клапан механизма переключения поступает
в полость а золотникового клапана (рис. 28), установленного вблизи клапанов
принудительного действия, и перемещает золотник в крайнее правое положе-
ние. В этом положении золотника «приказной» воздух через трубку III боль-
шего сечения поступает внутрь золотникового клапана, а оттуда через ка-
нал IV в полость открытия воздушного цилиндра клапана принудительного
действия. Воздух из полости закрытия воздушного цилиндра сбрасывается
в окружающую среду через левый канал II золотникового клапана. Клапан
принудительного действия закроется после того, как воздух из полости а че-
23*	355
рез клапан на механизме переключения выйдет в окружающую среду, а пру-
жина ^переместит золотник в крайнее левое положение, при котором «при-
казной» воздух поступит в полость закрытия, а полость открытия сообщится
с окружающей средой.
17.	РАСЧЕТ РЕГЕНЕРАТОРА
Регенератор рассчитывают для определения его диаметра и высоты, ха-
рактеристики и веса насадки и продолжительности цикла, при которых
обеспечиваются^ go-nepgb^. Пё₽ёДЭЧа заданного количества тепла при задан-
ных разностях температур на теплом и холодном концах регенератора и за-
данных гидравлических потерях в насадке, и, во-вторых, незабиваемость
регенераторов.
Ниже приведен расчет по подобию и приближенный тепловой расчет
регенератора. По подобию можно рассчитывать регенераторы любой конструк-
ции; приближенный тепловой расчет может быть использован для регенера-
торов с дисковой насадкой, которые должны работать без «петлевого» потока
или с «петлевым» потоком, но при соотношении потоков в верхней части реге-
нератора е, близком к единице и температуре петлевого потока ~170° К.
В более сложных случаях регенератор рассчитывают на электронно-
вычислительной машине (ЭВМ). На ЭВМ может быть произведен как тепло-
вой расчет регенератора, так и расчет на незабиваемость.
Расчет по подобию. Если рассчитываемые регенераторы должны рабо-
тать в таких же условиях, как и регенераторы какой-либо промышленной
установки, для которой известны условия незабиваемости насадки, условия
теплообмена и гидравлическое сопротивление насадки при прохождении
обратного потока, расчет сводится к определению диаметра регенератора
и веса насадки. При расчете принимают такими же, как и в регенераторах
v модельной установки: характеристику насадки, высоту слоя насадки, ско-
рости газовых потоков, давления прямого и обратного потоков, разность тем-
ператур на теплом и холодном концах регенератора, продолжительность
цикла и гидравлические потери.
Диаметр определяют по уравнению
Dx = Dy^-,	(34)
• где Vx и V — количество воздуха, проходящего через регенератор, соот-
ветственно рассчитываемый и эксплуатируемый.
Массу всей насадки регенератора, а также насадки в каждом поясе и од-
ного диска (для насадки, состоящей из дисков) определяют по уравнению
D1
а. = а^.	(35)
Приближенный расчет регенератора. Такой расчет выполняют, когда
нельзя или нецелесообразно использовать в качестве исходных конструктив-
ные и технологические данные регенераторов какой-либо промышленной
установки.
Для приближенного расчета регенераторов исходными являются сле-
дующие данные, полученные в технологическом расчете воздухоразделитель-
ной установки: количество воздуха, поступающего в рассчитываемые регене-
раторы, V в м31сек *; Vo6 — количество обратного потока, проходящего по
регенераторам, в м3!сек\ количество тепла, передаваемого в регенераторах,
Q в квт\ недорекуперации \ tH в град\ разность температур на холодном конце
* м3 при 293 град и ОД02 MhIm2.
356
регенератора Д/х к в град; сопротивление насадки Др в Мн/м2; среднее давле-
ние воздуха в регенераторе рв в Мн/м2; среднее давление обрат-
ного потока рг в Мн/м2; количество «петлевого» потока Vn,n в мЧсек; темпе-
ратура «петлевого» потока на входе в регенератор Тпп и на выходе из него
Т„,п в град-, температура воздуха на входе в регенератор Л в град; темпе-
ратура обратного потока на входе в регенератор Т3 в град.
Тип насадки, ее характеристику, долю объема регенератора, занятого
насадкой каждого типа, действительную скорость обратного потока в среднем
(по высоте регенератора) сечении при средних температуре и давлении, высоту
слоя насадки принимают по конструктивным соображениям. Обычно харак-
теристику насадки выбирают такой, чтобы произведение массы насадки на
ее теплоемкость при рабочей температуре изменялось по высоте регенера-
тора не более чем на 25%.
На основании этих данных определяют поверхность насадки и ее массу;
продолжительность цикла; диаметр регенератора; уточняют характеристику
насадки; определяют гидравлическое сопротивление насадки.
Схема приближенного теплового расчета регенератора
1.	Определяют поверхность насадки в 1 л/3 объема регенератора. Поверх-
ность насадки в виде дисков из гофрированной металлической ленты
4	0,83,
sin p//i ’	’
— высота гофра в м (см. рис. 7);
(36)
s =
где h = 1,05-10-3 — 1,95-10"3
6 — толщина ленты в м;
t — шаг гофра в м;
0,83 — опытный коэффициент,
учиты-
вающий неплотность навивки
гофрированной ленты.
Угол р может быть найден по формуле
Удельная поверхность каменной на-
садки зависит от среднего размера кам-
ней. Эта поверхность может быть опреде-
лена по графику, изображенному на
рис. 29. Если характеристика насадки по
высоте регенератора не одинаковая, то
необходимо определить удельную поверх-
ность каждого типа насадки по поясам*.
2.	Определяют удельный свободный объем для каждого пояса.
Удельный свободный объем насадки из гофрированной металлической
ленты
Рис. 29. Зависимость удельной по-
верхности каменной насадки от сред-
него размера камней
£n= 1 —
Для пояса, заполненного каменной насадкой, Е 0,42.
3.	Определяют средний удельный свободный объем насадки
р — Р 11. । р 1k ।	। р 1k
^ср •‘-'1 £ I Б2 £ “Г ‘	>
где /ъ /2, 1п — высота пояса; L — высота всего регенератора.
(37)
(38)
Поясом называют слой насадки с одинаковой характеристикой.
357
4.	Определяют диаметр регенератора Dpee
(39>
где Рн.об — плотность газа, проходящего по регенератору в качестве обрат-
ного потока, при 293° К и 0,102 Мн/м2;
Рср.об — плотность обратного потока при давлении и средней темпера-
туре в среднем сечении регенератора;
Wcp. об — действительная скорость обратного потока в среднем сечении
регенератора.
Скорость обратного потока в среднем сечении регенератора обычно при-
нимают равной 2,0—2,6 м/сек при средних по высоте регенератора темпера-
туре и давлении этого потока.
5.	Определяют массу насадки в одном регенераторе при принятой
длине U
GH = 0,785D2pej/p„ (1 - Еср).	(40)
6.	Заполняют таблицу, в которую для всех расчетных поясов вносятся
величины:
Тп, рп, рп — средняя температура, давление и плотность обрат-
ного потока для каждого пояса;
Wn — действительная скорость обратного потока в сред-
нем сечении каждого пояса при рср
— вязкость обратного потока при Тср;
d^n — эквивалентный диаметр насадки, заполняющей
пояс;
1	^СР. п .
^э. п = о >
Wnd9. прп
Re=----------.
Ин
При определении Тп и рп принимают прямолинейный характер
изменения температуры и давления обратного потока по высоте регенератора.
7.	По уравнениям (11) и (12) определяют средний объемный коэффициент
теплоотдачи от насадки к обратному потоку.
Когда на отдельных участках регенератора количество прямого потока
значительно отличается от количества обратного потока, а также при нера-
венстве количеств регенераторов, по которым проходит прямой и обратный
потоки, — определяют средний объемный коэффициент теплоотдачи от воз-
духа к насадке. Если потоки приблизительно равны; то коэффициент тепло-
отдачи от воздуха к насадке принимают равным коэффициенту теплоотдачи
от насадки к обратному потоку.
8.	Определяют средний объемный коэффициент теплопередачи
Ко= -,1-	,	(42)
----1--
а, аоб
где ав и аоб — средний объемный коэффициент теплоотдачи соответственно
от воздуха к насадке и от насадки к обратному потоку.
358
При равенстве коэффициентов теплоотдачи
„ _ «ср
Ло — 2 •
(43)
(44)
9.	Определяют продолжительность дутья
г	ср Atнас
'-Х=	Q	’
где Сн ср — теплоемкость материала насадки при средней по высоте регене-
ратора температуре;
^нас — изменение средней температуры всей насадки за половину цикла;
Q — тепловая нагрузка регенератора в кдж! сек.
Для насадки из алюминиевой гофрированной ленты ЬЛнас принимается
равной 35—55° К.
10.	Определяют приведенное время
жоурег
Я ——	т,
(45)
где Сн — теплоемкость насадки;
Урег — объем регенератора.
11. Определяют недорекуперацию в безразмерном виде
\ТН-—
(46)
(47)
48)
Тг-Т3 ’
12.	По уравнению (9) или по кривой на рис. 6 определяют Л.
Если из середины регенератора выводится петлевой поток, то Л опреде-
ляют по уравнению (10).
13.	Определяют длину регенератора
СобСр
L == F
рег
Если L отличается от L' более чем на 10%, то изменяется L' и величину L
пересчитывают.
14.	Определяют гидравлическое сопротивление всей насадки регенера-
тора по уравнению
. f	, /25н2Р2Г2	fnSHnPn< .
8£f	1	8£| 2Т ‘	8£3
где fi, fn — коэффициенты сопротивления насадки;
Pi; Р2; Рп — плотность обратного потока при средней температуре
по высоте пояса;
IFi; Wn— средняя по высоте пояса скорость обратного потока.
Коэффициенты сопротивления насадки определяют при наклоне гофра
45° по графику, приведенному на рис. 8, б, а при наклоне гофра 60° — по урав-
нению (16).
Расчетное сопротивление насадки из гофрированной ленты должно быть
примерно в 1,5 раза меньше принятого в технологическом расчете установки,
так как в начальный период эксплуатации регенераторов их сопротивление
быстро увеличивается из-за накапливания льда, воды и твердой двуокиси
углерода в верхней части дисков. В дальнейшем при правильной эксплуата-
ции регенераторов сопротивление насадки увеличивается очень медленно.
В приближенном расчете регенераторов поверочный расчет на незаби-
ваемость не производят, так как определить величину петли гистерезиса
359
с достаточной точностью не представляется возможным. В тех случаях, когда
проверка на незабиваемость необходима, регенераторы рассчитывают на ЭВМ.
В воздухоразделительных установках, предназначенных для получения
чистых сухих продуктов, вместо регенераторов с каменной насадкой
и встроенными змеевиками последнее время начали применять реверсивные
многоканальные пластинчато-ребристые теплообменники. В этих аппаратах
воздух, отбросной азот и продукты разделения воздуха непрерывно пропу-
скаются по соответствующим каналам. Через определенные промежутки
времени меняются каналы, по которым пропускается воздух и отбросной
азот. Воздух направляется в каналы, по которым раньше проходил отброс-
ной азот, а отбросной азот — в каналы, по которым проходил воздух. Такая
организация потоков позволяет в реверсивных пластинчато-ребристых тепло-
обменниках, так же как и в регенераторах, одновременно охлаждать воздух
до температуры насыщения и очищать его от влаги и СО2.
Тепло от воздуха к отбросному азоту и продуктам разделения воздуха
передается непрерывно через разграничивающие поверхности и ребра, при-
паянные к этим поверхностям. Так как сопротивление каналов, по которым
проходит воздух, постепенно увеличивается (вследствие отложения на стен-
ках и ребрах льда, воды и кристаллов двуокиси углерода), то через каждые
15—20 мин потоки переключают.
Пластинчато-ребристые теплообменники значительно легче регенерато-
ров. Для воздухоразделительных установок различной производительности
эти аппараты можно изготовлять из пакетов одинаковых размеров, что позво-
ляет организовать крупносерийное производство пакетов.
Изготовление пластинчато-ребристых теплообменников более сложное,
чем регенераторов, но в результате применения механизации и автоматизации
производства пакетов, стоимость реверсивных пластинчато-ребристых тепло-
обменников ниже стоимости регенераторов с каменной насадкой и встроен-
ными змеевиками.
Пластинчато-ребристые теплообменники имеют некоторые технологиче-
ские преимущества. Так, например, в них значительно меньше, чем в регене-
раторах, потери воздуха при переключении потоков, меньше гидравлическое
сопротивление, отсутствует петля гистерезиса, что благоприятно влияет на
тепло-, массообмен. Конструкция такого теплообменника позволяет осуще-
ствить эффективный теплообмен как между воздухом и отбросным азотом,
так и между воздухом и чистыми, сухими продуктами разделения воздуха.
Расчет многоканального пластинчато-ребристого теплообменника приведен
в главе V.
Пример теплового расчета регенератора с насадкой в виде
дисков из алюминиевой гофрированной ленты
или кускового базальта
1. Исходные данные из технологического расчета воздухоразделительной
установки: количество воздуха, поступающего в регенератор, V = .18 м31сек\
количество обратного потока по одному регенератору Vo6 = 18 м31сек\ коли-
чество тепла, передаваемого в 1 сек в регенераторах, Q = 4 520 000 вт\
недорекуперации Д^н = 5,5 град\ разность температур на холодном конце
регенератора Д/х< к 6 град\ сопротивление насадки Др = 0,015 Л4к/ж2;
среднее давление воздуха в регенераторе рв = 0,59 Л4н/ж2; среднее давление
обратного потока р2 = 0,113 Л4н/ж2; количество петлевого потока из середины
регенератора Vn= 1,44 м3/сек\ температура петлевого потока на выходе
из регенератора Т'п,п = 173° К; температура воздуха на входе в регенератор
Т± = 303° К; температура обратного потока на входе в регенератор Т3 =
= 95° К.
360
приведенную в табл. 8.
Таблица 8
Параметры	I пояс	II пояс	III пояс
h в м t В м	0,00195 0,00471	0,00155 0,00392	0,00105 0,00314
Принимаемые исходные данные
/
Высота регенератора L' = 4,8м. Регенераторы с насадкой в виде дисков
из гофрированной алюминиевой ленты; в нижней части регенератора нахо-
дится слой кускового базальта. По высоте регенератора насадка разбита на
четыре пояса: I пояс 1г = 1,1 ж; II пояс /2 = 1,55 ж; III пояс 13 = 1,75 м\
IV пояс /4 = 0,4 м.
Насадка имеет характеристику,
Насадки для I—III поясов — дис-
ки высотой 0,05 м, изготовленные из
алюминиевой ленты толщиной 6 =
= 0,0004 м\ угол наклона гофра
на ленте 45°. На ленте — два ряда
прорезей длиной 50 мм с интерва-
лами в 10 мм\ прорези одного ряда
смещены относительно
другого ряда
заполняющая
Скорость
= 2,0 м!сек.
прорезей
на 30 мм. Насадка,
IV пояс, — кусковой базальт с средним размером зерна 9 мм.
фильтрации азота в среднем сечении регенератора Wtp =
Приближенный тепловой расчет регенераторов
1.	Удельную поверхность насадки, заполняющей I, II и III зоны, опре-
деляют по уравнению (36)
5 = 4	0,83;	=
sin рм »	’ ЬГ t
В результате расчета получают:
S, = 1020 м2/м\ S2 = 1240 м2/м3; S3 = 1700 м21м3.
Удельная поверхность каменной насадки для среднего размера камней
9 мм (см. рис. 29) S4 = 525 м2!м3.
2.	По уравнению (37) определяют средний удельный объем для каждого
пояса
Еп = 1 —	6; Ег = 1 —	- 0,0004 = 0,796; Е2 = 1 —	0,0004 = 0,752;
Е3 = 1 —	0,0004 = 0,65; Et = 0,42.
3.	По уравнению (38) определяют средний удельный объем для всего
регенератора
р ___ р	I р ^2 I р	I р h .
Пср	I I п2 £	* ^3 £ "Т П4 ~£~ ,
Еср = 0,796+ 0,7521^ + 0,65	+ 0,42 11;
Еср = 0,7.
4.	По уравнению (39) определяют диаметр регенератора
D = 1,13
Г Рср. об^ср
Плотность азота при нормальных условиях рн об = 1,165 кг!м3.
361
5.	Для определения плотности азота в среднем сечении регенератора
применяют прямолинейный характер изменения температуры азота по длине
регенератора.
При этом условии
Тср. Nj = Твых-	”. = 297,^95 = 196>25о к.
Рср. об = 296,7.196,25 ~ 1’94 кг/м3>
Dpel =1,13 ~j/~ j 94.2 0.0,7 = 3,19 = 3,2 М.
Определяют массу алюминиевой и каменной насадки в одном регенера-
торе при принятой длине
GH. ал = 0,785£)^рал [Л (1 — £0	/2 (1 — Д2) + /з (1 — £з)];
G„. к —	(1	£4)] -0,7857)рег,
рал = 2700 кг/м3; рк = 3000 кг/м3;
Сн.ал = 0,785 (3,2)22700 [(1 — 0,796) 1,1 + 1,55 (1 — 0,752) +
+ 1,75 (1 — 0,65)] = 26 600 кг;
GH.K = 10,4-3000 (1 — 0,42)]-0,785 (3,2)2 = 5600 кг.
6.	Заполняют таблицу для всех поясов (табл. 9)
7.	Критерий Nuv и объемный коэффициент теплоотдачи определяют по
уравнениям (11) и (12)
9 ЧА ро0.76 ( 1 ’ COS Р \
Nu	' R V tp ) t„ .	_ NuvX
V / b /-6 \ 0,392 /	1	\ 0,187 ’ v d2 '
\7Г/	\ "npCOSP )
8.	Для I пояса
NT K7 Q	57,2-29,1 IO"6 171	о
Nui/^57,2; aV1 =--------ллпоТб?--=171 квпг1(м3-град).
UjUUO 1
Для II пояса
Nu[/2 =44,0; аи, =	= 156,5 квт/(м3-град).
\JjUvZr i<J
Для III пояса
nt me	19,6-17,5-10~6 i ле r ,/ q
Nuv3 = 19,6; av, =--------0;0q1532-= 146,5 квт/(м3-град).
Для IV пояса
NuV1 = О,3/?ео,8£0,75; Nu^4 = 88,5;
av* = 8850900322° ° ~ 85 квт/(м3'гРад)'<
«ср = «14-+ a2“T + “3 "Г + Д'’
acp = 171-0,23 + 156-0,323 + 146-0,365 + 85 0,083 =
= 144 кет/(м3 • град).
362
Таблица 9
Поясы	* Q О.	Рср в Мн/м*	Л СО О. а	в м/сек	с!э в м	у, в кг/(сек-м)		X в кет/(м-град)
I	275	0,105	1,285	2,61	0,00312	17,5-IO"6	610	29,1-IO’6
II	219	0,111	1,71	2,09	0,00243	14,0-10-6	634	2110-в
III	149	0,118	2,67	1,55	0,00153	10,2-IO’6	638	17,5-10"6
IV	104	0,121	3,94	1,63	0,0032	7,3-10“6	2870	9,85-10-®
9.	Так как в рассчитываемых регенераторах объемы прямого и обрат-
ного потоков, приведенных к нормальным условиям, примерно равны, то
ав можно принять аоб и определить Ко по уравнению (43): Ко = _а°б^сР =
= --^4— = 72 квтЦм3- град).
10.	Определяется продолжительность полуцикла
__ (<?«. ал^Н‘ ал ^н. к^н- к)	'
Т~	Q
где &Л.Н = 35° — среднее колебание • температуры насадки; Сн.ал =
= 0,815 кдж/(кг-град) (при средней температуре алюминиевой насадки Т —
= 196,5° К); Сн к = 0,293 кдж! (кг-град) (при средней температуре IV пояса
104° К);
(26600 0,815 + 5600-0,293) 35	. ОЛ
Х = 1--------4520------~ = 180 СеК~
11.	Определяется приведенное время по уравнению (45)
__	2/(0V Рег
ал^н- ал @н- к^н. к *
где ^Рег — объем регенератора;
2-72.0,785-3,22-4,8.	1Rf)__440
~ 26600-0,815 + 5600-0,293 ’	“	’
12.	Определяют недорекуперацию в безразмерном виде по уравнению (46)
лт —___________________________________— о 0264
Л —Т3 “ 303 — 95 ~
13.	Для регенераторов с отбором петли из середины для значений П =
-= 8%; Д7\ = 0,0264 и л = 43 по графику, показанному на рис. 6, а, опре-
деляют значение Л = 240.
14.	Определяют высоту регенератора
т  СрбСр д
рег
откуда
L= '^I^1-240^4 м-
Принимаем высоту регенератора L = 4,8 м.
363
15.	Расчетное гидравлическое сопротивление насадки определяют по
уравнению (4
! /2^2Р2^72 < , ^ЗРЗ^З у ,	,
~	8£\ Z1 1	8Ё~2	- "	§£3 /з 8Ё,
Коэффициенты сопротивления насадки^ определяют по графику
на рис. 8, б для алюминиевой насадки и по графику на рис. 8, а для насадки
из кускового базальта:
Re .	610 634 638 2870
f	1,05 0,9 0,9 3,48
Сопротивление по поясам:
Для I пояса
А	1,05 • 1020 • 1,285 (2,61 )2 , ,	. 2 плшсл лл , 9
^р1 = —-------Q v - • 1,1 = 1640 hIm2, или 0,00164 Л4лфи2;
'	о-и./УО
для II пояса
Др = 0'9-1240-1_71(2'09)2 • 1,55 = 2180 н/,и2 или 0,00218 Мн/м2;
для Ш^пояса
= 0,9 1700.2.67(1,55)^ . 1>75 = 3360 н/м2 или 0,00336 Мн/м2;
О ’ VjOU
для IV пояса
Др4 = 3.48-525.3,94(1,63)2  0,4 = 2330 н/м2 или 0,00233 Мн/м2.
Для определения общего сопротивления насадки регенератора при уста-
новившемся режиме следует сопротивление I—III поясов увеличить в 1,5 раза
\ррег = (0,00164 + 0,00218 + 0,00335)-1,5 + 0,00233 =
= 0,01308 Мн/м2.
ГЛАВА VII
РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ КОЛОННЫ
В ректификационных колоннах воздухоразделительных установок
воздух или ранее выделенные из него смеси разделяются на целевые продукты
(кислород, азот, аргон и др.) или концевые и промежуточные фракции (обога-
щенная кислородом кубовая жидкость, аргонная фракция и др.). Концевые
и промежуточные фракции, не являющиеся целевыми продуктами, поступают
в последующие по технологической линии колонны или выводятся из уста-
новки в качестве побочных продуктов.
В состав установок разделения воздуха может входить от одной до пяти-
шести ректификационных колонн, назначение, условия работы и габариты
которых различны. Основные (верхняя и нижняя) колонны имеют большие
размеры и работают при наиболее низкой в установке температуре. Их кон-
струкция существенно сказывается на габаритных размерах блока разделе-
ния, потерях холода в окружающую среду через изоляцию и на удельном рас-
ходе энергии, а также на удельных металлозатратах на единицу продукта
(или перерабатываемого в установке воздуха). Гидравлическое сопротивле-
ние верхней колонны влияет на удельный расход энергии в установках низ-
кого давления.
При форсировании установок пропускная способность и эффективность
действия ректификационных колонн зачастую лимитирует производитель-
ность всего блока. Поэтому к выбору расчетных параметров и к эксплуата-
ционным характеристикам колонн предъявляются высокие требования.
В термодинамическом и технологическом расчетах установок (см.
главы III и IV) рассматривают статику процесса ректификации и выявляют
балансовые соотношения потоков и необходимые характеристики раздели-
тельного действия (например, число теоретических тарелок) соответствующих
колонн.
Выбор типа, конструирование и расчет колонн, обеспечивающих задан-
ные производительность и разделение при оптимальных размерах и гидрав-
лических сопротивлениях этих аппаратов, является самостоятельной зада-
чей, для разрешения которой необходим учет кинетики процесса ректифика-
ции и гидравлики работы колонн.
В процессе ректификации могут быть применены различные по типу
конструкции и по определяющим размерам колонны. Конструкцию и основ-
ные размеры колонн выбирают в результате сопоставительных расчетов
365
в зависимости от требований (например, ограничение диаметра из условий
транспортирования с завода-изготовителя на место монтажа, ограничение
высоты для колонн транспортных установок, ограничение сопротивлений
и т. п.).
Расчет основных размеров колонн базируется на положениях теории
массообмена и гидравлики.
1.	ОСНОВНОЕ УРАВНЕНИЕ МАССООБМЕНА
Смеси разделяются в ректификационной колонне в результате контакта
и взаимодействия потоков стекающей по колонне жидкости и поднимающегося
из испарителя пара, состоящих из одинаковых компонентов. Ректификация
является массообменным (диффузионным) процессом. Г1ротивоточное движе-
ние фаз в ректификационной колонне вызывает нарушение равновесия между
жидкостью и паром встречающимися в каждом сечении по высоте колонны.
При контакте неравновесных по составу фаз происходит перераспределение
компонентов смеси между фазами. Равновесие характеризуется равенством
химических потенциалов распределяемого компонента в обеих сосуществую-
щих фазах. Поэтому естественное распределение каждого компонента системы
направлено к выравниванию его химических потенциалов в обеих контакти-
рующих фазах. Разность химических потенциалов является движущей силой
процесса, диффузионный поток данного компонента через поверхность кон-
такта направляется в сторону фазы с меньшим значением его химического
потенциала.
В результате в каждом рабочем сечении колонны происходит процесс
контрдиффузии легколетучих компонентов из жидкости в пар, а тяжело-
летучих из пара в жидкость. Этот процесс сопровождается изменением темпе-
ратур в потоках пара и жидкости по высоте колонны.
При переходе легколетучего компонента из жидкости в пар (в газовую
фазу)
/ = о (Рж Иг) ~ Кц, (Рж Рг),	(1)
где	j — удельный диффузионный поток данного компонента, пере-
шедшего из одной фазы в другую через единицу поверхности
контакта в единицу времени;
—	сопротивление системы процессу массообмена;
—	коэффициент скорости массопередачи данного компонента;
Рж и — химические потенциалы распределяемого компонента
(индексы ж и г здесь и в дальнейшем относятся соответственно
к жидкой и газовой фазам).
В бинарно^ системе (например, кислород—азот) можно ограничиться
оценкой распределения одного компонента. Распределение легколетучего
компонента рассмотрено ниже.
В инженерных расчетах удобнее выражать движущую силу процесса
массообмена не через разность химических потенциалов, а через эквивалент-
ные ей разности концентраций распределяемого компонента. При этом основ-
ное уравнение массообмена применительно к рассматриваемому процессу
ректификации можно записать в виде
1 =Ку&у = Ку(УР — у),	(2)
или
/ = КХЪХ = Кх(Х — Хр).	(3)
> Здесь величины Ку и Кх — общие коэффициенты массопередачи, отне-
сенные к концентрации газовой у или жидкой х фазы, в общем случае чис-
366
ленно не равные между собой. Индексы р в правой части уравнений означают
соответственно концентрацию паровой фазы, равновесную концентрации
жидкости х и концентрацию жидкой фазы, равновесную концентрации пара
у (рис. 1). Величины Ку и Кх могут быть выражены через частные коэффи-
циенты массоотдачи в жидкой и газовой фазах.
Диффузионный поток из жидкости к поверхности контакта фаз при уста-
новившемся процессе
/ “	хгр) >	(4)
и от поверхности раздела внутрь газовой фазы
j = Рг (Угр У) 9	(5)
где Рж и рг — коэффициенты массоотдачи в жидкой и газовой фазах;
хгР и угр — концентрации жидкости и пара на границе раздела фаз.
Рис. 1. График для определения движу-
щей силы процесса (разности концентра-
ций, X = ,где L и М — расходы по-
токов жидкости и газа)
Рис. 2. Схема распределения концент-
раций вблизи границы раздела фаз при
их турбулентном движении (%, у —
средние концентрации в потоках)
Вещество в пределах каждой фазы переносится, молекулярной и турбу-
лентной диффузией. Теоретический расчет коэффициентов массоотдачи, осно-
вывающийся на совместном решении уравнений гидродинамики и конвектив-
ной диффузии, возможен только для некоторых наиболее простых случаев,
не имеющих практического значения для воздухораспределительных колонн.
Развитие новой отрасли науки — физико-химической гидродинамики —
дает основание для использования эмпирических корреляций и приближен-
ной оценки с помощью теории подобия зависимостей коэффициентов массо-
отдачи от определяющих гидродинамических и кинетических условий про-
цесса массообмена [13, 25].
Коэффициент массоотдачи выражается в виде отношения
где D — коэффициент диффузии данного компонента;
б5 — эффективная толщина диффузионного пограничного слоя, являю-
щаяся функцией определяющих критериев подобия (числа Re =
= диффузионного критерия Рга = и др.).
При этом понятие диффузионного пограничного слоя, в котором резко
изменяются концентрации вблизи границы раздела фаз (рис. 2), в общем слу-
367
чае не следует отождествлять ни с неподвижной пленкой (согласно «пленоч-
ной» теории массообмена), ни с гидродинамическим пограничным слоем.
Ниже будут рассмотрены некоторые установленные для различных типов
колонн зависимости величин 0г и 0^ от основных параметров. Так как при
ректификации не происходит химических реакций, то сопротивление границы
раздела фаз процессу массообмена равно нулю и на ней всегда существует
равновесие между жидкостью и паром.
Условия равновесия могут быть записаны в виде 1
Угр = тхгр 4- с,
(6)
где т — тангенс угла наклона кривой равновесия (см. рис. 1).
Тогда из сопоставления уравнений (2), (3), (4), (5) и
1 р	(6) можно вывести зависимости
f~]	1Т = Т + Г	(7)
I	и	Рг Рж
_L = _L । J_	/8х
J (1F кн ।
л—;—------? Если будут определены 0г и 0^, то процесс массооб-
‘ мена применительно к элементарному участку колонны
!	(рис. 3) можно рассчитать с использованием концентра-
ций в жидкой фазе по уравнениям (3) и (7) или с исполь-
зованием концентраций газовой фазы по уравнениям
(2) и (6).
Для элементарного участка колонны с учетом мате-
риального баланса можно написать
----J-______	М dy = Ку {ур - у) dF	(9)
I к уДМ И
I I	L dx = Кх (х — хр) dF,	(10)
Рис. 3. Схема участ-
ка колонны с про-
тивоточным непре-
рывным контактом
фаз
где L и М — расходы потоков жидкости и пара;
dx и dy — изменения концентрации данного компо-
нента в соответствующих фазах;
dF — поверхность контакта фаз на элементар-
ном участке колонны dH.
В пределах элементарного участка у + dy у, х + dx х и величины
= Ур — У nti'x = х — хр можно определить с помощью диаграммы х — у,
нанеся на нее рабочую линию колонны, характеризующую соотношения
между у и х по материальному балансу колонны.
В общем’виде результат интегрирования уравнений (9) и (10) примени-
тельно к некоторому участку колонны, на котором концентрации потоков
изменяются от ун до ук и от хн до хк (рис. 3), может быть записан в виде
KyF л-
Ук Ун м ^У
и
х —х — \х
(И)
(12)
где Ду и Дх — средние движущие силы процесса — разности концентраций.
Уравнения (11) и (12) показывают, что изменения концентраций (пара
или жидкости) на данном участке колонны, отнесенные к единице средней
1 Кривая равновесия на данном ограниченном ее участке при этом может быть заме-
нена секущей у = тх + с.
368
движущей силы, тем выше, чем больше величины коэффициента массообмена
и поверхности контакта и чем меньше расход соответствующего потока
У к —Ун = и хн~хк _ %xF
by	М	bx	L
Величины /\у и Дх в реальных колоннах зависят не только от характера
кривой равновесия смеси и рабочей линии колонны, но и от гидродинамиче-
ских условий работы колонны и, следовательно, от ее конструкции.
Ниже будет показано, что неравномерность распределения потоков по
сечению колонны, продольная диффузия и другие явления, неизбежно возни-
кающие в реальных колоннах, существенно сказываются на величине, средней
движущей силы процесса.
2. КЛАССИФИКАЦИЯ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОНН
Многообразные по конструкции ректификационные аппараты могут быть
разделены на группы по двум основным признакам: по способу образования
поверхности контакта и по схеме организации контакта и движения потоков
жидкости и газа на рабочих элементах колонн.
Классификация по этим признакам не является абсолютно строгой.
В реальных аппаратах в результате сложной гидродинамической обстановки
основному способу образования поверхности контакта всегда сопутствуют
в большей или меньшей мере другие — побочные. Больше того, в одном
и том же аппарате в зависимости от нагрузок по жидкости и пару может изме-
няться основной способ формирования поверхности контакта. Например,
в насадочных колоннах возможен пленочный и эмульгационный режимы.
В зависимости от интенсивности нагрузок по жидкости и газу в аппаратах
данной конструкции может изменяться также и режим движения потоков.
Это обстоятельство не умаляет ценности подобной систематизации, а застав-
ляет только учитывать, что аппараты с одним и тем же типом конструкции
в зависимости от режима их работы могут относиться к той или иной ее группе.
По способу формирования поверхности контакта ректификационные
аппараты могут быть разделены на две большие группы: 1) в которой основной
поверхностью контакта является наружная граница пленок жидкости, сма-
чивающей твердые стенки каналов (насадки) и растекающейся по ним; 2) по-
верхность контакта формируется при дроблении потока одной из контакти-
рующих фаз в результате его проникновения через поток другой фазы.
Ректификационные колонны второй группы могут быть, в свою очередь,
разделены на аппараты, в которых основная поверхность контакта фаз
является граничной: либо для пузырей и газовых струй, образующихся при
дроблении потока пара, либо для жидкостных струй, брызг и капель, обра-
зующихся при дроблении потока жидкости.
Ввиду большого разнообразия типов ректификационных аппаратов
нельзя описать здесь все известные их варианты, поэтому остановимся лишь
на тех из них, которые применяются для разделения воздуха.
На рис. 4—6 показаны примеры типов ректификационных аппаратов,
относящихся к первой группе приведенной выше классификации. Хотя в этих
типах аппаратов различна не только конструктивная схема, но и силовое
поле, вызывающее движение жидкости, общим для них является то, что
поверхностью контакта служит свободная поверхность потока жидкости, сма-
чивающей твердые стенки рабочих каналов.
Тарельчатые колонны по способу образования поверхности контакта,
как правило, относятся ко второй группе аппаратов.
24 П/ред. В. И. Епифановой	369
На рис. 7 показана конструкция ситчатой колонны низкого давления
установки СКДС-30, и на рис. 8—11 — конструкции тарелок некоторых дру-
гих типов колонь. Колпачковые и провальные решетчатые тарелки в отече-
ственном кислородном машиностроении в колоннах разделения воздуха
не используются, так как их изготовление сложней, а эффективность ниже,
Рис. 4. Схема нижней
трубчатой пленочной
ректификационной ко-
лонны воздухораздели-
тельного аппарата:
В — воздух; R — кубо-
вая жидкость; Ф— флег-
ма верхней колонны
Воздух высокого
давления к
бен тилю Р- Л——
Обогащенный —
Воздух на 16 тарелку
колонны №2
К указателю
уровня
конденсатора
Продувка
неоно-гелиебой
смеси
Азот в ।
конденсатор А
колонны^?' |
Воздух после
дросселя
Воздух из
детандерного
теплообменника
К указателю
уровня куба
колонны (низ)
уВоздух из
I адсорберов
I высокого
Ш давления
Рис. 5. Насадочная колонна высокого давления установки
СКДС-30
К предохранитель -
ному клапану
^указателю
уровня конденса-
тора колонны №1
(Верх)
Жидкость из куба
\ W П ппиик. 1

чем у ситчатых. Колонны, показанные на рис. 8—10, представляют собой раз-
новидности барботажных аппаратов. Основная поверхность контакта в них
образуется граничной поверхностью газовых включений, проникающих через
поток жидкости. В колонне, изображенной на рис. И, поверхность контакта
в основном образуется (при рабочем режиме нагрузок) за счет граничных
поверхностей струй, брызг и капель, на которые поток жидкости дробится
увлекающим ее газом. Жидкость от газового потока на каждой тарелке отде-
ляется при помощи отбойника.
370
оо
Воздух
Рис. 6. Центробежный ректификатор для установки однократной ректификации воздуха
Жидкий азот
после дросселя
Жидкость из куба
колонны №1 на 18~ю
тарелку
Обогащенный воздух
из конденсатора
колонны №1 на
16-ю тарелку
tk3om б переохла-
дитель кислорода
<t>352
Выход жидкого
азота
^Продувка
неоно-гелиевой
смеси
Газообразный
' кислород
в емкость
К указателю уровня
трубного простран-
ства конденсатора
(верх)
К предохранительному
клапану
Жидкий
К указателю
уровня трубного
пространства
конденсатора^—
(низ)
Рис. 7. Ректификационная колонна низкого давления с кольцевыми
ситчатыми тарелками (установка СКДС-30)
372
По схеме организации контакта и движения потоков в рабочих
элементах ректификационные аппараты можно разделить на две большие
группы колонн: 1) с непрерывным (по их высоте или по длине пути каждой
из фаз) контактом между жидкостью и паром (см. рис. 4—6); 2) со ступенчатой
организацией контакта, в которых фазы взаимодействуют на некоторых отде-
ленных одна от другой ступенях—тарелках, после каждой из которых потоки
пара и жидкости разделяются и поступают первый — на вышележащую,
а второй — на нижележащую ступени.
Рис. 8. Колпачковые тарелки с кру-
глыми колпачками
Рис. 9. Желобчатые колпачковые тарелки
Если аппараты первой группы могут иметь (по принципу действия)
только противоточное движение потоков жидкости и пара на всем протяже-
нии колонны, то в аппаратах второй группы схему движения потоков можно
изменять, сохраняя противоток для колонны в целом. Это приводит при оди-
наковом балансовом соотношении потоков (характере рабочей линии) для
всей колонны к различным соотношениям контактирующих масс жидкости
и пара на тарелках различной конструкции и изменяет движущую силу про-
цесса — разность концентраций в пределах тарелки.
По схеме движения потоков в рабочих элементах тарелки можно разли-
чать колонны:
1)	с противоточным движением потоков, при полном перемешивании
потока жидкости по сечению и по высоте зоны контакта; такими аппаратами
в первом приближении могут считаться «провальные» дырчатые или решетча-
тые колонны (рис. 10);
2)	с перекрестным движением потоков жидкости и газа при противопо-
ложном (разнонаправленном) направлении течения жидкости на соседних
тарелках (например, колонны с диаметральным потоком жидкости, показан-
ные на рис. 8 и 9);
373
3)	с перекрестным движением фазовых потоков при однонаправленном
движении жидкости на всех тарелках колонны; среди них следует отметить
прежде всего колонны с кольцевыми тарелками (см. рис. 7, рис. 24.
рис. 31—39);	.
4)	с прямоточным движением пара и жидкости в рабочих элементах
тарелки (например, эжекторные, рис. 11).
Рис. 10. Решетчатая провальная тарелка
Рис. 11. Конструкция эжекторных таре-
лок колонны с соплами Вентури:
/—сопло; 2 —переливной карман; 3— заборная
чаша; 4 — царга (с одной тарелкой) колонны
3.	ЕДИНИЦЫ ПЕРЕНОСА МАССЫ
Поскольку в реальных колоннах всегда возникают некоторые отклоне-
ния от принятых схем организации потоков, а поверхность контакта фаз
зависит от режима их движения и не поддается пока строгой количественной
оценке, уравнения (11) или (12) неудобно использовать в инженерной прак-
тике для выбора и сравнительной оценки колонн различных типов и при опре-
делении их основных размеров. Для удобства решения подобных задач в тео-
рию массообменных процессов вводят условные эталонные единицы, с по-
мощью которых сравнительно оценивают эффективность разделительного
действия колонн и увязывают термодинамический и кинетический расчеты
аппаратов.
Двум принципиально отличным по организации контакта типам колонн
соответствуют и два условных эталона. Для колонн с непрерывной органи-
зацией контакта фаз наиболее удобным выражением эффективности раздели-
тельного действия колонн является число единиц переноса массы и величина
ВЕП (высота, эквивалентная единице переноса массы).
Анализируя процесс в колонне с непрерывным контактом (см., например>
рис. 3), условно допускают, что: 1) поверхность контакта фаз по рабочему
объему, а также потоки обеих фаз в любом поперечном сечении колонны рас-
пределены равномерно и 2) имеет место только поперечный перенос массы
в потоке каждой фазы (отсутствует перемешивание вдоль потока данной фазы).
374
Проинтегрировав после соответствующих подстановок и разделения пере-
менных величин уравнение (9) в пределах данного участка колонны, получим
УК	izz
л^ = f dy =
у J Ур — у М
Ун
(13)
где а — удельная поверхность контакта фаз в единице рабочего объема
колонны;
Н — высота рассматриваемого участка колонны;
М — удельный (на единицу площади поперечного сечения колонны)
расход пара.
Сопоставляя уравнения (13) и (11) и учитывая, что F = аН• 1, получим
Nv = Ук~Ун
&у
(И)
Величина N у носит название числа единиц
переноса массы и показывает какое изменение
концентрации легколетучего компонента дос-
тигается в колонне с принятой схемой движения
потоков на единицу средней движущей силы,
выраженную в концентрациях газовой фазы.
Аналогично при выражении движущей си-
лы в концентрациях жидкой фазы
(15)
Величины Ny и Nx могут быть в общем
случае определены графическим интегрирова-
нием. Например, строят график —!— = f (у)
Ур У
(рис. 12). Величину ур — у определяют для
различных значений у по диаграмме х — у, на
/
Ур-У
Рис. 12. Определение Ny графи-
ческим интегрированием
которую нанесена рабочая
линия колонны (см. рис. 1). Величина заштрихованной площади между орди-
натами ун и ук (рис. 12) характеризует (с учетом масштаба) значение Ny.
Когда в пределах данного участка колонны кривая равновесия (см.
рис. 1) с достаточной точностью приближается к прямой (у = тх + с), зна-
чение Ny может быть рассчитано аналитически:
AL = .—
у Ъ — т ун
(16)
причем X =	— флегмовое отношение, равное тангенсу угла наклона
рабочей линии колонны (см. рис. 1). Здесь М и L выражаются в киломолях.
Числа единиц переноса Ny (и аналогично Ах) вычисляют без учета каких-
либо характеристик конструкции и кинетических условий работы колонны,
кроме отмеченных выше допущений, и зависят они только от X, т, ун и ук,
т. е. характеризуют лишь влияние балансовых соотношений потоков и кри-
вую равновесия.
Но из уравнения (13) следует, что заданное обогащение может быть
достигнуто лишь при
__н_ _ _м_
у “ Ny ~ куа •
(17)
375
Величина hy называется высотой, эквивалентной единицы переноса
массы. Физический смысл ВЕП — высота участка рабочей части колонны,
на котором достигается изменение концентрации распределяемого компо-
нента, равное средней на этом участке движущей силе процесса, подсчитан-
ной с учетом отмеченных выше допущений.
Величина ВЕП является кинетической характеристикой к'олонны, зави-
сящей от конструкции и гидродинамического режима ее работы и от физиче-
ских свойств разделяемой смеси. При одинаковых определяющих условиях
(wf Л, /?7, ук и ун) разделения данной смеси, чем меньше величина hy ^или ана-
логичная ей величина hx = тем более эффективна работа данного типа
колонны.
Если соблюдаются отмеченные выше допущения, то с учетом уравнения
(6), можно записать
г	/И । LfTl .	.	771 .	. q,
hy 0^	=	1	^ж’
т. е. ВЕП может рассматриваться как сумма двух составляющих, обуслов-
ленных сопротивлениями массообмену в каждой из фаз
(5 ~ w и ~ йн) •
Для тех типов колонн, в которых величина удельной поверхности
контакта а также является функцией гидродинамических характеристик
процесса, часто оказывается удобным ввести понятия объемных коэффициен-
тов массопередачи KQy = Куа и коэффициентов массоотдачи рог = ргя„
Рож = $жа и сформулировать с помощью теории подобия эмпирические за-
висимости последних от основных параметров. Очевидно, что когда имеются
уравнения для определения рог и рож или К0£. и Кох, они могут быть легко
преобразованы в уравнения для непосредственного определения йг, Иж или
hy в зависимости от основных параметров процесса. При этом определение
высоты рабочей части колонны сводится к вычислению Nyn среднего значе-
ния hy (или Nx и hx) и Н = Nyhy (или Н =Nxhx\
Так как в общем случае величина а также физические свойства
жидкости и пара меняются в зависимости от концентраций, при расчетах
приходится пользоваться средним значением h„ (или йх) или разбивать
колонну по высоте на участки и подсчитывать высоту отдельных участков.
В реальных колоннах не может быть обеспечено строгое соблюдение
принятых выше допущений. Продольное перемешивание (молекулярная
и турбулентная диффузия вдоль потоков каждой фазы) и неравномерность
работы колонн уменьшают движущую силу процесса и ухудшают резуль-
таты разделения.
Для удобства сравнения эффективности разделительного действия раз-
личных колонн величины Ny (или Nx) вычисляют по расчетной рабочей
линии условной колонны (см. рис. 1), а все специфические для данного реаль-
ного аппарата отклонения учитывают поправками к величинам ВЕП [49].
Поэтому величину ВЕП для реального аппарата уже нельзя вычислять
только пц^уравнениям (17) или (18), а надо подсчитывать как сумму
=	+	(19)
где	(/i0)y — величина ВЕП для условной колонны, вычисленная
по уравнениям (17) или (18);
(hd)g и (h^y — поправки, учитывающие влияния продольного переме-
шивания и неравномерности работы.
376
Таким образом, если за эталонную величину выбрана единица переноса
массы, то величина высоты колонны, эквивалентной этому эталону, в реаль-
ном аппарате будет зависеть не только от удельных расходов потоков, коэф-
фициента массопередачи и поверхности контакта, но и от интенсивности
перемешивания и неравномерности распределения потоков.
Величины (hd)y и (hH)y могут иногда приводить к возрастанию hy в не-
сколько раз по сравнению с (h0)y. Влияние этих факторов необходимо учи-
тывать_ при экспериментальном определении величин Код, Ку, |30г и [30ж
ИЛИ (/l'o)y И (/10)х.
Предлагаются методы расчета колонн, в которых влияние продольного
перемешивания и неравномерности потоков учитываются заменой кривой
равновесия (см. рис. 1) некоторой «кинетической» кривой (специфичной
для конкретного аппарата), а движущая сила процесса определяется по
разности концентраций на кинетической кривой и рабочей линии при за-
данный значениях у или х [25].
Вычисленные таким путем величины ВЕП характеризуют только (Ло)#,
или (/io)x, и не могут быть использованы для сравнения эффективности раз-
личных реальных аппаратов. При этом единицы переноса массы перестают
быть эталонами, — величины Ny и Nx становятся зависимыми от харак-
теристик колонн и являются только вспомогательными при определении Ду
или Дх для расчета колонн по уравнениям (12) или (11).
4.	ТЕОРЕТИЧЕСКАЯ И РЕАЛЬНАЯ ТАРЕЛКИ
В колоннах со ступенчатой организацией контакта фаз взаимное на-
правление потоков пара и жидкости на разнотипных рабочих элементах
(тарелках) различно. В результате этого величина средней движущей силы
процесса не только неоди-
накова для каждого типа
тарелок, но в ряде слу-
чаев ее нельзя определить
непосредственно по рабо-
чей линии колонн, так
как фактическая рабочая
линия каждой рабочей та-
релки не совпадает с ра-
бочей линией колонны.
Рассмотрим, напри-
мер, две схематические
прямоугольные тарелки
с одинаковыми площадью
и числом колпачков, но с
различным расположением
последних по длине пути
жидкости (рис. 13).
Допустим, что переме-
шивание жидкости между
зонами контакта каждого
из колпачков отсутствует.
Рис. 13. Схемы потоков на колпачковых тарелках с обте-
канием колпачков:
а — последовательным; б — параллельным
При этом пусть одинаковы
также количества и составы стекающей с тарелки жидкости и пара, посту-
пающего на тарелки, т. е. им соответствует одна (нижняя) точка на
рабочей линии колонны (рис. 14). Очевидно, что условия массообмена на
377
этих двух тарелках различны. При равномерном распределении потоков на
тарелке б составы жидкости, подходящей к каждому колпачку и уходящей
от него, одинаковы для всех колпачков, соответственно одинаков должен
быть и состав пара, прошедшего через эти колпачки. При этом часть
потока пара, проходящая через каждый колпачок, контактирует с равно-
великой ей долей жидкостного потока, т. е. флегмовое отношение в зоне
контакта каждого колпачка соответствует флегмовому отношению % в ко-
лонне. На тарелке а часть пара, проходящая через каждый колпачок,
взаимодействует со всем потоком жидкости и флегмовое соотношение в
зоне контакта каждого из них = ЗХ, а концентрация жидкости,
подходящей к каждому колпачку, различна. При одинаковой степени
приближения к равновесию в ре-
зультате контакта должен быть
различен и состав пара над каж-
дым колпачком.
Если в зоне контакта каждого
колпачка происходит полное пере-
мешивание жидкости и дости-
гается равновесие между нею и
паром, то изменения концентраций
потоков на этих тарелках могут
быть определены [13] при помощи
построения, приведенного. на
рис. 14. Отношения изменения
концентраций пара (уп—уп+1)а Для
тарелки а к изменению концентра-
ций пара (уп — уп+1)б Для тарелки
б больше единицы и зависит
от уп+1.
При сравнении и расчетах
Рис. 14. Определение изменения концентраций различного типа тарельчатых КО-
для тарелок, показанных на рис. 13 лонн наиболее удобно в качестве
эталона пользоваться «теорети-
ческой тарелкой». Под этим термином понимается тарелка схематической
колонны, удовлетворяющей следующим принятым допущениям: жидкость
на каждой тарелке колонны полностью перемешана, т. е. ее концентрация
в‘каждой точке тарелки одинакова; жидкость равномерно распределяется
по поперечному сечению ее потока, а пар равномерно по всей рабочей зоне
тарелки; в результате контакта между жидкостью и газом устанавли-
вается равновесие.
Тарелки реальных колонн не удовлетворяют полностью ни одному из
указанных допущений.
Разделительное действие теоретической тарелки в каждом случае экви-
валентно определенному числу единиц переноса.
В пределах одной тарелки число единиц переноса массы достаточно
точно определяется по уравнению (16). Для теоретической тарелки это число
равно числу единиц переноса массы для такого элементарного участка про-
тивоточной колонны (см. рис. 3), у которого концентрация пара на выходе
равна концентрации, равновесной с жидкостью, вытекающей из этого
элемента (см. ур на рис. 1). Соответствующее такому участку изменение
концентраций получило название ступени изменения концентраций
[25, 49].
Разделительное действие любой реальной тарелки может быть охарак-
теризовано коэффициентом разделительного действия тарелки Ет, который
378
показывает, какое число теоретических тарелок (или ступеней изменения
концентраций) она может заменить по достигнутому на ней разделению:
Ет = У^-У^ ,	(20)
Уп — Уп+1
у п+1 относится к теоретической тарелке.
Условно Ет может быть представлен в виде произведения нескольких
величин [34, 35].
Ет =	(21)
где Eq—теоретический коэффициент эффективности разделительного
действия тарелки (при условии достижения равновесия в каж-
дой точке контакта и равномерной работе);
т]0 — локальный к. п. д., характеризующий степень приближения
к равновесию (в любом произвольном сечении тарелки);
Лн, Лп, — коэффициенты, учитывающие ухудшения разделительного дей-
ствия тарелки из-за неравномерности работы тарелки, про-
дольного перемешивания и уноса.
Для всех типов тарелок Ео 1. Все остальные сомножители в уравне-
нии (21) меньше единицы, поэтому Ет может быть как меньше, так и больше
единицы. Все величины, входящие в правую часть уравнения (21), явля-
ются сложными функциями ряда факторов, характеризующих физические
свойства системы (жидкости и пара), конструкции и режима нагрузок
тарелки. Поэтому уравнение (21) не имеет практического использования
для количественного определения величины Ет, но оно удобно для качест-
венного анализа влияния различных факторов. Из него следует, что ве-
личина Ет зависит от концентрации смеси и флегмового отношения и для
различных тарелок одной колонны она может быть неодинаковой.
При сравнении однотипных по конструкции колонн для разделения
одной и той же смеси область изменения концентраций и флегмовое отноше-
ние часто одинаковы и тогда можно пользоваться средним значением
где пт — число теоретических тарелок, рассчитанное для заданного случая;
пр — число реальных тарелок, обеспечивающих заданное разделение.
При расчетах установок разделения воздуха в различных задачах
используется как значение Ет, так и значение Ет (t]K) (для определения
числа реальных тарелок всей колонны, или ее секций). Среднее значение
коэффициента ' эффективности разделительного действия по колонне т]х
иногда неудачно называют к. п. д. тарелки [15, 35].
Локальный коэффициент полезного действия тарелки
Локальный к. п. д. тарелки t]0 характеризует степень приближения
к равновесию в процессе массообмена в любом произвольном сечении,та-
релки и зависит от величин коэффициента массоотдачи и поверхности кон-
такта. В пределах одной тарелки при равномерной работе т|0 может счи-
таться одинаковым для любой точки тарелки.
Рядом исследователей было показано, что при небольших глубинах
светлой жидкости, имеющих место на наиболее распространенных барботаж-
ных тарелках, жидкость очень интенсивно перемешивается по высоте. По-
этому в первом приближении можно считать, что концентрация жидкости
379
над каждой точкой тарелки одинакова по высоте. Для этого случая интегри-
рованием основного уравнения массообмена (9) можно получить зависимость
Ло=1— е м ’	(22)
в которой величины KyFK и М относятся к единице рабочей площади та-
релки.
Для колпачковых тарелок величина —^к  может относиться и к единич-
ной прорези колпачка [35]. При ректификации степень приближения к рав-
новесию сравнительно высока и для хорошо сконструированных тарелок
обычно 0,7	т]0	0,95.
Рис. 15. Зависимость Ет от т]о
при перекрестном токе:
----------газ перемешивается
между тарелками;---------------
жидкость движется на смежных
тарелках в противоположных на-
правлениях, газ не перемешивается;
_ . _ -----тарелки с однонаправ-
ленным движением жидкости, газ
не перемешивается между тарел-
ками
Коэффициент эффективности разделительного
действия тарелки
Величины Ео и Ет зависят от схемы организации и характера течения
потоков жидкости и газа на тарелке и в межтарелочном пространстве. Ме-
тоды графического и аналитического расчета величины Ет и ее определя-
ющих величин (£0, т]ои др.) для конкретных
условий работы некоторых типов тарелок при-
ведены в специальной литературе по теории
массообменных процессов [13, 49].
На рис. 15 показан график рассчитанных
[49] значений Ет в зависимости от т]0 и =
Л
= — для тарелок с перекрестным движением
фаз, относящихся к типам 2 и 3 приведенной
выше (см. стр. 373) классификации по схеме дви-
жения потоков в рабочих элементах тарелки
при равномерной работе колонны. Нижняя
сплошная линия на рис. 15 соответствует также
изменению Ет для тарелок с полным переме-
шиванием жидкости (тип 1 указанной класси-
фикации). При т]0 = 1 для каждого случая
Ет = Eq. Рис. 15 показывает, что уравнение
(21) лишь при больших значениях А, соот-
ветствующих концентрации на данной тарелке,
достаточно приближенно отражает зависимость
Ет = f (ио)- При малых значениях А величина
Ет растет заметно быстрее, чем по линейной
зависимости Ет = £от]о.
Из графика очевидно, что организация
потоков по схеме теоретической тарелки (тип 1)
является наименее выгодной (£0 = !)• Для
обычных схем перекрестного движения потоков
на тарелках (тип 2 и 3) величина Ео тем боль-
ше единицы, чем меньше значение А для дан-
ной тарелки и поэтому меняется по высоте
колонны. Наиболее благоприятным является
вариант перекрестного движения потоков при однонаправленном движе-
нии жидкости на всех тарелках колонны. При создании таких тарелок
(кольцевых, с S-образными перегородками и др.) необходимо следить за
тем, чтобы конструктивные элементы, направляющие поток жидкости, не
усиливали ее перемешивание на тарелке.
380
5.	ВЛИЯНИЕ НЕРАВНОМЕРНОСТИ РАБОТЫ КОЛОННЫ
НА ЭФФЕКТИВНОСТЬ РАЗДЕЛИТЕЛЬНОГО ДЕЙСТВИЯ
Под неравномерностью работы понимают нарушения равномерного
распределения потоков жидкости и пара по площади рабочих элементов
колонны. Характер и степень неравномерности работы, а также ее влияние
на эффективность разделительного действия и пропускную способность
колонны зависят от конструкции и режима работы колонны. На барботаж-
ных тарелках может быть неравномерность продольная, при которой пар
неоднородно распределяется по длине пути жидкости, и поперечная, при
которой пар и жидкость неравно-
мерно распределяются по ширине
потока жидкости на тарелке.
В аппаратах с противотоком или
прямотоком жидкости и пара на
рабочих элементах колонны
имеется только поперечная нерав-
номерность.
Неравномерность работы во
всех случаях ухудшает раздели-
тельное действие колонны. Прежде
всего неравномерность может при-
водить к снижению средней дви-
жущей силы процесса. Наиболее
сильно это сказывается, когда
возникает байпасирование частью
потоков жидкости или пара от-
дельных рабочих элементов или
целых участков колонн без кон-
такта с другой фазой. При попе-
речной неравномерности часть
жидкости неизбежно протекает по
Рис. 16. Определение изменения концентраций
при работе тарелки с жидкостным байпасом
барботажной тарелке, не участвуя в массообмене, а в переливном кармане
смешивается с жидкостью, контактировавшей с парами. Байпасирование
тарелок частью флегмы наблюдается и в случае проваливания жидкости
через ^отверстия в начале ее пути по тарелке при продольной неравно-
мерности.
Влияние жидкостного байпаса на величину движущей силы процесса
при полном перемешивании жидкости в зоне контакта и г]0 = 1 показано
на рис. 16.
Ступень АВС характеризует изменение концентраций при равномер-
ной работе тарелки. Когда часть жидкости байпасирует тарелку, то факти-
ческое флегмовое отношение падает и рабочая линия в зоне контакта харак-
теризуется прямой AD. Ступень ABD показывает изменение концентраций
потоков в зоне контакта, а треугольник AEJ — полное изменение концен-
траций на тарелке после смешивания жидкости в кармане. Отношение
отрезков BDIBC характеризует величину r)w.
Треугольники DRL и LPR характеризуют изменение концентраций для
случая, когда байпасирование того же количества жидкости продолжается
без перемешивания с контактировавшей жидкостью на нескольких тарелках.
Это может быть и в секционированных колоннах при неравномерном распре-
делении флегмы по отдельным секциям. После нескольких тарелок ректифи-
кация может полностью прекратиться (рабочая линия пересекается с кри-
вой равновесия).
381
Уменьшение движущей силы процесса зависит^от схемы организации
движения потоков, величины байпасирующей зону контакта части потока,
длины участка колонны, на котором сохраняется байпас, от численных
значений величин Л, г]0 и других факторов. Неравномерность не только
снижает движущую силу процесса массообмена, но и ^приводит к уменьше-
нию — поверхности контакта фаз на тарелке, величины ~ У^К и соответ-
ственно величины т]0* Ири неравномерной работе в зоне барботажа скорость
паров заметно выше, расчетной, что увеличивает унос.
В результате совместного действия этих факторов неравномерность
работы колонны может приводить к уменьшению Ет (или соответственно
к росту величины ВЕП противоточной колонны) в несколько раз.
Невозможность равномерного распределения жидкости, как показал
опыт, делает не пригодными для разделения воздуха трубчатые, некоторые
секционные тарельчатые и насадочные колонны большого диаметра.
Работы, выполненные в последние годы во ВНИИкимаше, показы-
вают, что с ростом производительности колонн влияние неравномерности
распределения жидкости и газа по сечению кольцевой тарелки большого
диаметра практически аннулирует все преимущества однонаправленного
движения жидкости по соседним тарелкам. В связи с этим разрабатываются
новые конструкции тарелок для колонн большого диаметра.
6.	ВЛИЯНИЕ ПРОДОЛЬНОЙ ДИФФУЗИИ И УНОСА
НА РАЗДЕЛИТЕЛЬНОЕ ДЕЙСТВИЕ ТАРЕЛОК
Турбулизация потоков жидкости и пара повышает коэффициенты массо-
отдачи' но сопровождается неизбежным перемешиванием, способствующим
выравниванию концентраций как по сечению, так и по длине потоков каж-
дой из фаз. Продольное перемешивание, особенно в жидкой фазе, вызывает
снижение движущей силы процесса ректификации в реальных аппаратах,
приводящее к тем более ощутимому ухудшению разделительного действия
колонны, чем выше коэффициенты продольной диффузии (перемешивания),
и чем меньше скорость движения данной фазы.
’ В последние годы было выполнено значительное количество исследо-
ваний интенсивности перемешивания жидкости на тарелках различных типов,
предложены уравнения для расчетной оценки коэффициента продольной
диффузии и учета влияния интенсивности продольного перемешивания на
величину Ет [49]. Однако до сих пор надежная численная оценка этого
влияния затруднительна. На барботажных тарелках продольное перемеши-
вание жидкости довольно интенсивно, но его влияние уменьшается с увели-
чением длины пути жидкости на тарелке. Для малых колонн с диаметраль-
ным (разнонаправленным) потоком жидкости величина т]п мала. По данным
разных авторов, для тарелок с длиной пути жидкости порядка до 0,5—
0,75 м можно принимать, что жидкость полностью перемешана, т. е. т]л =
_ 1
“ £0 *
В колоннах с однонаправленным движением жидкости (например, коль-
цевых) длина пути жидкости на тарелках увеличена по сравнению с диа-
метральным потоком, и поэтому разность концентраций в жидкости наблю-
дается уже при диаметре тарелок d = 200н-250 мм.
При равномерной работе тарелки величина т]п при одинаковой ско-
рости wK повышается с ростом диаметра колонн. Поэтому при проектирова-
нии колонн большого размера можно ориентироваться на средние значе-
ния Ет, полученные на аналогичных тарелках меньшего размера. Наобо-
382
рот, данные, полученные на больших колоннах, переносить на более мелкие
аппараты следует с некоторой осторожностью.
Кроме продольного перемешивания жидкости в пределах одной тарелки,
на эффективность разделительного действия тарельчатых колонн весьма
сильно 'влияет перемешивание жидкости по высоте колонны, вызываемое
межтарельчатым уносом. Поток пара в межтарельчатом стационарном про-
странстве освобождается от жидкости нижележащей тарелки не полностью.
Пар захватывает с собой часть этой жидкости и уносит ее на вышележащую
тарелку. Вызываемая уносом внутренняя рециркуляция жидкости приводит
к некоторому выравниванию концентрации жидкости по высоте колонны
(на соседних тарелках) и тем самым уменьшает движущую силу процесса
ректификации.
В специальной литературе по массообмену предложены различные
методы учета влияния уноса на величину Ет и разделительное действие
колонны [13, 25, 49, 56].
Например, в первом приближении можно принять в уравнении (21)
= Х+'&Вг ’
где 'б' — относительный унос жидкости в кг!кг пара;
Ет — коэффициент эффективности разделительного действия тарелки,
рассчитанный без учета уноса (при = 1).
В соответствии со сказанным выше ухудшающее влияние уноса на
эффективность разделения зависит не только от величины но и от других
факторов, в частности от концентрации потоков на данной тарелке, и изме-
няется по высоте колонны. В ситчатых колоннах относительный унос й1
^0,1 кг!кг приводит к снижению Ет не более, чем на 20%. В правильно
спроектированных колоннах с расстоянием между тарелками Нт 60 мм
при скоростях пара wK 0,3 м/сек, даже при очень небольших высотах
межтарельчатого сепарационного пространства (С = 15-н20 мм), может
быть обеспечена величина # = 0,05н-0,1 кг!кг, при которой в первом при-
ближении можно принимать г]у = 0,9ч-1.
При высоких значениях й1 разделительные действия колонны могут
снижаться весьма ощутимо. Поэтому унос является одним из основных фак-
торов, ограничивающих допустимую скорость паров при выбранном расстоя-
нии между тарелками, или определяющих минимальное расстояние между
тарелками при выбранной скорости паров. При форсировании действующих
аппаратов унос, как правило, ограничивает предельно допустимые нагрузки
в больших промышленных колоннах.
Кроме межтарельчатого уноса существенное ухудшение работы колонны
может вызвать унос жидкости из колонны с выходящими из нее потоками
пара. Унос жидкости выходящими потоками пара не только уменьшает
флегмовое число в колонне, но и нарушает тепловые режимы работы других
аппаратов и расстраивает режим всего блока разделения. Поэтому над
верхней тарелкой колонны и в местах вывода паровых фракций необходимо
при конструировании предусматривать возможность дополнительной сепа-
рации жидкости и пара, которая может протекать как внутри колонны, так
и вне ее в специальных сепараторах, возвращая отсепарированную жид-
кость в колонну.
7.	ГИДРАВЛИЧЕСКОЕ СОПРОТИВЛЕНИЕ ТАРЕЛЬЧАТЫХ
БАРБОТАЖНЫХ КОЛОНН
Наибольшее распространение в установках разделения воздуха находят
барботажные тарельчатые ректификационные колонны с переливными устрой-
ствами для перетока жидкости с тарелки на тарелку (см. рис. 7—9).
383
В промышленных установках разделения воздуха, выпускаемых в СССР,
используются только ситчатые ректификационные колонны, обеспечивающие
при сравнительной простоте изготовления более высокую эффективность
и пропускную способность, чем колпачковыех. В установках некоторых
иностранных фирм применяются колпачковые колонны различных кон-
струкций.
Независимо от конструкций элементов для распределения пара в жид-
кости на барботажной тарелке уравнение гидравлического сопротивления
потоку пара может быть представлено в виде
крт = Ьрд + Ара -j- \рст н/м2,	(24)
где \рд — динамическое сопротивление сухой тарелки;
Дра — перепад давления, необходимый для преодоления сил поверх-
ностного натяжения;
\рст — перепад давления, уравновешивающий статический напор
жидкости.
Для ситчатых тарелок сопротивление сухой тарелки может быть вычис-
лено по уравнению
9
=	н/м2'	(25)
где wQ — скорость парового потока в отверстиях сетки в м!сек\
рг — плотность газа в кг/м\
| — коэффициент сопротивления.
Для тарелок воздухоразделительных колонн с долей живого сечения
отверстий ф = 12% от площади тарелок %	1,83. Уравнение (25) может
быть использовано и для расчета сопротивлений сухой колпачковой тарелки
при ее равномерной работе и полном открытии прорезей колпачка. В этом
случае wQ — скорость пара в прорезях колпачка, а коэффициент сопротив-
ления равен сумме коэффициентов сопротивления отдельных элементов
колпачка и зависит от конструкции последнего.
Для наиболее распространенных конструкций колпачков можно при-
нимать g = 4-н5. Величина Дра для ситчатых и колпачковых колонн с до-
статочной точностью определяется равенством
=	н/м2,	(26)
UQ
где o' — коэффициент поверхностного натяжения жидкости в н/м\ для
ситчатых колонн dQ—диаметр отверстия в ж; для колпачковых dQ =	—
эквивалентный диаметр прорези в м; Fnp — площадь свободного сечения
прорези в ж2; П — периметр прорези в м.
Статическое давление жидкости на ситчатой тарелке
Г	3 -1
Арст = 1,3 \_KZi + У'к J pxg н/м2,	(27)
( Рп \
где к — относительная плотность пены на тарелке ук
— высота сливного порога в ж;
g — ускорение силы тяжести в м/сек2-,
1 Ситчатые колонны вместе е тем более безопасны в отношении взрывов, чем колпачковые
(см. главу XIV тома 2).
384
/ix — статический напор слоя жидкости над гребне?.? сливного порога,
определяемый по формуле
<28>
где L — объемный расход потока жидкости в м3 сек;
b — ширина сливного порога в м;
тв — коэффициент расхода водослива в м3’3!сек.
При напряженности (интенсивности) потока над сливным порогом
i — -у-	1,4 • 10-3 м31(м-сек)—тв = 1,8 сек'.ч-\ при i 2,8 X
X 10-3 м3/(м • сек} — /и4 = 2,8 сек!м0-3, а в интервале 1,4-10-3 i
2,8 • 10-3 м3/(м -сек) изменение величины тв может быть принято линейным.
Величина к в уравнении (27) зависит в основном от физических свойств
разделяемой смеси
к = ^=1,04(^)°’4Мт)°->	(29)
где — вязкость жидкости в н-сек/м2;
hCT — статический напор жидкости (высота слоя светлой жидкости) на
тарелке в м.
В ситчатых колоннах установок разделения воздуха относительная
плотность пены изменяется незначительно и может быть принята к = 0,15.
Тогда для воздухоразделительных колонн
^Рст = (0,195г! + 0,69/ij) рж g нм2.	(30)
Для определения статического давления на колпачковых тарелках
в первом приближении также можно использовать зависимость (27), но
величину следует определять как разность высоты сливного порога и
середины высоты прорези колпачка над тарелкой, а величина относительной
плотности для разных типов тарелок принимается равной к = 0,3-4—0,7.
Для колонн кислородных установок с мелкими круглыми колпачками (на-
персткового типа) можно считать к = 0,3.
Более подробно вычисление статического давления на колпачковых
тарелках см. в литературе [13, 49, 56].
8.	ОБЛАСТЬ ГИДРАВЛИЧЕСКИ УСТОЙЧИВОЙ РАБОТЫ КОЛОНН
Выше было показано, что эффективность разделительного действия
колонн сильно зависит от гидродинамических условий их работы. Для
каждого типа конструкции и размеров тарелок существует определенная
область нагрузок, в пределах которой нормальные в производственных усло-
виях колебания условий работы (нагрузо^ по газу и жидкости, концентра-
ций исходной смеси и т. д.) не приводят к резкому недопустимому ухудше-
нию эффективности разделительного действия. В этой, как ее называют ги-
дравлически устойчивой, области работы колонны при правильном кон-
струировании может быть обеспечена необходимая четкость разделения
исходной смеси на целевые продукты с наименьшими размерами колонны
к гидравлическими сопротивлениями.
Область гидравлически устойчивой работы тарелок ограничивается
(по величине скорости газа) снизу — условиями неравномерной работы
тарелки, а сверху — условиями уноса или захлебывания колонн.
25 П/ред. В. И. Епифановой	385
Неравномерность работы барботажных тарельчатых колонн
Гидравлические режимы работы для различных типов конструкций
барботажных тарелок с переливными устройствами имеют аналогичный
характер чередования в зависимости от скорости пара. При малых скоро-
стях пара во всех случаях тарелки работают неравномерно. При очень
небольших скоростях обнаруживается пузырьковый режим работы (барбо-
тажа), при котором пар проникает через слой жидкости в виде отдельных
пузырьков (или их цепочек), периодически прорывающихся в различных
точках тарелки. Начиная с некоторых, различных для разных типов таре-
лок, небольших скоростей wK прохождение газа сосредоточивается на от-
дельных участках, на которых образуется слой ячеистой пены с заметно
сниженной плотностью. С дальнейшим увеличением скорости wK зона бар-
ботирования на тарелке растет до наступления равномерной работы (есДи
раньше затопление переливного устройства не приведет к захлебыванию
колонны), при которой газ проникает через жидкость на всей рабочей пло-
щади.
При скоростях пара в зоне барботирования wK выше 0,7—1 м!сек наблю-
дается разрушение пенного слоя и возникает режим фонтанирования, при
котором пар проходит через барботируемую жидкость в виде струй, разры-
вающих слой и, поднимающих большое число брызг и капель. Такой харак-
тер гидравлических явлений наблюдался на системах вода—воздух, азот
жидкий — азот газообразный и кислород жидкий—кислород газообразный
с концентрацией 99,2—99,5% О2.
Неравномерная работа тарелок может при определенных конструк-
тивных параметрах тарелки сопровождаться проваливанием жидкости через
отверстия сетки (а в отдельных случаях и через паровые патрубки колпачков
на колпачковых тарелках).
На правильно сконструированной тарелке причинами неравномерности
является так называемое аэрлифтное (насосное) действие барботирующего
жидкость пара, т. е. вытеснение им из зоны барботирования части жидкости,
сопровождающееся понижением статического давления. На ситчатых и кол-
пачковых тарелках с круглыми (или другими, обтекаемыми со всех сторон
жидкостью) колпачками жидкость наиболее легко вытесняется в переливной
карман. Поэтому на этих тарелках зона барботирования при неравномерной
работе примыкает к сливной перегородке и распространяется с ростом ско-
рости вверх по течению жидкости, т. е. наблюдается продольная неравно-
мерность работы.
На рис. 17 показан схематически участок неравномерно работающей
ситчатой тарелки, причем
,	/г'рж^ = Дра + Дрст += Дрг,	(31)
где h' — высота слоя светлой жидкости на границе зоны барботажа;
Арс/— статическое давление в зоне барботажа;
z	(шл) р
Ара = £	------динамическая потеря напора при фактической
скорости паров (в отверстиях) в зоне барботажа.
Если выше по течению потока высота столба светлой жидкости заметно
превышает h' на некотором участке, то там жидкость может проваливаться
через отверстия тарелки.
Местное повышение уровня светлой жидкости на отдельных участках
может быть обусловлено конструкцией тарелки, — чрезмерным превышением
подпорной г2 перегородки над сливной zb или наличием местных сопротив-
лений потоку (направляющих перегородок, колпачков и других устройств,
386
тормозящих проход жидкости), а также нарушением горизонтальности при
изготовлении и монтаже тарелки. На правильно сконструированной гори-
зонтальной ситчатой тарелке изменение высоты столба светлой жидкости за
счет трения мало и проваливание жидкости может прекращаться при весьма
малых скоростях пара, а площадь зоны барботажа будет плавно увеличи-
ваться с повышением скорости. Если проваливания жидкости не происходит,
то разность статических давлений светлой жидкости и барботируемого слоя
определяется зависимостью
^Рж= kd — «)-т-А1 (1 — /к)] Тае н№,	(32)
где уж — удельный вес жидкости в н/м3.
Для воздухораспределительных колонн к =	= 0,15.
Уж
Рис. 17. Схема граничного участка барботажного слоя при неравномерной
работе тарелки
* Равномерная работа ситчатой тарелки обеспечивается при
2 т /~ 2\рж
&0	= -3- у м/сек.
(33)
Доля площади тарелки или длины пути жидкости на тарелке, на кото-
рой газ барботирует жидкость, при неравномерной работе тарелки без
проваливания жидкости определяется коэффициентом равномерности
„ _ /б =	3	/ g \о>5 / Ар^\-о.5
р fp	2 V2 \ а )	)
где f6 — площадь тарелки, на которой газ барботирует через жидкость, в ж2;
fp — рабочая (перфорированная) площадь тарелки в ж2;
wK — скорость паров по колонне в м/сек’,
п _ fK _
fo
Продольная неравномерность относительно слабо снижает разделитель-
ное действие тарелок (сокращая длину пути жидкости в зоне барботажа
и усиливая перемешивание, а также уменьшая поверхность контакта на
тарелке), если нет проваливания жидкости через отверстия.
Проваливание жидкости через отверстия и поперечная неравномерность,
как показано было выше, вызывает заметное уменьшение движущей силы
процесса ректификации и величины Ет. Поэтому некоторые исследователи
предлагают считать нижней границей области гидравлически устойчивой
работы тарелок скорость, при которой прекращается проваливание жидкости
через отверстия [49, 56]. Однако для определения этой скорости пока нет
25*	387
достаточно общих оснований. На ситчатых тарелках неизбежными дефек-
тами изготовления колонн — негоризонтальной установкой тарелок и их
частичной неплоскостностью (наличием местных вмятин и выпуклостей)
обуславливается, хотя и незначительное, различие статических давлений
в разных точках сечения потока жидкости. В зоне барботажа это может
вызвать некоторую поперечную неравномерность распределения газа. На
участках же неравномерно работающих тарелок, на которых нет барботиро-
вания, это может привести к проваливанию жидкости. Поэтому минималь-
ной рабочей скоростью пара в отверстиях следует считать по уравне-
нию (33).
Для уменьшения стоимости изготовления колонну часто изготовляют
с одним типоразмером тарелок по всей ее высоте. Если на отдельных участ-
ках колонны имеются заметно отличающиеся нагрузки по жидкости и пару,
иногда не удается обеспечить на всех участках w0	При этом целе-
сообразно определить величину ар по уравнению (34) в секции колонны,
в которой	и на начальном участке длины пути жидкости тарелок
этой секции / = Zo (1 —ар), где пар не будет проходить, не делать перфо-
рации. Это удешевляет изготовление тарелки и устраняет опасность про-
валивания жидкости, но будет оправдано лишь, если не очень мало (ар
> 0,7).
Скорость начала равномерной работы колпачковых колонн зависит от
конструкции колпачков, их размеров и размещения на тарелке. Для круг-
лых колпачков методы расчета величины приведены в литературе
[49, 56].
Для некоторых типов колпачковых тарелок (желобчатых, с тоннель-
ными колпачками и т. п.) характерна поперечная неравномерность, обуслов-
ленная вытеснением части жидкости из работающих каналов в смежные
[50]. Этот недостаток не только делает их непригодными для разделения
воздуха, но и приводит к их постепенной замене новыми типами конструк-
ций в ряде других отраслей производства.
Для любого типа конструкций барботажной тарелки с переливным
устройством при одинаковой скорости паров неравномерность возрастает
с увеличением диаметра колонны. Как видно из уравнений (32), (28) и (29),
величина &рж повышается с увеличением высоты сливной перегородки
и удельной нагрузки сливной перегородки по жидкости i (напряженности
слива). Для малых колонн величина напряженности слива мала i 1,4 X
X 10“3 м2!сек и ее влияние незначительно, поэтому неравномерность работы
малых колонн зависит от высоты сливной перегородки. В колоннах большого
диаметра влияние высоты сливной перегородки мало, так как основная
высота слоя жидкости определяется подпором сливной перегородки.
Напряженность сливной перегородки для ректификационных колонн
__ L   wKf к^^жРг
Ь МгржЬ
где Мг и Мж — массы киломолей смеси (пара и жидкости) в кг/кмоль*,
b — рабочий периметр сливной перегородки в м.
Очевидно, что для любого типа тарелки при wK = const рабочий пери-
метр сливной перегородки b растет пропорционально диаметру колонны,
а расход жидкости пропорционально квадрату диаметра и в результате
i & dK. Поэтому при выбранной скорости пара .для каждого типа тарелок
существует предельный диаметр, выше которого равномерная работа не
может быть обеспечена без изменений конструкции тарелки. В связи с этим
ведутся настойчиво исследования для разработки новых типов тарелок для
больших производительностей колонн.
388
Межтарельчатый унос
уноса “О’ от скорости воздуха в колонне
для системы вода— воздух при раз-
1 ^Рст
личных h = —
Уж
с малым расстоянием
следует различать три
Величина относительного уноса жидкости зависит от скорости пара,
расстояния между тарелками, конструкции тарелок и физико-химических
свойств рабочих сред. Зависимость величины '& от определяющих факторов не
удается выразить достаточно точно общим
уравнением.
Для колонн
между тарелками
вида уноса: пенный, при котором паро-
вой поток увчекает на вышележащую
тарелку верхний слой ячеистой пены, или
ее отдельные всплески; брызговый, являю-
щийся следствием вылета с разрушаю-
щейся поверхности барботажного слоя
крупных брызг и капель и капельный
унос витающих в потоке пара очень мел-
ких капель жидкости.
Насыщение барботажного слоя паром
приводит к заметному набуханию слоя, —
к увеличению его высоты по сравнению
с кажущейся высотой слоя светлой жидко-
сти — hCT -&~ст Набухание слоя осо-
бенно ощутимо при скоростях wK =
= 0,10-4-0,4 м/сек, чаще всего принятых
в колоннах воздухоразделительных уста-
новок.
Рис. 19. Зависимость изменения высоты барботаж-
ного слоя от скорости при различных значениях h:
1 — h = 5 мм; 2 — h = 15 мм; 3 — h = 22 мм
величина Ф складывается из остальных
• На рис. 18 показано изменение величины относительного уноса в опыт-
ной колонне с расстояниями между ситчатыми тарелками Нт = 110 ли/
(d0 = 0,9 мм, t = 3,25 мм) для системы воздух—вода, а на рис. 19 измене-
ние высоты барботажного слоя
для этого же случая.
Величина уноса недопусти-
мо высока, когда высота бар-
ботажного слоя равна или боль-
ше Нт и резко падает (в не-
котором интервале скоростей)
с ростом wK, приводящим к сни-
жению высоты слоя и к образо-
ванию над ним сепарационного
пространства. Когда сепара-
ционное пространство обеспе-
чено во всем диапазоне скоро-
стей (hcT = 5 мм),пенный унос
отсутствует и наблюдается не-
прерывное возрастание в начале
незначительного по величине
уноса с ростом сок. При этом
зух составляющих уноса.
Размеры уносимых капель колеблются в пределах d = 4 -4- 2500 мк.
Мелкие витающие капли, число которых наибольшее, составляют по весу
незначительную долю уноса, убывающую с ростом скорости пара.
В результате увеличения брызгового уноса величина растет с по-
вышением скорости, особенно ощутимо с началом фонтанирования. При этом
389
каждому размеру капель и брызг при данной скорости соответствует опре-
деленная высота подъема, на которой теряется энергия вылета и начинается
падение капель [49, 50]. Поэтому величина брызгового уноса сильно зависит
от высоты межтарельчатого сепарационного пространства.
Данные по зависимости величины уноса на лабораторных ситчатых и
колпачковых тарелках в системе кислород жидкий—кислород газообразный,
полученные в ИФП АН СССР [34], показывают (рис. 20), что при достаточ-
ном сепарационном пространстве величина уноса незначительна.
Различными исследователями предложены формулы для определения
величины уноса на ситчатых
Рис. 20. Зависимость относитель-
и колпачковых тарелках в зависимости от
различных параметров [25, 49, 56].
Наибольшее признание в литературе
получила формула [49]
» = 7,7.10-(11)	(35)
где о — поверхностное натяжение в мн/м\
wK — скорость по колонне в м/сек\
Нс — высота сепарационного простран-
ства в м, определяемая как Нст=^
= Нт — 2,5hCT, т. е. при условии
к = 0,4.
Более правильным при расчетах по этой
формуле для воздухоразделительных колонн
следует определять высоту сепарационного
пространства по формуле
Hc = HT — (z1 + 3,53^).	(36)
ного уноса от скорости в лабора-
торных колоннах с кислородом:
1 — одноколпачковая тарелка zr =
= 12 мм; 2 — одноколпачковая тарелка
Zj = 6 мм; 3 — ситчатая тарелка
ф = 5%; 4— ситчатая тарелка *ф= 10%
Задаваясь допустимым по технологиче-
ским условиям значением ft 0,05-ь0,1,
можно из уравнения (35) определить вели-
чину/^, обеспечивающую необходимое зна-
чение Ет при выбранной скорости пара wK.
Предложены также несколько различных формул длр определения при
выбранном расстоянии между тарелками допустимой скорости, не при-
водящей к чрезмерному уносу [25, 49, 56]. Подсчитанные по ним значе-
ния расходятся почти в 1,5 раза [56].
Для воздухоразделительных колонн наиболее хорошее совпадение
с практическими данными дает эмпирическое уравнение
^., = 0,05]/^
-255 л/сек,
(37)
где Нт — расстояние между тарелками в мм.
При скоростях газа меньше wK = 0,5 сек можно применять более
простые условия определения Нс : Нс'^ • 20 мм.
и j □
Наиболее неблагоприятно сказывается на эффективности работы та-
релки пенный унос. При высоте с поя пены, близкой к расстоянию между
тарелками, количество рециркулирующей на тарелках жидкости может
стать соизмеримым (а иногда и больше) с количеством флегмы, подаваемой
в колонну. Это не только сильно выравнивает концентрации на соседних
тарелках, но и очень затрудняет работу переливных устройств и может
вызвать преждевременное захлебывание колонны.
390
При неравномерной работе тарелок величина пенного и брызгового
уноса определяется фактической скоростью в зоне барботирования, а не
расчетной скоростью по свободному сечению колонны wK и поэтому при
очень малых значениях wK величина уноса на неравномерно работающей
тарелке может оказаться весьма ощутимой; особенно на тарелках с малым
расстоянием Нт 60 мм. Например, переход от wK = 0,1 к wK = 0,3 м!сек
при изменении расстояния между тарелками Нт от 43 до 60 мм в колонне
постоянной высоты не привел для колонн автомобильных установок к ухуд-
шению чистоты получаемых продуктов, хотя число тарелок сократилось
на 30%.
Захлебывание тарельчатых колонн
Захлебывание барботажных колонн с перекрестным движением жидко-
сти и пара на тарелках является следствием нарушения работы переливных
устройств, через которые жидкость стекает с тарелки на нижележащую.
Переливное устройство вместе с тем обеспечивает гидравлический затвор, не
Рис. 21. Схема основных типов переливных устройств ситчатых кольцевых тарелок:
I — с прямым переливным каРманом1 /7 — с отогнутой подпорной перегородкой; III — с
профилированным дном кармана; IV — с профилированным дном и сопловым выходом из
кармана
позволяющий потоку пара проходить в обход отверстий или колпачков та-
релки, предназначенных для распределения по ней газа. Схемы конструкций
основных типов переливных устройств для ситчатых колонн показаны на
рис. 21.
При захлебывании пар прорывается в переливной карман и сток жидко-
сти с тарелок прекращается. В отдельных случаях захлебывание может на-
ступить, например, еслй в тарелке сломана подпорная перегородка и нару-
шен затвор сливного кармана, закрыта часть сечения кармана или, если
вследствие загрязнений тарелки резко возросло ее гидравлическое сопро-
тивление потоку пара. В этих случаях захлебывание начинается с неисправ-
391
ной тарелки, вся вышележащая часть колонны заполняется столбом пены,
которая далее увлекается в трубу, отводящую пары из колонны. При отсут-
ствии местных дефектов захлебывание является следствием чрезмерного
увеличения нагрузки (по пару или жидкости) всей колонны или ее отдельных
участков. При этом жидкость задерживается на верхней тарелке перегружен-
ного участка. Часть колонны, лежащая выше этой тарелки, также запол-
няется слоем пены, увлекаемым паром из колонны.
Жидкость перетекает с тарелки на нижележащую под действием стати-
ческого давления столба жидкости, заполняющего переливной стакан.
Напор этого столба преодолевает как разность давлений пара, так и гидрав-
лическое сопротивление самого переливного устройства потоку жидкости.
В результате изучения работы переливных устройств были установлены
основные зависимости между размерами и условиями нагрузки переливного
устройства. Для каждого типа переливного устройства (рис. 21) существует
определенное значение высоты наиболее сжатого сечения s, при котором
обеспечивается минимальное расстояние между тарелками для заданной
напряженности сливного устройства i = м3/(м-сек)
^=Мкр,	(38)
,	3 fir
* где hKp = j/ —--критическая глубина потока;
А — постоянный коэффициент для каждого типа перелив-
ного устройства, значение которого приведено в табл. 1.
Таблица 1
Значения коэффициентов Л и В и расчетные уравнения для I при s =f smm
Тип переливного устройства (рис. 21)	Коэффициенты		Высота перелива	
	А	в		
I	1,34	3,6	1= 1,25	0,95г2 — г, + l,68/iKp + 0,95	+ Уж h3 1
II	1,14	3,3	1 = 1,25	0,95г, — zr + 1,68/гКп +0,95	+ Уж h3 1 _i_0 7 	— ‘	(г2 — а)2 J
III	0,95	2,44	/=1,25 1,71г, —г,—0,76а+0,95 — + L	Уж h3 I + 0,73 -V- S2	
IV	0,915	2,08	/= 1,25 2,16г, — гх — 1,2а + 0,95 -^ + L	уж л3кр 1 + 0,083 — s J	
392
Подпорная перегородка гидравлического затвора должна обеспечить
начальный гидравлический затвор при пуске колонны а. Высота под-
порной перегородки
z2 = s + а.	(39)
Для воздухоразделительных колонн достаточно иметь а = 5 4-10 мм.
Если s = smin, то минимальное расстояние между тарелками, обеспе-
чивающее переток жидкости,
Zmln = 1,25 [BhKp + 0,95а + 0,95	.	(40)
Коэффициент В в этом уравнении зависит от типа переливного устрой-
ства [50] и приводится в табл. 1.
При конструировании новых колонн часто бывает нецелесообразно
применять для различных (по нагрузкам) участков колонны тарелки неоди-
наковых размеров и величину s следует выбирать по расчетному значению
smin для наиболее нагруженного участка. Если величина s для другого уча-
стка колонны получится s >smin, то для него уравнение (40) недействи-
тельно и величину I надо рассчитывать по уравнениям, приведенным в табл. 1.
сравнения (38)—(40) в равной ^iepe применимы и к переливным устройствам
колпачковых тарелок, если их конструктивная схема близка к одной из
схем, приведенных на рис. 21.
Методы расчета других видов переливных устройств см. в литературе
[25, 49, 56]. При использовании этих расчетов необходимо обращать внима-
ние на условие подхода жидкости к переливному карману. Для трубчатых
и сегментных переливных устройств стеснение потока может вызвать замет-
ные отклонения в условиях их работы.
Для правильной работы переливного устройства необходимо обеспе-
чит^ свободное отделение пузырей газа из жидкости в сливном кармане.
Следовательно, скорость опускания жидкости в верхней части сливного
кармана должна быть меньше скорости всплывания пузырей, т. е. меньше
0,15 м/сек. При этом необходимо следить за тем, чтобы струя, стекающая со
сливной перегородки, не могла перекрыть всю ширину сливного кармана.
С учетом возможного вылета этой струи ширина сливного кармана не должна
быть меньше 2—2,5/^ в самой узкой части (прилегающей к вытеснителю).
9. МАССООБМЕН НА БАРБОТАЖНЫХ ТАРЕЛКАХ
В работах, выполненных во ВНИИкимаше на опытных и про-
мышленных колоннах, определены значения величины Ет для некоторых
типоразмеров ситчатых тарелок. Значение Ет изменяется по высоте колонны
в зависимости от концентраций.
Для небольших колонн с рекуперативными теплообменниками при
wK = 0,1 —0,3 м/сек среднее значение Ет для ситчатых тарелок с однонаправ-
ленным движением жидкости на тарелках колонны (кольцевых и с S-образной
перегородкой) равно 0,7—0,9.
В колоннах установок, работающих с регенераторами, величина сред-
него значения Ет = 0,5-=-0,8. Объясняется это тем, что переключения реге-
нераторов связаны с колебаниями расходов потоков пара и жидкости в основ-
ных колоннах установки. Колебания расходов сопровождаются изменением
количества жидкости, удерживаемой в колоннах, и величины А, в резуль-
тате чего нарушаются распределения концентраций по тарелкам колонны.
В момент резкого уменьшения скорости (при переключении регенераторов)
количество жидкости, удерживаемой на тарелках, увеличивается, а при
393
восстановлении потока пара ее избыток сбрасывается с тарелок. Величины Ет,
определенные с учетом влияния аргона на разделение воздуха (при расче-
тах по тройной смеси), приведены в главе III.
В литературе опубликованы отдельные экспериментальные данные по
определению величины т)0 на специальных лабораторных ситчатых и колпач-
ковых тарелках, обеспечивающих хорошее перемешивание жидкости.
^WS
Рис. 22. Зависимость In	от экспериментальные данные при р = 163 кн/м2:
Л — G — 1,16 м*/(мг’ сек); □ — G — 0,86 м>/(мг-сек); при р = 128 кн/мг; к — G = 1,16 м3/(м2-сек);
 — G = 0,86 м3/(м2' сек)-, hs — глубина слоя светлой жидкости; hw$ — высота барботажного слоя;
w — скорость паров при р = 163 кн/м2 и нагрузке 0,86 м3/(м2- сек)
Полученные на одной ситчатой тарелке (в специальной модели, обес-
печивающей возможность визуального наблюдения) экспериментальные
данные по зависимости т]0 от некоторых параметров при ректификации смесей
кислород—азот и аргон—азот приведены на рис. 22 [34]. На рис. 23 пока-
заны результаты опытов по определению Ет для этой тарелки в зависимости
Таблица 2
Величина т]0 для колпачковой тарелки
Величина гидравли- ческого затвора в мм	При концентрации о2		Среднее значение
	93-98%	12-13%	
14,6	0,63 .	0,79	0,76
27,4	0,71	0,85	0,82
от концентрации смеси О2—N2.
Автор работы отмечает, что смеси,
не содержащие азот (или содержа-
щие его в малых концентрациях), не
образуют пены и при барботирова-
нии наблюдается фонтанирование, в
результате чего снижается значе-
ние п0.
Аналогичные по характеру ре-
зультаты получены на опытных
моделях и промышленных колоннах
во ВНИИкимаше как на бинар-
ной смеси О2—N2, так и на тройной
смеси О2—Аг—No.. В этих и других опытах показано, что ячеистая пена
образуется в тройной смеси с содержанием азота от—8 до 25% мол.
В остальных областях концентраций высота барботажного слоя ниже,
а интенсивность перемешивания жидкости значительно выше, что ухуд-
шает условия массообмена.
Для колпачковых тарелок в литературе опубликованы данные по т)0._
полученные на лабораторной одноколпачковой тарелке в зависимости от
глубины гидравлического затвора колпачка (превышения высоты сливной
перегородки над уровнем прорезей колпачка) и концентраций разделяемой
смеси [34], приведенные в табл. 2.
394
Таким образом величина 1]0 у колпачковых тарелок лишь незначительно
ниже, чем у ситчатых при разделении смеси кислород—азот. Эксперимен-
тальные данные показывают высокую эффективность разделительного дей-
ствия ситчатых тарелок в колоннах ректификации воздуха (при ее расчете
по тройной смеси). Для проектирования новых колонн необходимо знать,
как может отразиться изменение определяющих размеров и режима нагру-
зок тарелки на эффективности ее разделительного действия.
Зависимость интенсивности массообмена в тарельчатых барботажных
колоннах от совокупности влияющих на нее факторов изучена далеко не-
Рис. 23. Характеристика работы опытной ситчатой тарелки с ин-
тенсивным перемешиванием жидкости в зависимости от концент-
раций смеси N2—О2 (обозначения те же, что и на рис. 22)
достаточно, несмотря на большое число исследований, выполненных в этом
направлении в СССР и других странах.
На барботажных тарелках величина поверхности контакта непосред-
ственному измерению пока не поддается. Поэтому при анализе интенсивности
массообмена вводят понятие коэффициентов массообмена и массоотдачи,
отнесенных к единице рабочей площади тарелок.
В этом случае уравнение (11) может быть записано в виде
М (ук — ун) = Kytfp Лу,	(41)
где Кyf = -*-,
/р
fp — рабочая площадь тарелки (например, для ситчатых тарелок —
площадь перфорированной части тарелки).
Соответственно могут быть преобразованы и другие приведенные выше
уравнения.
Результаты экспериментальных исследований влияния основных пара-
метров на коэффициенты массоогдачи рг/ и р^/ обобщаются различными
исследователями в формулах, отличающихся друг от друга по структуре
и дающих довольно заметные расхождения в численных величинах.
395
Однако характер влияния основных факторов на эти величины выявлен
довольно четко. Установлено, что коэффициент массоотдачи в газовой фазе,
отнесенный к единице площади тарелки возрастает с увеличением ско-
рости газа по колонне и с повышением высоты пены, или высоты слоя жид-
кости, т. е. с повышением нагрузки по жидкости. Так, например, при опре-
делении методом абсорбции аммиака водой получено эмпирическое урав-
нение [49 ]
= м)сек,	(42)
где С — постоянный коэффициент; hCT = в м.
Уж
Величины С, т и п для различных тарелок имеют следующие значения:
Тарелки:	с	m	п
колпачковые	0,126	1,05	0,65
ситчатые . .	0,44	0,72	0,5
провальные	0,264	0,72	0,5
Более обобщенный характер имеет зависимость получения обработкой
многочисленных опытных данных для различных смесей на провальных
тарелках [49]
Nua = 1,13Re,We-°’38Pr”’5.	(43)
Здесь в критериях Nug, Rea, We, определяющим размером принята
величина hCT, а скорость паров берется по колонне wK и We = —.
£?ЖНСТ
Из сопоставления величин С, т и п в уравнении (42) очевидно, что фор-
мулы для определения на ситчатых и провальных тарелках отличаются
только постоянным коэффициентом С, сохраняя тот же характер зависимости
от определяющих величин.
Другие исследователи формулируют аналогичные по характеру зави-
симости, но заменяют величину hCT высотой пены hn [49]. Это различие не
имеет принципиального значения, так как в пределах hCT, применяющегося
на ситчатых тарелках, величина к = изменяется главным образом
за счет физических свойств рабочих сред, а не в зависимости от характе-
ристик режима работы тарелок.
Для учета влияния на интенсивность массоотдачи в жидкой фазе авто-
ром была предложена зависимость
Др°’8П°’5о0’15
R f _ г Рст ж	(441
РжГ — °	0,05 0,3 0,2	’
Уж ^ж &
— коэффициент диффузии распределительного компонента в жидко-
сти, которая была затем преобразована в критериальную зави-
симость
Nu = JMki •
ж ож
Nuac = CWe°’lsPr^sGa0’7,	(45)
в которой в качестве линейного режима используется также hcr, а входя-
щие в уравнение критерии записываются в виде:
We =------°—; Ргж = =&£-
ёРж^ст	°жрж
^стРж
Ga =	2	•
^ж
И
396
Уравнения, предложенные другими авторами, хотя и несколько отли-
чаются по структуре, но отражают аналогичный характер изменения
от основных факторов.
Проведенные во ВНИИкимаше исследования подтвердили, что основ-
ным сопротивлением массообмену в системе О2—Аг—N2 является сопроти-
вление газовой фазы.
Наиболее существенным выводом из рассмотренных выше зависимостей
является тот факт, что геометрическая характеристика перфорации тарелки
при постоянном \рст практически не влияет на эффективность работы та-
релки.
Анализ этих зависимостей и опытных данных показывает, что при
однотипной конструкции тарелок и неизменной скорости паров (в условиях
равномерной работы) коэффициент эффективности разделительного действия
тарелок должен несколько возрастать с увеличением размеров колонн.
Поэтому, если колонна работает в гидравлически устойчивой области на-
грузок, использование данных по коэффициенту эффективности, полученных
при тех же скоростях на мелких промышленных колоннах, приводит при
увеличении производительности к некоторому запасу в проектировании
(если обеспечено необходимое сепарационное пространство).
Увеличение скорости паров (если оно не сопровождается резким уве-
личением уноса, т. е. не наступает разрушения пенного слоя и обеспечивается
необходимое сепарационное пространство над тарелкой) не должно приводить
к заметному снижению Ет. Это позволило увеличивать в больших колоннах
скорость паров до тех величин, при которых не происходит разрушение
пенного слоя и переход к фонтанированию (т. е. до скоростей 0,7—0,8 м/сек),
без заметного ухудшения разделительного действия тарелки по отношению
к скоростям wK = 0,3 ч-0,4 м/сек, принимаемым в колоннах средней про-
изводительности.
10. ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ СИТЧАТЫХ КОЛОНН
ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ УСТАНОВОК
Чтобы обеспечить на больших промышленных колоннах достаточно
высокое среднее значение коэффициента эффективности разделительного дей-
ствия тарелок (не ниже, чем в действующих колоннах такого же типа),
расчет их основных размеров должен, как показано было выше, гарантиро-
вать гидравлически устойчивую работу тарелок с ограниченным уносом.
Перед конструкторами и проектировщиками новых колонн всегда стоит
вместе с тем ряд технико-экономических требований — обеспечение мини-
мальных размеров колонн и их малого гидравлического сопротивления,
простоты и технологичности (в изготовлении и эксплуатации) конструкции
колонны.
Гидравлический расчет колонн является основой для решения этих
задач. Предложено несколько различных методов гидравлического расчета
вновь проектируемых колонн различных типов. При некотором различии
в порядке и расчетных формулах для определения основных величин (d0,
t, ?i, ?2, Ар?, d, Нт и др.) принцип этих расчетов одинаков.
Ниже приведена разработанная во ВНИИкимаше методика расчета
ситчатых кольцевых колонн при проектировании воздухоразделительных
установок. Эта методика может быть применена с некоторыми поправ-
ками и для расчета колпачковых тарелок, для которых можно использовать
и специфические способы расчета [13, 49, 56].
Высота тарельчатой колонны складывается из нескольких составляющих
Нк = Ни + Нс + Нв + t псНт,	(46)
§97
где Ни — высота испарителя (или нижнего парораспределяющего объема,
из которого пар поступает к нижней тарелке колонны);
Нс — высота верхней (сепарирующей) части колонны, через которую пар
выводится из колонны;
Нв — высота дополнительных участков для промежуточных вводов
и выводов потоков;
пс — число тарелок на отдельных участках колонны;
с — число секций колонны на соответствующих участках;
Нт — расстояние между тарелками на соответствующих участках.
Основной величиной, подлежащей расчету, при определенных значе-
ниях пс, является Нт. которая зависит от конструкции колонны, скорости
паров по колонне и других условий.
Все величины в уравнении (46). кроме последней, чаще всего опреде-
, ляют из конструктивных соображений (например, в зависимости от высоты
нормальных дниш при выбранном диаметре колонны, от диаметров штуце-
ров и т. д.).
При неодинаковых потоках жидкости и газа для различных участков
колонны размеры тарелок следует рассчитывать для всех сечений, заметно
отличающихся по условиям работы. При этом колонну можно изготовлять
либо с одной постоянной характеристикой для всех тарелок, либо с отлича-
ющимися для отдельных участков диаметрами (и основными размерами)
тарелок. Рассчитывать тарелки как с максимальными, так и с минимальными
нагрузками надо по пару и жидкости.
Для каждого рассматриваемого сечения колонны из технологического
расчета известны давление р, температура Г, состав и расходы потоков
жидкости L и пара М (при условиях работы колонны). По справочным
данным (см. приложения 10—12, 14) находят значения рж, рг и о. При под-
счете этих параметров для смесей произвольного состава используют правило
аддитивности. При этих вычислениях условные значения для жидкого кис-
лорода величин ряс и о при температурах выше Тк можно определять экстра-
поляцией.
Определение размеров колонн сводится к расчету нескольких вариантов
конструкций при различных выбранных скоростях шк. Сопоставление рас-
четных характеристик колонн позволяет выбрать наиболее целесообразный
из всех вариантов с учетом конкретных требований к данной колонне.
Скорость паров для крупных колонн разделения воздуха произво-
дительностью ^300 м3/ч кислорода можно принимать для верхних колонн
в пределах: выше ввода обогащенной кислородом жидкости wK = 0,3 4-
0,8 м/сек, ниже этого ввода wK = 0,25 4-0,5 м/сек., а для нижних колонн
wK = 0,1 4-0,25 м/сек. При этом с ростом производите 1ьности целесообразно
выбирать более высокие скорости. Для колонн разделения фракций и более
мелких воздухоразделительных колонн с целью уменьшения их высоты
можно выбирать и более низкие скорости. Расчет без дополнительных по-
правок можно применять для колонн с Нт 60 4-70 мм. При меньших
расстояниях в расчет вместо величины L с учетом уноса следует вводить
величину = (1,5 4-1,75) L. При этом в технологическом расчете надо
учитывать снижение Ет (qK) вследствие уноса.
Размеры тарелок для каждого сечения при выбранной скорости паров
целесообразно рассчитывать в указанной ниже последовательности. Для
кольцевых тарелок (рис. 24) при диаметре вытеснителя dGH диаметр колонны
dK определяют из равенства
 4М
/2 __ л2
^вн
(47)
398
Соотношение принимается обычно равным 2 4—3.
“вн
Выполняют эскиз (план) тарелки и определяют площадь ее рабочей
(перфорированной) части.
В зависимости от конструктивных особенностей (удобства разбивки
тарелки на секторы и др.) площадь, занятая переливными устройствами,
^" = (тг*тК	w
где fT — площадь кольца тарелки.
9 При этом скорость жидкости в верхней части кармана должна быть
шжп 0,15 м/сек, а ширина кармана в самой узкой части не менее чем
(2—2,5) ht.
Первоначально произвольно выбирают характеристику перфорации
тарелки (диаметр отверстий d0, расстояние между ними Нт, шаг t) и рас-
считывают суммарную площадь отверстий тарелки. Диаметр отверстий
в большинстве существующих колонн dQ = 0,8 —0,9 мм; t = 3,25 мм\
fo = (0,005 4-0,070) -(fT — fn). Для крупных колонн при t = 3,25 можно
применять d0 1,3 мм, f0 0,145 (fT — fn).
При разбивке отверстий в шахматном порядке
fo = 0,91	(49)
Средняя скорость паров в отверстиях тарелки при этом
w0 =	м/сек.	(50)
/о 10
Выбирают также высоту сливной перегородки zr. Для больших воздухо-
разделительных колонн обычно принимают = 10 мм, а для малых (в ко-
торых мало значение /ц) 15 zr 20 мм. Выбранные размеры необходимо
уточнить, с тем чтобы обеспечивалась равномерная работа тарелки. Для
этого определяют величину
L_ —
е (dH deH)
где е — число заходов (или переливных карманов) на одной тарелке.
Вычисляют величину \рж с учетом того, что для колонн разделения
воздуха к = 0,15. Уравнение (32) можно преобразовать к виду
\рж = (0,85гх + 0,47/iJ у^ н/м\	(51)
399
Величину h± можно определить по уравнению (28). Для сокращения
расчетов рекомендуется по графику, показанному на рис. 25, определить
сразу величину 0,47/ip По найденному значению Држ из уравнения (33)
находят скорость (в отверстиях), обеспечивающую начало равномерной
работы wOfi.
Для сокращения расчетов w0H можно определить по графикам для верх-
них и нижних колонн, приведенным на рис. 26, а для остальных случаев
по номограммам, приведенным на рис. 27 в зависимости от Арж и р2.
Если при выбранных ранее размерах w0 w0H. то эти размеры можно
принять и расчет продолжать. В противном случае для обеспечения равно-
Рис. 25. График для определения Дрсг, Држ, hKp и Нт в зави-
симости от i
мерной работы надо уменьшить d0 при t = const или увеличить скорость
пара по колонне, или уменьшить высоту сливной перегородки, или увели-
чить периметр сливных перегородок (применив многозаходную тарелку
с двумя или с большим числом сливных карманов) и повторить расчет.
Последними двумя мерами целесообразно пользоваться только для больших
колонн, если i 4,2-10-3 м3/(м-сек).
При принятых размерах подсчитывают гидравлическое сопротивление
тарелки по уравнениям (24)—(30). Для сокращения расчетов величину Ард
можно определить по номограмме, приведенной на рис. 28 (или рис. 27), в за-
висимости от р2. Величину Дрсг определяют по уравнению (30), причем
значение величины 0,69/^ может быть найдено по графику (см. рис. 25).
Величину Дра при d0 = 0,9 мм с достаточной точностью можно считать
в нижней части верхней колонны равной 5 н!м\ а в верхней части верхних
колонн и в нижних колоннах 4 н!м2.
Если по технологическим условиям рассчитанное сопротивление \рт
является чрезмерно высоким, то следует (не нарушая условий равномерности
работы) уменьшить wK или изменить конструкцию тарелки.
Далее выбирают тип переливного устройства и определяют его размеры
и расстояние между тарелками Нт из условий предупреждения захлебы-
вания
Hm - I	(52)
или ограничения уноса
Hm^hn±Hc.	(53)
400
0,4 0,5 0,6 0,7	1,0	1,5	2,0	3,0 W0/tM/ce/f
Рис. 26. График для определения w0H ситчатых тарелок в зависимости
от Дрдс и рг
П/ред. В. И. Епифановой
401
wo-№oHM/ceK
40
30
20
Рг *г/мз
-40
-зо
20
10
9
8
7
6
5
4
3
2
1,0
0,9
0,8
0,7
0,6
0,5
0,4
0,3
Др мм вод. ст.
300 т
200 
100 -
60 -
4-0 
30 '
___ 20 ;
-—	ю -
8 -
6 -
4 
3 '
2 
^0 
/7/ '
0.2 '
37-Ш-
ApqMM вод. ст.
100
80
60
40
30-----------
20
10
'86
4
3
2
1,0
0,8
0,6
0,4
0,3
0,2
0,1
0,2
0,1
10
9
8
7
6
5
4
J
2
\0
bt9
0,8
0,7
0,6
0,8
0,4
0,3
0,2
Ш-0,1
Рис. 27. Номограмма для определения Др^ и w0H (пунктирной
линией показано определение w0H по рг и Др = Држ)
402
Дрд мм вод, ст._________________ . Дрц -н/м2
1,0	1,5	2,0	3,0	0,0 5,0 6,0 7,0 Шом/сек
Рис. 28. График для определения Др^ в зависимости от шо и р2
403
Высоту столба жидкости в переливном стакане определяют по уравне-
ниям (38)—(40) в соответствии со сказанным выше на стр. 392.
Высота пены на ситчатой кольцевой тарелке воздухоразделительных
колонн
hn ~ *i 3,53/ij,
где й] можно подсчитывать по уравнению (28), а величину 3,53/ij можно
брать по графику, приведенному на рис. 25 в зависимости от i. При скорости
пара по колонне 0,4 м!сек достаточно обеспечить высоту Нс^ 15-е-
25 мм. При больших скоростях пара величину Нс следует определять по
уравнению (35), а расстояние между тарелками должно быть больше или
равно значению Нт, вычисленному по уравнению (37).
Если по условиям эксплуатации должна быть обеспечена работа колонны
в очень широком интервале изменения нагрузок (более чем ±20 от номи-
нальной производительносги), то следует рассчитывать для двух вариантов
нагрузок — минимальную и максимальную производительности. Для первой
из них достаточно лишь обеспечить равномерную работу и определить Арт,
для максимальной же производительности следует выполнить весь расчет
и по нему определить Нт.
Если колонна имеет одинаковые размеры по всей высоте, то при выборе
расстояния между тарелками за основу следует принимать наибольшее для
всех участков значение Нт и s.
Современное машиностроение, в том числе и кислородное, идет по пути
нормализации изделий и их основных элементов. До 1964 г. заводы выпу-
скали по чертежам различных организаций колонны с большим числом
различных типоразмеров. В 1964 г. ВНИИкимаш разработал отрасле-
вую нормаль «Тарелки ректификационные ситчатого типа для колонн
воздухоразделительных установок». Для упрощения и ускорения предва-
рительной оценки при проектировании новых колонн, а также при выяв-
лении возможности изменения условий нагрузки в действующих колоннах,
можно для каждого типа тарелок построить вспомогательные графические
характеристики области гидравлически устойчивой работы в зависимости
от w0. Пример таких графиков для некоторых выпускавшихся ранее ко-
лонн и метод их использования в предварительных расчетах был приведен
на стр. 412—413 первого издания данной книги (том I).
Для выбранного по предварительным оценкам типа тарелок должен быть
выполнен полный гидравлический расчет. В качестве примера приводим
расчет размеров тарелок верхней секции колонны воздухоразделительной
установки, которая по условиям эксплуатации работает с производительно-
стями, изменяющимися в пределах ±26% от средней величины ( ^т-а-х- = 1,75)
\ ^min
Пример расчета по определению основных размеров тарелок
Исходные величины для расчета:
1.	Расход азотной флегмы:
максимальный Lmax = 3,26 кг/сек (—10 ООО л*3/ч);
минимальный Lmin = 1,92 кг!сек (—5900 м3/ч).
2.	Расход газообразного азота, проходящего через верхнюю тарелку:
максимальный Мтах = 8,25 кг/сек (—25 500 м3/ч при нормальных условиях);
минимальный Мmin = 4,86 кг/сек (—15 000 м3/ч при нормальных условиях).
3.	Плотность и удельный вес жидкости на тарелке
ряс = 812 кг/м3, уж = 7970 н/м3.
4.	Плотность и удельный вес газа (пара)
рг = 5,7 кг/м3, уг = 55,8 н/м3.
404
5.	Коэффициент поверхностного натяжения
о = 8,2 Мн/м.
Определяем нагрузки по жидкости и газу (пару) в условиях работы тарелки:
«а) объем протекающей по тарелке жидкости
imax =	= ^ = 0,004 м3/сеК (14,5 м31ч);
Рж
Lmln =	= 0,00236 л«з/сек (8,5 м3/ч);
б)	объем проходящего через тарелку пара (газа)
Л4	О QE
Мтах = —— = ^ = 1,45 м3/сек (5210 м31ч);
Рг	о,/
Mmin = Mmin =	= о,852 м3/сек (3070 м3/ч).
Рг	5,/
Принимаем скорость паров по колонне при минимальной производительности, равной
0,25 м/сек, тогда при соотношении dH/deH = 2,75
' “4"	^вн) (^к)пнп =
d	4-Mmin _т/ 4.0,852
вн Y	Y 6,6л-0,25 0,8
Округляя размер до deH = 800 мм, получим dH = 2,75-800 = 2200 мм.
Выбираем по отраслевой нормали «Тарелки ректификационные ситчатого типа для ко-
лонн воздухоразделительных установок» тарелку ректификационную двухсливную с профиль-
ными карманами 2200—НКО 305—64.
Начинаем расчет тарелки по режиму минимальной нагрузки: все величины, относящиеся
к этому случаю, будем обозначать индексом ', а по максимальной нагрузке индексом ".
Скорость паров по колонне [см. уравнение (47) ]
4-0,852	.
Wk л (2-22 — 0,82) ~ 0,259 м1сек'
Принимая по нормали fn = 0,587 м2 при fT = 3,29 м2, d0 = 0,9 мм и t = 3t25 мм, нахо-
дим площадь отверстий тарелки [см. уравнение (49) ]
/ 0 9 \ 2
/о = 0,91(^-) (3,29 — 0,587) = 0,187м2.
\ и,2Ь /
Средняя скорость паров в отверстиях тарелки
'	°-852 л =	,
W° = № = ^ м'сек-
4. Рассчитаем среднюю
в работу, для чего:
находим напряженность
скорость паров, обеспечивающую вступление всей
сливной перегородки
тарелки
2JLml^-j = 2029°--|68 = 0.00169 м^м-сек)-,
£ Щн,---- Ывн)	о
определяем падение статического давления жидкости при ее протекании по тарелке
при = 10 мм [см. уравнение (51)]
/±рж ~ (0,85-10 + 4,2) -7,970 = 101 н/м2 (10,3 мм вод. ст.)
(величину 0,47/ii определяем по рис. 25 при i = 1,69-10“3 м3/(м-сек)',
величину средней скорости в отверстиях, обеспечивающую вступление всей тарелки
в работу, w'0H [см. уравнение (33)] определяем по рис. 26 — при рж = 5,7 кг/м3 и &рж =
= 101 н/м2 w0H 3 м/сек.
w0 = 4,5 > woti = 3 м/сек — тарелка должна работать равномерно.
405
5. Определяем гидравлическое сопротивление тарелки при минимальной производи-
тельности:
динамическое сопротивление по рис. 28
Ард = 12 мм |вод. ст; &р'э = 117 н^м1]
сопротивление разрыва пленки [см. уравнение (26) ]
. , _F4-8.2-10-3 __ - . 2.
0,9-10"3	36,5н/м ,
статическое давление столба жидкости
Др'^= (0,19524 + 0,69/1') уж = (0,195-10 + 6,2). 103.7,97.10“3 = 65 н/м2
[см. уравнение (27)].
Величина 0,69/^ в мм взята по рис. 25 при i' = 1,69-10"3 м3/(м-сек).
Гидравлическое сопротивление тарелки [см. уравнение (24)]
Др'= 117 + 36,5 + 65 = 218,5 н/м2.
Дальнейший расчет выполним для условий максимальной производительности.
1.	Определяем:
скорость паров по колонне
1,45 Л лл ,
Wk = 3 29 = 0,44 м1сеК}
скорость паров в отверстиях тарелки
^ = ^ж = 7,75 м1сек'
Поскольку тарелка работает равномерно при w'o, w^H не рассчитываем.
2.	Определяем гидравлическое сопротивление тарелки потоку пара:
= 30,5 мм вод. ст. ^300 ft/лг2 (по рис. 28);
= дРа = 36,5 н/л2;
ДР;'Г = (0,195zj + 0,69/Q уж = (6,195-1 0 + 7,3)-10“ 3-7,97-10+3 = 73,7 н/м2\
&рТ = Дра + Др" + Др"г = 300 + 36,5 + 73,7 = 410,2 н/м2.
3.	Рассчитываем переливное устройство.
Принимаем высоту начального гидравлического затвора а = 6 мм и определяем
+ min =	+ а = 0’93 -9,6 + 6 = 15,1 мм
(h"K* = 9,6 мм взято по рис. 25).
По нормали НКО-305—64 тарелка имеет переливное устройство III типа и в соответ-
ствии с нормалью НКО-309—64 z2 = 16^z2min, что позволяет использовать для определе-
ния высоты уровня жидкости в переливном устройстве уравнение (40)
„	/	410 2 • 103	\
Zmin = 1 ’25 (2Л4-9,6 + 0,95-6 + 0,95 у -	----Ю) = 85 мм.
4.	Проверяем расстояние между тарелками Нт.
Из условий захлебывания тарелки
90 = /fT>/;jn = 85;
из условий ограничения уноса находим:
h'n = zt + 3,53/ij = 1.0 + 37 = 47 мм (3,53/ij = 37 мм, см. рис. 25);
zz z, „	0 44
Н =hn+H’ Н = 90 — 47 = 43 мм^ ’	-20 = 29,4 мм.
т п ' с с	- о j
Расчет показывает, что тарелка, работает в гидравлически устойчивой области нагру-
зок, стабильно и без недопустимого уноса.
406
Рис. 29. Схема конструкции колонны
с инжекционными массообменными
тарелками
11. конструкция И РАСЧЕТ колонн С ИНЖЕКЦИОННЫМИ
ТАРЕЛКАМИ
Колпачковые и, особенно, ситчатые колонны весьма чувствительны
к наклону их оси при монтаже и к точности горизонтальной установки в них
тарелок. При весьма малых (особенно поперечных для потока жидкости)
отклонениях тарелок от горизонтального положения, начиная от угла
4,5-10-3 рад (0,5°), вследствие неравномерности работы тарелок начинает
заметно ухудшаться коэффициент эффективности их разделительного дей-
ствия.
Для некоторых типов транспортных
установок разделения воздуха малой
производительности во ВНИИкимаше
разработаны [1] и освоены в производ-
стве заводами кислородного машинострое-
ния колонны с инжекционными массо-
обменными тарелками, работоспособные
,в условиях наклона и качки (рис. 29).
Основными элементами инжекцион-
ных тарелок являются сопла (типа трубы
Вентури) и переливные коленообразные
патрубки. Газ проходит вверх через
сопла, инжектируя жидкость непосредст-
венно из переливных патрубков, конец
которых подведен к нижним обрезам
соответствующих сопел. В сопле жидкость
дробится газом на капли, струи и пленки,
поверхность которых и является поверх-
ностью контакта фаз. При выходе из сопла
и ударе о сепарационную поверхность
вышележащей тарелки двухфазный поток
разделяется: газ (пар) направляется к
соплу вышележащей тарелки, а жидкость
стекает по переливному патрубку на
нижележащую тарелку.
Средний коэффициент эффективности
таких тарелок при разделении воздуха
в колонне с расстоянием между тарелками
ние 1]* = 0,5 в пределах рабочих, скоростей пара независимо от качки
и наклона колонны до угла ~0,167 рад (—20°) к вертикали. Гидравлическое
сопротивление одной тарелки составляет Дрг = 290-7-350 н!м2.
Хотя при строго вертикальной установке колонн г|к у них ниже, чем
у ситчатых, инжекционные колонны не только нечувствительны к наклону,
но и обладают другими преимуществами. Они имеют более высокую, чем
ситчатые, пропускную способность и поэтому объем колонны с инжекцион-
ными тарелками примерно в 1,5 раза меньше объема ситчатых колонн при
одинаковой производительности и чистоте продуктов разделения. Эти та-
релки сравнительно с другими мало чувствительны к загрязнению потоков
пара и жидкости механически взвешенными мелкими твердыми частицами,
что уменьшает требования к степени очистки воздуха от углекислоты.
В пределах рабочего (гидравлически устойчивого) режима работы
таких тарелок их гидравлическое сопротивление в колоннах разделения
воздуха можно подсчитать по эмпирической формуле:
Ei=3,3(A|/jTpS,	(54)
V Г Уж!	407
Нт = 70 мм сохраняет значе-
где Eu =  А?7"2-критерий Эйлера;
РА
wc — скорость газа (пара) в горловине сопла в м!сек.
Уравнение (54) обобщает опытные данные, полученные на системе
воздух—вода (в опытных колоннах) и в колоннах разделения воздуха при
расстояниях от нижнего обреза сопла до верхней кромки переливной трубки
а = 5-4-8 мм, высоте сепарационного пространства b = 30 мм, для сопел
с диаметром горловины dc = 17 -4-36 мм при угле раскрытия диффузора
~1,4-10-2 рад (~16°) и при отношении высоты диффузора сопла к диа-
метру = 1,5-е-6,8.
азот, остальные точки для системы воздух—вода 1,58	6,8, dc = 17-ь-Зб мм
“с
Характер изменения гидравлического сопротивления тарелки для сопел
/
с различным значением в зависимости от скорости wc на системе воздух —
вода (при dc = 28,4 мм, а = 5 мм и L = 0,028 кг!сек—100 кг/ч) показан
на рис. 30. В режиме устойчивой работы \рт практически не зависит от
величины . В^режиме неполного захвата жидкости в сопло потоком пара
часть жидкости не попадает в сопло и стекает на нижележащую тарелку,
возникает байпас рабочей зоны тарелки частью жидкости.
Для многотарельчатого аппарата конструктивно наиболее удобно соот-
ношение = 3-4-5. При этом нижнюю границу области устойчивой ра-
боты — скорость начала полного захвата жидкости можно определить из
условия
(^)rainV^~25--27.	(55)
408
Верхняя граница допустимых нагрузок определяется условием устой-
чивой работы переливного устройства
кпуж (Ятах 4- Нд) = 2\рт + S Дрп. сл,	(56)
Va	о	и	v
где кп = —-----относительный удельный вес газо-жидкостнои смеси в слив-
Уж
ном патрубке. С учетом захвата пара с тарелки и парообра-
зования в патрубке для колонн разделения воздуха кп =
= 0,8;
//тах — максимальный полезный напор столба светлой жидкости
в переливном патрубке в ж;
Hq — величина, обусловленная всасывающим действием сопла
в ж, которая может быть рассчитана по эмпирической
формуле
на = 0,0155 (Ц^р34(^ у^)1-54 м,
и сл — сумма гидравлических сопротивлений потоку жидкости
в сливном патрубке.
При наклоне колонны на угол срк к вертикали в левую часть формулы
(56) должна быть введена поправка в виде множителя cos <pK. Скорость
жидкости в сливном патрубке должна быть не выше 0,1 м!сек. Односопловые
конструкции инжекционных тарелок могут иметь ограниченную произво-
дительность до ~300 кг!г О2.
Для установок средней производительности разработана конструкция
многосопловой тарелки, обладающей более высоким коэффициентом эффек-
тивности разделительного действия (т;к 0,75), но более узкой областью
гидравлически устойчивой работы.
12.. КОНСТРУКЦИЯ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОНН
ПРОМЫШЛЕННЫХ УСТАНОВОК РАЗДЕЛЕНИЯ ВОЗДУХА В
В зависимости от схемы разделительного аппарата (см. главу III) рек-
тификационные колонны в нем по-разному сопрягаются с конденсато-
рами-испарителями и переохладителями. Только совместная работа всех
этих частей разделительного аппарата обеспечивает низкотемпературную
ректификацию воздуха. Но каждая из них является самостоятельным
аппаратом, отличающимся от других как по назначению и характеру про-
текающих в нем процессов, так и по конструкции.
С целью создания необходимого напора для самотека жидкости (под
действием силы тяжести) отдельные части разделительного аппарата монти-
руют в блоке разделения смещенными по высоте. В аппарате двукратной
ректификации, наиболее распространенном в воздухоразделительных уста-
новках, ректификационная колонна низкого давления р 0,167 Мн/м2,
располагается над конденсатором-испарителем, а колонна высокого давле-
ния р 0,59 MhIm2, под конденсатором-испарителем. Из верхней ректифи-
кационной колонны жидкий кислород самотеком поступает в испарительную
часть конденсатора-испарителя, а сконденсировавшаяся в нем азотная флегма
частично самотеком стекает на верхнюю тарелку нижней колонны, а частично
собирается в кармане и направляется на орошение верхней колонны. Прин-
цип действия, методы расчета и конструкцию теплообменных аппаратов
(конденсаторов-испарителей и переохладителей), входящих в состав разде-
лительного аппарата, см. в главе V.
409
На их конструкции, как и на конструкции ректификационных колонн,
рассматриваемых в настоящей главе, в некоторой мере сказывается способ
взаимного сопряжения их в разделительном аппарате. Ректификационные
колонны отечественных промышленных установок разделения воздуха пред-
ставляют собой вертикальные цилиндрические аппараты с ситчатыми та-
релками, снабженные штуцерами для присоединения к ним соответствующих
технологических коммуникаций и контрольно-предохранительных устройств.
Ректификационные колонны малой и средней производительности для
уменьшения потерь холода в окружающую среду и сокращения внутри-
блочных коммуникаций обычно непосредственно объединяют в единый аппа-
рат с соответствующими конденсаторами-испарителями. При этом образуется
комбинированный аппарат колонного типа, так как его отдельные рабочие
элементы располагаются по высоте один под другим. Для краткости такие
комбинированные аппараты часто та^же называют колоннами с соответ-
ствующими названиями. Например, «Колонна двукратной ректификации»
представляет собой комбинированный аппарат, в котором две (верхняя и
нижняя) колонны непосредственно присоединены с помощью пайки мягким
припоем или фланцевого соединения к одному конденсатору-испарителю
(см. главу III, а также главу I тома 2).
Примеры конструкций колонн-комбинированных аппаратов, в каждом
из которых только одна ректификационная колонна непосредственно объеди-
нена с обслуживающими ее конденсаторами-испарителями, см. на рис. 5
и 7. Эти колонны устанавливают на одной отметке и связывают с помощью
трубопроводов в так называемый «Разрезной аппарат двукратной ректифи-
кации». В межтрубное пространство верхнего конденсатора колонны вы-
сокого давления (см. рис. 5) поступает не кислород, а кубовая жидкость.
Образовавшиеся при ее кипении пары подаются в колонну низкого давле-
ния. При такой компоновке снижается количество флегмы в обеих колон-
нах разделительного аппарата (см. главу III), но уменьшается высота
последнего.
Другой пример комбинированного аппарата представляет собой пока-
занная на рис. 31 первая криптоновая колонна установок БР-1, КТ-12
и др., в которой объединены две части ректификационной колонны и кон-
денсатор-испаритель. Процессы, протекающие в этом аппарате, описаны
в главе III.
В крупных воздухоразделительных установках (производительностью
5000 м3 О2 и выше) верхнюю и нижнюю колонны и конденсаторы-испарители,
входящие в состав основного ректификационного аппарата, выполняют в виде
отдельно стоящих аппаратов (рис. 32), связанных один с другим соответ-
ствующими трубопроводами. При производительности более 15 000 м31ч
(при н. у.) кислорода, чтобы уменьшить высоту блока разделения иногда
становится экономически оправданным использование для передачи жидко-
сти из аппарата в аппарат газлифта или специальных центробежных насосов,
что позволяет установить основные ректификационные колонны на одной
отметке.
Конструкция ректификационных колонн зависит от давления, под ко-
торым в них протекает процесс ректификации. При низком рабочем давле-
нии р^О, 167 Мн1м? независимо от их диаметра ректификационные тарелки
закрепляют непосредственно в обечайках корпуса колонны (см. рис. 32).
При рабочем давлении р = 0,51^- 0,71 Мн1м2 тарелки в корпусе крепят
лишь в колоннах малого диаметра, чаще же тарелки размещают в специаль-
ной, разгруженной от действия давления, тонкостенной цилиндрической
обечайке-вставке, укрепляемой в корпусе колонны, воспринимающем давле-
ние (рис. 33, 34).
410
Выход обогащенного
Воздуха
Л манометру
Л

К манометру^
Вход
жидкого
кислорода
^2
г—Анализ на
ацетилен
Рис. 31. Первая крипто-
новая колонна (для агре-
гатов БР-1, БР-9 и др.):
1 — конденсатор; 2 — верх-
няя концентрационная сек-
ция ректификационной ко-
лонны; 3 — нижняя отгон-
ная секция колонны
Вход жидкого
Воздуха----:
. Слаб жидкости-
Ф2200
Вход
газообразного
кислорода
Выход жидкого
кислорода.
В конденсаторы
Выход
газообразного
кислорода
Вход
газообразного
кислорода
К предохра-
нительному
клапану
_28_
_27__
_2б_
25_
2Ь_
2_3
~22
2j_
20_
19_
18
J7L
_±б_
13
_9___
8__
7__
—6___
к- 5--
Ф800
— I
fBxod
жидкого
кислорода
jxod
газообразное#
кислорода
Ф700
Ф1700
Способ крепления тарелок в верхних колоннах или во вставках колонны
зависит от материала, из которого изготовляют обечайки. До недавнего
времени .обечайки верхних колонн .и вставок изготовляли либо из листовой
меди, либо из латуни. На рис. 35 показан способ крепления тарелок диа-
Отбор
Ввод детандер-
ного воздуха^
Ввод обогащенного
воздуха из крипто-
новой колонны.
Отбор газообраз- л /
но го кислорода^]
Кислород из конден-
/ сотора
Ввод кубовой
жидкости
Жидкий кислород
в конденсатор
Ввод детандер-
ног о воздуха
Рис. 32. Верхняя колонна установки разделения воздуха БР-5
(изготовленная из латуни)

t—-Ввод, обогащенного
' иизицхи из крипто-
новой колонны
метром от 500 до 2200 мм в таких обечайках колонн. После установки в ниж-
ние зиги внутренней и наружной обечаек распорных латунных колец и
припайки их к обечайке устанавливают и выверяют в горизонтальном поло-
жении тарелку. После этого закладывают и припаивают прерывистым швом
412
верхние кольца. Тарелки устанавливают последовательно, начиная с ниж-
ней тарелки нижней царги корпуса (или вставки). В колоннах диаметром
менее 500 мм, в которых каждая тарелка снабжена вытеснительным кол-
паком и внутренняя обечайка отсутствует, кольца для крепления тарелок
в наружной обечайке изготовляли из латунной проволоки диаметром 5 мм,
ками
а теперь делают из трубок. Для колонн диаметром 2200 мм кольца для креп-
ления тарелок делают полыми (рис. 36). На рис. 36 показан также способ
крепления тарелок в обечайках из аустенитовых сталей (Х18Н10Т,
Х14Г14НЗТ), которые применяют заводы кислородного машиностроения для
изготовления всех колонн и вставок диаметром более 1000—1400 мм. Ниж-
нее кольцо после установки, прихватывают точечной сваркой, а верхние
приваривают к внутренней и наружной обечайкам прерывистым швом.
В эксплуатации в отечественных воздухоразделительных установках
находится более 100 типоразмеров колонн. Для вновь изготовляемых раз-
413
Азот
газообразный
Воздух жидкий	Слаб жидкости'
Рис. 34. Нижняя ректификационная колонна
установки разделения воздуха БР-2
делительных аппаратов предусмот-
рено всего 27 типоразмеров колонн
с диаметром обечаек 200—3800 мм
(для вставок до 3600 мм).
По конструкции колонны раз-
деляются на три основных типа. Пер-
вый из них объединяет малые ректи-
фикационные колонны для рабочего
давления —0,61 Мн/м2 с тарелками
в корпусе. При диаметре корпуса
dK — 200н-300 мм расстояние между
тарелками рекомендуется Нт=60мм,
а при dK = 400 мм Нт = 80 мм.
Рабочие скорости паров при этом
составляют ^^0,1 м/сек. Величина
диаметра колонн этого типа ограни-
чивается условиями технологии их
изготовления. Для корпусов диамет-
ром более 400 мм толщина стенки
превышает 3—3,5 мм и это затруд-
няет зиговку обечаек для закрепле-
ния в них тарелок. Ректификацион-
ные колонны первого типа (р =
= 0,6 Мн/м2) пайкой непосредст-
венно присоединяют к конденсаторам-
испарителям, аналогично тому, как
это показано на рис. 5 для насадоч-
ной колонны, работающей при том
же рабочем давлении.
Основные размеры для ректифи-
кационных ситчатых колонн второго
типа, с тарелками во вставке, рабо-
тающих при давлении р=0,6 Мн/м2,
приведены ниже.
Число тарелок и высоту колонн
определяют в зависимости
1100 1800 2400 2800 3000 3700
1000 1700 2200 2600 2800 3600
80	100	100	120	120	120
Диаметр” корпуса dK в лш 600	750
Диаметр обечайки (вставка)
dH в мм • •	• •	• 500	700
Расстояние между тарелка-
ми НТ в мм •	•	•	80	80
Рис. 35. Схема крепления рек-
тификационных тарелок диамет-
ром от 500 до 2200 мм:
1 — наружная обечайка; 2—кольцо
большое; 3 — кольцо малое; 4 —
внутренняя обечайка; 5— тарелка
414
от требований к чистоте продуктов разделения и флегмового числа в соответ-
ствии с технологическим расчетом установки. Колонны этого типа могут
быть трех различных модификаций. До диаметра dH = 1800 мм они обычно
выполнялись открытыми фланцевыми (см. рис. 34) для непосредственного
присоединения к расположенным над ними конденсаторам-испарителям.
Колонны большего диаметра монтируют в блоке разделения, как самостоя-
тельные, отдельно стоящие аппараты, связанные с другими частями разде-
лительного аппарата с помощью трубопроводов. В этом случае применяются
или второй модификации — закрытые фланцевые колонны (см. рис. 33),
или чаще третьей — закрытые сварные колонны (см. рис. 35).
Ректификационные колонны третьего типа предназначены для работы
при давлении 0,167 Мн/м*. Независимо от диаметра (200—3800 мм)
они выполняются с тарелками в корпусе. Ректификационные колонны этого
типа выпускаются в шести различных модификациях. Первая из них, бес-
фланцевая колонна с односторонней впайкой или сваркой, предназначена
для непосредственного присоединения к конденсатору-испарителю, над
которым она располагается (см. рис. 7). Колонны этой модификации имеют
dn 700 мм и применяются в качестве верхних колонн аппаратов двукрат-
ной ректификации. Те же модели колонн, выпускаемые в виде второй бес-
фланцевой модификации с двусторонней впайкой или сваркой, присоеди-
няются к другим аппаратам обоими торцами корпуса.
Колонны третьей фланцевой модификации выпускаются dH 1800 мм
и присоединяются к расположенным под ними конденсаторам с помощью
фланцев, внутренний диаметр которых равен dH.
Колонны четвертой модификации могут выпускаться также в фланцевом
исполнении, но для одностороннего присоединения к аппаратам меньшего
размера, или с двусторонним переходом к аппаратам меньшего размера
(пятой модификации, см., например, рис. 31).
Наконец колонны dH > 700 мм чаще всего выпускаются в виде закрытых
ректификационных колонн, снабженных с обоих торцов нормальными дни-
щами и соединяемых с другими частями разделительного аппарата трубо-
проводами (см. рис. 32).
Верхняя часть верхних колонн аппаратов двукратной ректификации,
в которой температура рабочих сред ниже температуры конденсации воздуха
415
при давлении 0,1 Мн/м2, чтобы исключить конденсацию воздуха на поверх-
ности колонны, может быть снабжена специальным изоляционным кожухом,
заполняемым порошковой изоляцией (см. рис. 32).
В зависимости от диаметра колонн и их нагрузок по пару и жидкости
в них применяют различные конструкции ситчатых ректификационных
тарелок. Тип конструкции и основные размеры этих тарелок для всех диа-
метров колонн воздухоразделительных установок, выпущенных до 1970 г.,
определяется отраслевой нормалью НКО-299—64—Н КО-309—64.
Рис. 37. Ситчатые тарелки с S-образной перегородкой:
а — с центральным сливным стаканом; б — с периферийным сливным стаканом
В колоннах малого диаметра применяют либо тарелки ректификацион-
ные S-образные, либо тарелки ректификационные с колпаком, диск которых
изготовляется из одного куска перфорированного листа. Приемные площадки
переливного устройства закрываются накладками из листа толщиной 6 =
= 0,64-0,8 мм. Расположение S-образных перегородок на соседних тарел-
ках изменяется таким образом, что жидкость (поступая последовательно на
тарелки то в центре, то на периферии) по тарелке двигается всегда по направ-
лению часовой стрелки (рис. 37). Эти тарелки выпускают диаметром 219
и 289 мм при Нт = 60 мм. На сливном патрубке нижней тарелки для созда-
ния гидравлического затвора устанавливается подвесная чашка. Сливной
патрубок при этом может иметь увеличенную длину (—100 мм).
Тарелки кольцевые с колпаком (рис. 38) изготовляют четырех разме-
ров для колонн с внутренним диаметром от 200 до 350 мм со сплошным ди-
ском. Для колонн с большим диаметром кольцевые тарелки собирают из
отдельных секторов, число которых определяется удобством раскроя штам-
пованной сетки и конструктивными размерами переливного устройства.
При диаметрах колонн 400 и 500 мм тарелки из шести секторов имеют
также вытеснительный колпак и накладку из неперфорированного листа на
416
приемной площадке переливного устройства. При больших диаметрах колонн
для направления жидкости и придания жесткости крепления тарелок исполь-
зует внутреннюю обечайку или вставку (см. рис. 31—37). Сектора, на ко-
торых размещается переливное устройство, изготовляют из неперфориро-
ванного (сплошного) листа.
Тарелки ректификационные односливные выполняются как с профиль-
ными (см. рис. 24), так и с прямыми секторными переливными устройствами
для колонн диаметрами 700, 850, 1000, 1400 и 2200 мм (см. рис. 25). Тарелки
с прямым профильным карманом (кроме колонн диаметром 700 мм) имеют,
как правило, подвесную чашку и используются главным образом как ниж-
ние тарелки колонн (или их отдельных секций при наличии между ними
повышенного расстояния).
Конструкция ректификационных двухсливных тарелок с профильными
карманами показана на рис. 39.
Характеристика их основных размеров приведена ниже.
№ Моделей	1	2	3	4	5	6	7	8
Диаметр обечайки		200	300	400	500	700	850	1000	1200
Расстояние между тарелками	60	60	60	80	80	90	90	90
№ Моделей 		9	10	11	12	13	14		15
Диаметр обечайки		1400	1800	2200	2600	2800	3200		3700
Расстояние между тарелками	90	100	100	120	120	120		160
Большая часть трехсливных тарелок (для колонн диаметром 2800,
3600 и 3800 мм) выпускается также с профильными карманами. Нижние
двух- и трехсливные тарелки выпускаются также с прямым карманом и
с подвесными чашками для гидравлического затвора.
27 П/ред. В. И. Епифановой	417
Профильные карманы соответствуют третьему — безударному типу
переливного устройства, а прямые карманы для разных типоразмеров
тарелок соответствуют либо первому, либо второму типу устройств, пока-
занных на рис. 21.
В колоннах большого диаметра во внутренних обечайках (или встав-
ках) размещаются распределительные бачки для ввода флегмы и кубовой
жидкостй на двух- или трехсливные тарелки, а также для сепарации
жидкости из потока газообразного кислорода, выводимого в регенераторы и т.п.
Ситчатые тарелки изготовляют
из меди М3 (в основном тарелки ма-
лых размеров), или латуни Л62, а
также сплавов алюминия АМцА-М
и АМТУ 252—57 (для установок,
изготовляемых из алюминия). Секто-
ры тарелок соединяли друг с другом
с помощью пистонов, а отдельные
детали с помощью пайки. В послед-
нее время эти операции заменяются
контактной сваркой, что значительно
сокращает трудоемкость изготовле-
ния тарелок и приводит к значи-
тельной экономии материалов (мед-
ной трубки, припоя и т. д.). Для
крепления перегородок тарелки и
обечайки медных и латунных колонн
применяли пайку, которая в колон-
нах, изготовляемых из аустенитных
сталей, заменена значительно более
экономичной точечной электросвар-
кой.
Большое внимание следует уде-
лять конструктивному оформлению
ввода и вывода продуктов в колоннах.
В верхней части верхней колонны выводится пар азота и вводится
азотная флегма. При этом должна быть обеспечена сепарация капельной
жидкости из парового потока, выводимого из колонны. В аппаратах большой
производительности достаточная сепарация происходит главным образом
вследствие увеличенного сепарационного пространства над верхней тарелкой
и установки отражателя брызг у штуцера вывода азота (см. рис. 32).
Азотная флегма входит в колонну с некоторым содержанием пара после
дросселирования. Отделяется пар от жидкости в больших колоннах в спе-
циальных сборниках-мерниках азотной флегмы, из которых жидкость через
калиброванные отверстия поступает на тарелку. В некоторых случаях для
уменьшения брызгообразования мерники азотной флегмы заполняют на-
садкой. Количество подаваемой в колонну флегмы контролируется по уровню
жидкости (над выходным отверстием) в мернике с‘ помощью гампсометра.
В малых колоннах азотная флегма подается с помощью простейших направ-
ляющих и успокоительных устройств непосредственно на верхнюю тарелку.
Для уменьшения брызгового уноса, образующегося как при барботаже, так
и при вводе дросселированной жидкости на тарелку, в малых колоннах
применяют простейшие сепараторы отбойного типа (см., например, рис. 6, 7).
В колоннах, выпускавшихся ранее, устанавливали более сложные насадоч-
ные сепараторы, малоэффективные из-за вторичного уноса задерживаемой
в них жидкости.
418

В установках малой и средней производительности флегма на верхнюю
тарелку нижней колонны поступает непосредственно из конденсатора. Часть
ее стекает из трубок конденсатора, другая часть специальным конусным
козырьком (см. рис. 33) направляется в карманы для отвода азотной флегмы
в верхнюю колонну. Избыток флегмы из карманов направляется обычно
через специальную прорезь на приемную площадку (глухой сектор) верх-
ней тарелки.
Вставку нижних колонн в корпусе раньше крепили с помощью фланце-
вого соединения (см. рис. 33—35). На промежуточный фланец корпуса
нижней колонны укладывали паронитовую прокладку, которую после уста-
новки вставки затягивали с помощью шпилек и накидного фланца, распо-
лагающегося над опорным кольцом вставки. Плотность соединения внутрен-
ней вставки с корпусом проверяли, заполняя карман
водой. После этого внутреннюю вставку из корпуса
вынимали и транспортировали отдельно от корпуса.
Корпусы колонн выёокого давления, выполняемые
ранее из латуни, теперь изготовляют из аустенитных
сталей (Х18Н10Т). В колоннах из аустенитных ста-
лей применяют менее трудоемкое и более надежное
соединение внутренней вставки с корпусом нижней
колонны сваркой (рис. 40).
Как показывает опыт кислородного машино-
строения в СССР и в некоторых других странах
(ЧССР, США, ФРГ) целесообразно также изготовле-
ние колонн и других аппаратов из алюминиевых
сплавов (АМц, АМч5В и др.)., ВНИИкимашем раз-
работаны конструкции колонн для установки производительностью 1400 мЧч
кислорода, элементы которой соединяются аргонодуговой сваркой.
В разрезных колоннах (р 0,6 Мн1м~) из пространства между кон-
денсатором и верхней тарелкой должны отводиться пары в конденсатор
колонны низкого давления. В этом случае нужно обеспечить сепарацию ка-
Рис. 40. Крепление встав-
ки нижней колонны в кор-
пусе из аустенитной стали
пель азотной флегмы от выводимых из колонны паров, иначе нарушается
работа конденсатора-испарителя колонны низкого давления. Для этой цели
также используют сепараторы отбойного типа, например, для насадочной
колонны высокого давления установки СКДС-30 (см. рис. 5).
При вводе в ректификационную колонну извне или выводе из нее (бо-
кового) потока в промежуточном по высоте сечении необходимо обеспечить
равномерное распределение этого потока по сечению колонны. В аппаратах
малого диаметра можно, не изменяя расстояния между тарелками в месте
ввода, ограничиться одним или двумя штуцерами. В колоннах среднего
размера (dH 2000 мм) поток небольшой величины (до 20% от основного
потока в колонне) можно ввести в межтарелочное пространство через не-
сколько симметрично расположенных по периметру обечайки штуцеров,
связанных с общим кольцевым коллектором (см. рис. 32) для ввода паров
обогащенного кислородом воздуха из конденсатора криптоновой колонны.
Так как высота межтарелочного пространства ограничена, то па-
трубок штуцера в местах присоединения к корпусу колонны деформи-
руется до овального сечения с высотой меньше чем расстояние между
тарелками.
Равномерное распределение (или отбор) относительно больших потоков
пара по сечению тарелки требует в колоннах среднего и большого размера
увеличения расстояния между тарелками в месте ввода (см. рис. 32, 34).
В отдельных случаях можно подводить (или отбирать) поток одновре-
менно в межтарелочное пространство нескольких тарелок (см. рис. 31).
27*
419
Нижняя часть верхних колонн (не связанных непосредственно с испа-
рителем) используется как необходимая емкость по жидкости и паровое про-
странство, предназначенное для распределения пара по тарелкам.
В колоннах среднего и большого диаметра высокого давления (р =
= 0,6 Мн/м2) в нижней части — испарителе обычно барботируется посту-
пающий на разделение воздух через кубовую жидкость.
13. НАСАДОЧНЫЕ РЕКТИФИКАЦИОННЫЕ КОЛОННЫ
В ряде выпущенных ранее установок производительностью до 250 м3/ч
технического кислорода и в некоторых выпускаемых в настоящее время
установках малой производительности (до 30 м3/ч кислорода) применяют
нижние насадочные ректификационные колонны. В качестве насадочных
тел в этих колоннах используют медные или латунные кольца Рашига диа-
метром 6—12 мм с толщиной стенок 6 = 0,24-2 мм. Основными достоинствами
колонн этого типа является сравнительная простота их изготовления и мон-
тажа (особенно при малом диаметре колонны) и небольшое гидравлическое
сопротивление.
Для расчета гидравлического сопротивления насадочных колонн потоку
пара предложено несколько различных уравнений. Чаще всего используется
методика расчета гидравлического сопротивления, разработанная на основе
обширных экспериментальных работ Н. М. Жаворонкова, М. Э. Аэрова
и И. Н. Умник.
Сопротивление сухой насадки
2
д ___с. Нн Рг^О I о	/г*у\
=	2~	(57)
где Нн высота слоя насадки в м;
d3 — эквивалентный диаметр насадки в м;
w0 — скорость пара в каналах насадки в м!сек.
Подставляя значения d3 в уравнение (57) и выражая а?0 через скорость
пара по свободному сечению (пустой) колонны, для потери напора парового
потока на 1 м высоты насадки получают выражение
Аро = 8г)з Н/Ж2,	(58)
где f — удельная поверхность насадки в м2/м3-,
v — свободный объем насадки в м3/м3-,
величина g зависит от характера насадки и от числа Re5 парового потока;
число Ree для насадочных аппаратов]
Кег = -^,	(59)
где Wg — массовая скорость парового потока в кг/(сек-м2);
рг— динамическая вязкость газа в н-сек!м2.
Для беспорядочно засыпанной насадки при турбулентном режиме паро-
вого потока (Ree >> 40)
! = ;> «
В этом случае
420
Сопротивление орошаемой насадки выше, чем сухой, так как жидкость
заполняет часть сечения каналов и сокращает свободный объем насадки.
Отношение сопротивлений орошаемой и сухой насадки
т— Лр — и3 —	1	ffisn
Apo ~ (у —Аи)з ~ (1—77)3 >
где Да — уменьшение свободного объема насадки при средней плотности
орошения U в м3/(м2-сек). Выразив 77 = -^- через гидродинамический
Рис. 41. График для определения критических нагрузок насадочных колонн:
№ж, г — массовые расходы жидкости и газа
параметр орошения А = 3	, Н. М. Жаворонков с сотрудниками
предложили уравнение
Значение В определяют по эмпирической зависимости: В =	,
коэффициенты а и b зависят от типа насадки. Для металлических (стальных)
колец авторы рекомендуют а = 1 и b = 1,39.
Величина Иеж определяется равенством
Яеж = 4^ =	•	(64)
flh/c flhtc
Гидравлически устойчивая работа насадочных колонн в пленочном
режиме ограничивается определенной областью нагрузок. Минимально
допустимая нагрузка определяется условиями смачивания насадки. Необ-
ходима некоторая минимальная величина средней плотности орошения для
того, чтобы на поверхности насадки образовывались устойчивые стекающие
пленки. В насадочных колоннах установок разделения воздуха минималь-
ная скорость паров по колонне, обеспечивающая необходимое минимальное
1856	421
орошение насадки, весьма мала и составляет wK = 0,05-4-0,1 м!сек, для
колонны высокого и низкого давлений.
Верхним пределом пленочного режима является точка инверсии потоков
в колонне, при которой происходит переход к режиму эмульгирования,
а затем наступает и захлебывание колонны. Хотя при режиме эмульгирова-
ния достигается наибольшее разделительное действие насадочной ректифи-
кационной колонны, работа в этом режиме колонн разделения воздуха
нецелесообразна, так как эмульсия весьма легко накапливается над слоем
насадки и затапливает конденсатор.
Для определения верхнего предела нагрузок можно использовать гра-
фик, приведенный на рис. 41, соответствующий уравнению [49, 56]:
Рис. 42. Схема растека-
ния жидкости по сечению
насадочной колонны
gV3 рж Wx
= —0,073
1/8
(65)
Скорость паров следует выбирать на 20—25%
ниже, чем найденная по этому уравнению.
Для успешной работы насадочной колонны
необходимо обеспечивать равномерное распределе-
ние орошения по сечению колонны. Однако даже
при правильном распределении орошения, поступаю-
щего сверху на насадку, его равномерность нару-
шается по мере стекания жидкости по колонне
(рис. 42). Для устранения этого недостатка в наса-
дочных колоннах по высоте на расстояниях двух-
пяти диаметров колонны устанавливают специаль-
ные перегородки, отклоняющие жидкость от стенки
к центру колонны (см., например, рис. 5).
В установках разделения воздуха насадочные
колонны обычно являются нижними колоннами основ-
ного разделительного аппарата. В этом случае верх-
ний слой насадки равномерно орошается жидкостью,
стекающей из трубок конденсатора. В насадочных колоннах других про-
изводств применяют специальные распределители орошения. В насадоч-
ную нижнюю колонну жидкий воздух (после дросселирования в вентиле
высокого давления) вводится разбрызгиванием его через отверстия в ниж-
ней части распределительной трубы, введенной в слой насадки (см., на-
пример, рис. 5).
Хотя массообмен в насадочных колоннах является предметом многих
исследований советских и иностранных ученых, предложенные обобщенные
уравнения не дают достаточно надежных результатов прежде всего по при-
чине существенного влияния смачивания насадки и распределения жидкости
на эффективность массообмена.
Поверхность фазового контакта в насадочных колоннах не может счи-
таться равной поверхности насадки и определяется из соотношения:
VJ^H = FK,
(66)
где VH — объем рабочей части колонны;
ф„ — коэффициент смачивания насадки.
При малых плотностях орошения не вся поверхность насадки оказы-
вается смоченной и поверхность контакта в единице объема насадки заметно
422
меньше f. Коэффициент смачивания фн зависит от плотности орошения,
типа насадки и физико-химических свойств рабочих сред.
Данных по коэффициенту смачивания насадки для колонн разделения
воздуха в литературе нет. Приблизительные подсчеты могут быть произ-
ведены с помощью уравнений, полученных на других смесях [49, 56]. Харак-
тер зависимости коэффициентов массоотдачи в насадочных колоннах с коль-
цевой насадкой выражается эмпирическими уравнениями типа:
Nu^ = A-Re^PrX-	(67)
и
Ыиг7ж = В Reic Pr“ Gap ( 4~Y ,	(68)
причем значения показателей степени и постоянных коэффициентов, пред-
лагаемые различными исследованиями, различны. На основе опыта эксплуа-
тации при расчете нижних колонн ректификации воздуха для насадки
колец 10x10x0,2 мм можно принимать высоту, эквивалентную теорети-
ческой тарелке (ВЭТТ), равной 250—300 мм для колонн диаметром до dK =
= 200 4- 250 мм. Для колец 6х6х1,5 ВЭТТ = 1504-200 мм.
Применение насадочных колонн большого диаметра нецелесообразно,
так как эффективность этих колонн значительно ниже, чем тарельчатых.
Насадочные колонны с сетчатой насадкой
Рассмотренные выше типы колонн, в том числе и насадочных, исполь-
зуются в установках разделения воздуха с регенеративными холодильными
циклами, в которых холод получается за счет дросселирования, или расши-
рения в детандере, разделяемой смеси или продуктов ее разделения.
В технике глубокого охлаждения в последнее десятилетие широкое рас-
пространение получило производство глубокого холода в холодильно-газо-
вых машинах, в которых рабочее тело (обычно гелий) находится в замкнутом
циркуляционном контуре. На базе холодильно-газовых машин разработаны
различные установки малой производительности для разделения воздуха,
в которых флегма конденсируется за счет внешнего холодильного цикла
в соответствии с принципиальной схемой колонны по рис. 38 и 39 главы IV.
На рис. 43 показана одна из первых таких схем для азотной установки
фирмы Филипс. Конденсатором ректификационного аппарата в этой уста-
новке служит специальная азотная головка — ожижитель холодильно-
газовой машины (см. главу V тома 2).
Ректификация воздуха происходит в насадочной ректификационной
колонне, состоящей из верхней концентрационной и нижней отгонной части.
При производительности установки 4 л!ч жидкого азота диаметр верхней
части d'K = 48 мм, а нижней d'K = 38 мм. Колонна заполнена седловидной
насадкой размером 6x6 мм, штампованной из плетеной проволочной латун-
ной сетки. Пары азота из верхней части колонны поступают в ожижитель
холодильно-газовой машины и конденсируются в нем при давлении не-
сколько ниже атмосферного (на величину сопротивления установки). Сте-
кающий из ожижителя жидкий азот частично выводится в виде продукта
по трубе 4, а частично с помощью газлифта поднимается по трубе 3 и
поступает в качестве флегмы на орошение колонны. Азотная колонна объе-
диняет в себе ректификационную колонну, газлифт, испаритель и тепло-
обменник для охлаждения воздуха, поступающего на разделение, а также
устройства для очистки воздуха от примесей путем вымораживания (см.
главу XIV тома 2).
423
Стекающая из ректификационной колонны жидкость, обогащенная
кислородом, поступает в испаритель, из которого образующиеся пары ча-
стично возвращаются в колонну, а в некотором количестве выводятся через
теплообменник в атмосферу в качестве отбросного кислорода (ук = 70 ч-
80% О2). Тепло к испарителю подводится как
от воздуха, поступающего на разделение, так
и с помощью медной шины от воды, исполь-
зуемой для подвода тепла к испарителю и
к нижней точке газлифта.
нижней точке газлифта.
Рис. 43. Азотная колонна установки фирмы Филипс:
1 — ожижитель; 2 — ректификационная колонна; 3 — труба подачи жидкости
на верх колонны; 4 — труба слива жидкого азота; 5 — регулирующий вен-
тиль; 6 — вход воздуха; 7 — выход кислорода; 8 — теплообменник-выморажи-
ватель
Засасываемый из атмосферы (через штуцер 6) воздух охлаждается и
очищается вымораживанием от примесей сначала в теплообменнико-вымора-
живателе в нижней части колонны, а затем в кольцевом зазоре вокруг отгон-
ной части ректификационной колонны и поступает в концентрационную часть
последней. Установка является лабораторной, быстро запускается и рас-
считана на небольшую длительность непрерывной работы без отогрева (от
10 до 5 суток). В рабочем режиме установка регулируется с помощью вен-
тиля 5 путем изменения количества отбросного кислорода.
Азотная колонна и сжижитель холодильно-газовой машйны изолируются
вакуумно-порошковой изоляцией.
424
Если в нижних колоннах обычных установок разделения воздуха исполь-
зование кольцевой насадки обусловлено было лишь простотой их изготовле-
ния, а гидравлическое сопротивление колонн высокого давления существенно
не отражалось на работе установки, то в колоннах с конденсацией паров
в головках холодильно-газовых машин гидравлическое сопротивление
колонны является определяющим. Увеличение гидравлического сопротивле-
ния вызывает понижение температуры конденсации, так как воздух заса-
сывается из атмосферы под действием разрежения, создаваемого в конден-
саторе.
Поэтому к насадке, применяемой в таких колоннах, предъявляются
высокие требования. Она должна обладать малой эквивалентной высотой
(ВЕП или ВЭТТ), при малом гидравлическом сопротивлении. Седловидная
сетчатая насадка 6x6 мм из плетеной латунной сетки значительно сложней
в изготовлении, чем кольца Рашига.
До недавнего времени в литературе отсутствовали систематические
данные для расчета насадочных колонн с сетчатой седловидной насадкой.
Исследования, проведенные во ВНИИкимаше, показали, что гидравличес-
кое сопротивление колонн с такой насадкой можно определить по мето-
дике акад. Н. М. Жаворонкова, используя следующие уравнения, обоб-
щающие данные, полученные на системе воздух—вода и на рабочих
системах воздухоразделительных установок.
Коэффициент сопротивления сухой насадки
Е-=т>-	<69>
(с отклонением ±20%).
Отношение сопротивления орошаемой и сухой насадки
__ Др ___	1
Т ~	” (0,75 — 0,44Л)3 •
(70)
Минимальная скорость паров, применяемая в этих колоннах, wK =
= 0,3 м!сек обеспечивает достаточную плотность орошения в колоннах
резделения воздуха.
Верхняя предельная нагрузка — скорость, соответствующая точке за-
хлебывания, может быть найдена из уравнения wK = 0,8&у3, причем
1g
=°’04-I-45
L бv Уж J
_LV/4 ( у/8
G /	\ Уж /
(71)
Высота, эквивалентная единице переноса массы при разделении воз-
духа, может быть подсчитана по эмпирической формуле
hy = 4000ш°’45^-7 т мм,	(72)
Уж
где т — тангенс угла наклона кривой равновесия для данного участка
колонны.
Эффективность разделения насадочных колонн малого диаметра пони-
жается при незначительном наклоне колонны. Поэтому следует обращать
особое внимание на вертикальность установки насадочных колонн.
425
14. НОВЫЕ ТИПЫ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ АППАРАТОВ
В различных отраслях промышленности в последние годы находит ши-
рокое применение новый тип тарельчатых аппаратов, работающих без пере-
ливных устройств для передачи жидкости между тарелками. В этих колон-
нах жидкость с тарелки на тарелку перетекает путем «проваливания» ее
через перфорацию тарелки, выполненную либо в виде расположенных с опре-
деленным шагом равномерно по всей площади тарелки крупных отверстий
(на дырчатых тарелках), либо в виде параллельных прорезей (на решетча-
тых тарелках). Доля площади отверстий составляет ф = 15-4-25% от пло-
щади тарелки.
Провальные дырчатые тарелки в установках разделения воздуха пока
используются только в водоохладительных скрубберах систем азотно-
водяного охлаждения (см. главу I том 2).
Выполненные во ВНИИкимаше работы по исследованию гидравлики
ситчатых тарелок дали основание для вывода зависимостей, характери-
зующих гидравлическое сопротивление провальных тарелок
, = I Рг wo	। 2а
’	1-р • 2 ' (l-т)® ' а0(1-р) •
(73)
В этом уравнении величина доли сечений отверстий, через которую
проваливается жидкость
(74)
где £ = 1-4-1,5 — коэффициент сопротивления сухой тарелки потоку газа;
Go, Lq — массовые скорости газа и жидкости в кг/(м2-сек)’,
ц = 0,62 — коэффициент расхода жидкости через отверстие или щель;
Р — коэффициент, зависящий от вспениваемости жидкости;
aQ — радиус отверстия или ширина щели (прорези) в м.
Экспериментальная проверка этого уравнения подтвердила его пригод-
ность для большого числа рабочих смесей при значении р = 0,5-н0,85
в зависимости от вспениваемости жидкости [49—56].
По предварительным данным для колонн разделения воздуха р = 0,6.
Проведенные на опытных колоннах испытания показывают, что при
эффективности разделительного действия несколько более низкой, чем
у ситчатых тарелок, решетчатые тарелки обладают высокой пропускной
способностью. Коэффициент эффективности Ет этих тарелок заметно умень-
шается с ростом уноса.
В табл. 3 приведены экспериментальные данные по Ет решетчатых таре-
лок с шириной щели 2 мм и долей живого сечения ф = 20%.
Уменьшение расстояния от 200 до 120 мм сопровождается заметным по-
нижением Ег, что, очевидно, объясняется влиянием уноса.
Выполненные во ВНИИкимаше гидравлические исследования пока-
зали, что дырчатые провальные тарелки могут работать в условиях пуль-
сирующих потоков, наблюдающихся при переключении регенераторов.
При соответствующем диаметре отверстий не происходит заметного нару-
шения работы колонн даже при периодическом прекращении потока на
3—5 сек (в моменты переключения регенераторов) независимо от доли живого
сечения отверстий (ф = 15-е-30%).
426
Для колонн, работающих с пульсацией потока на основе гидравличе-
ских испытаний, рекомендован диаметр отверстий d0 = 1,54-1,8 мм при
яр = 254-30%. Дальнейшие исследования покажут целесообразность исполь-
зования этого типа тарелок. В СССР и в технически развитых зарубеж-
ных странах интенсивно ведутся исследования по разработке новых более
совершенных конструкции ситчатых
тарелок с переливами.
В последние годы в технике
высокотемпературной ректификации
нефтехимических и химических про-
изводств разработаны и применяют-
Таблица 3
Коэффициент эффективности разделительного
действия решетчатых тарелок
при ректификации воздуха
Скорость паров по колонне wK в м/сек	Давление в колонне в кн/м2	Концен- трация в %		Число тарелок в колонне в шт.	й?	Расстояние между тарелками в мм
		в кубе колонны х0	пара, уходя- щего из ко- лонны, ук			
0,645 0,695 0,704 0,735 0,752 0,636 0,66 0,737	135 151 150 161 170 136 140 160	10 8,2 9 12,5 11,8 4,5 3,5 4	80,2 80,2 80,7 81 81 79,5 80,6 79,6	2 2 2 2 2 4 4 4	0,65 0,73 0,8 0,795 0,675 0,48 0,55 0,58	200 200 200 200 200 120 120 120
ся также новые интенсивные кон-
струкции колонн, обладающие вы-
сокой эффективностью и ограничен-
ным гидравлическим сопротивле-
нием. Это позволило значительно уве-
личить производительность раздели-
тельных агрегатов различных высо-
котемпературных установок [49, 56].
В новых типах тарельчатых ко-
лонн — клапанных, с направленным
движением пара, ситчатых струйных
с отбойниками, пластинчатых и дру-
гих наряду с барботажем происходит
и струйное взаимодействие жидкости
и газа (пара), при котором поверх-
ность контакта образуется при дроб-
лении жидкости на капли и струи
потоками газа. Наряду с этим применяются и колонны с плоскопараллель-
ной насадкой, позволяющие значительно повысить рабочие скорости паров
в насадочных колоннах.
Данных по разделительным характеристикам таких колонн в условиях
разделения воздуха пока в литературе нет. Однако следует ожидать, что
исследовательские работы, проводимые в этом направлении в СССР и других
странах, приведут к разработке новых высокоинтенсивных конструкций
колонн в технике низких температур.
Центробежные ректификаторы
Определенный интерес для транспортных установок представляют цен-
тробежные ректификаторы, которые не боятся качки и высоких углов на-
клона (до 70°). Преимуществом центробежного ректификатора (см. рис. 6)
является малое гидравлическое сопротивление и незначительное количество
жидкости, удерживаемой в аппарате (что снижает время пуска установки),
а также уменьшение высоты разделительного аппарата.
Основным недостатком центробежного ректификатора является слож-
ность конструкции и наличие двигающихся (вращающихся) узлов, что
уменьшает длительность межремонтного периода и надежность работы.
Подробное описание центробежных ректификаторов и данные для их
расчетов приведены в литературе [15].
ПРИЛОЖЕНИЯ
ОБОЗНАЧЕНИЯ В ПРИЛОЖЕНИЯХ 1—15
ткн —точка кипения при нормальном (101 325 н/м2), абсолютном давлении;
кр, тч — критическая точка;
т. т — тройная точка;
X—тч — лямбда точка;
т. пл — теплота плавления;
т. п — точка перехода (в твердой фазе);
тч. субл — точка сублимации;
Рнас — давление (абсолютное) насыщенного пара;
Т — температура (абсолютная) в градусах Кельвина;
рж — плотность жидкости;
рл — плотность пара;
Рте — плотность в твердом состоянии;
а — поверхностное натяжение;
г — теплота парообразования;
р',р"— давление начала конденсации и кипения.
429
1. ФИЗИКО-ТЕХНИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА КРИОГЕННЫХ ВЕЩЕСТВ
Величина	Азот (N2)	Кислород (О2)	Аргон (Аг)	Неон (Ne)	Водород (Н2)	Гелий (Не4)	Криптон (Кг)	Ксенон (Хе)	Воздух	Фтор (F2)	Метан (СН4)	Окись углерода (СО)
Относительная мо- лекулярная мас- са М в кг	28,02	32,0	39,94	20,183	2,016	4,003	83,80	131,30	28,96	38,00	16,04	28,01
Газовая постоянная R (удельная) в дж/кг • град	296,75	259,88	208,5	411,7	4124,3	2079 "	100,3	63,84	287,0	218,7	518,3	297,0
Плотность р в кг/м?: газа при 0° С и 1,013 бар насыщенного па- ра в ткн жидкости в ткн твердой фазы в т-т	1,252 4,54 808 947	1,430 4,48 1136 1370	1,785 5,785 1390 1624	0,9004 9,55 1206 1442	0,0899 норм. 1,3 70,87 86,64	0,1785 - 16,38 124,8 380	3,745 8,0 2400 2900	5,85 13,6 3060 3640	1,293 3,23 877	1,696 5,64 1504 1907	0,7168 1,77 426 519	1,2504 4,56 790 929
Точка кипения Ткип в °К при давлении: 1,013 бар (ткн) 1 бар		77,35 77,24	90,18 90,05	87,29 87,17	27,09 27,04	20,27 20,22	4,215 4,20	119,79 119,6	165,02 164,8	78,9/81,7 78,78/ И,63	85,03 84,95 .2		111,7 111,6	81,63 81,52
Критическая точка (кр-тч): температура Ткр в °К давление ркр в бар ПЛОТНОСТЬ рКп в кг/м*	126,25 33,96 304	154,77 50,87 423	150,86 48,98 535,6	44,40 26,6 483,0	32,98 12,91 31,45	5,199 2,29 69,0	209,4 55,1 909	289,75 58,8 1105	132,55 37,69 313	143,96 55,90 473,0	190,7 46,5 162	132,92 35,80 301
430
Продолжение прилож. 1
Величина	Азот (N2)	Кислород (О2)	Аргон (Аг)	Неон (Ne)	Водород (Н2)	Гелий (Не4)	Криптон (Кг)	Ксенон (Хе)	Воздух	Фтор (F2)	Метан (СН.)	.Окись углерода (СО)
Тройная точка (m./n): температура Тт,т в °К давление рт.т в кн/м2	63,15 12,53	54,35 0,150	83,78 68,76	24,54 43,4	13,81 7,040	X—тч при 2,172° К	115,76 73,4	161,37 81,6	64/60 12,3/7,12	53,54 0,22	90,6 11,7	68,4 15,34
Т еп л ота	фазового перехода (удель- ная) L в кдж/кг: парообразова- ния в ткн плавления в т.т	197,6 25,8	212,3 13,90	159,6 29,5	86,1 16,8	445,9 58,2	20,2 5,7 при 3,5° К	107,5 19,5	96,2 17,6	205	168 13,49	510 58,4	216 30,1
Теплоемкость удель- ная С в кдж/(кг - град}: газа при 0° С и 1,013 бар насыщенного па- ра в ткн жидкости в ткн твердой фазы в т.т • • •	1,041 1,190 1,96 1,67	0,916 1,03 1,63 1,42	0,522 0,57 1,001 0,84	1,035 1,8 1,25 1,25	14,3 12,15 9,67 2,93 1,07 при 12° К	5,275 8,35 5,19	0,251 0,528 0,42	0,159 3,41	1,006 1,53 1,865	0,82 0,716 1,531 1,343 (I) 1,132 (II)	2,18 2,07 3,46 2,34 при 67,2° К	1,045 1,04 2,15 1,9
Показатель адиаба- ты X = Cv	1,40	1,40	1,68	1,68	1,407	1,66	1,67	1,70	* 1,40	1,36	1,31	1,39
Продолжение прилож. 1
Величина	Азот (N2)	Кислород (О2)	Аргон (Аг)	Неон (Nc)	Водород (Н2)	Г елий (Не*)	Криптон (Кг)	Ксенон (Хе)	Воздух	Фтор (F2)	Мета н (СН4)	Окись углерода (СО)
Коэффициент тепло- проводности в мвт!(м -град)'. газа при 0° С и 1,013 бар насыщенного пара в ткн жидкости в ткн твердой фазы в т.т	23,96 7,61 136	24,43 8,2 150,5	16,35 6,0 127 (280)	44,3 4,6 115 300	159 15,2 119	150,1 6,48 27,1	84 3,95 89 530	5,25 3,31 74	24,17 7,35 149	24,8 7,2 159	30 11,9 193 100 при 19° К	22,5 70 140
Вязкость динамиче- ская	мкн -сек/м2 газа при 0° С и 1,013 бар насыщенного пара в ткн жидкости в ткн	16,58 5,33 147 291 при 64° К	19,19 7,55 189	21,01 7,1 280	29,7 4,5 128	8,42 1,12 13,27 3,1 при 3,8° К	19,53 1,27 1,2 при 5°К 3,0	23,2 10,3 373	21,0 13,6 461 /	17,11 5,6 185	22,5 6,8 246	10,3 4,2 98	16,6 5,8 170
Поверхностное на- тяжение в ткн о в мн/м	8,87	13,5	12,54	4,85	1,930	0,09				15,73 (77,2° К) 13,6 (63° К)	13,2	10,9
Продолжение при лож. 1
Величина	Азот (N2)	Кислород (О2)	Аргон (Аг)	Неон (Ne)	Водород (Н2)	Гелий (Не<)	Криптон (Кг)	Ксенон (Хе)	Воздух	Фтор (F2)	Метан (СН4)	Окись углерода (СО)
Диэлектрическая по- стоянная жидко- сти 8 в ткн	1,433	1,483	1,520		1,229	1,048 (4,2° К) 1,055 (2,63° К)				1,51	1,68	
Объем газа из 1 л жидкости: насыщенного па- ра (в ткн) в л/л газа при 0° С и 1,013 бар в м?/л	178 0,646	254 0,795	241 0,778	126 1,34	54,5 0,788	7,62 0,700	300 0,642	225 0,523	271 0,678	267 0,888	241 0,595	173 0,632
Сжимаемость жидко- сти в ткн р в \/бар	2,907Х ХЮ’4	2,006Х ХЮ"4	2.166Х Х10-*						2,420Х ХЮ’4			
Примечание. Давление во всех случаях — абсолютное; для насыщенных жидкости и пара свойства даны для пара — водорода: 1,013 бар = 101325 н/м2; 1 бар — ЫО5 н/м2; 1 н/м2 = 1 Па; 1 кн/м2 = 1 • 10s н/м2; 1 кдж = 1-10® дж; 1 емт = 1-10~3 вт; 1 мкн = 1- 10~в н; 1 мн =1*10-3 н; \/бар = 1-10~6 м2/н).												

иояонвфиид ‘И *Q	gg
. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ПАРА КИСЛОРОДА

3. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ПАРА АЗОТА
Phqc> Н/м?	т°к	РнасР{/м2 т		РнасР*/м2	т°к	Рнас^/м2	т,°к	Рнасун/м2	т°к ^77j35)mKH	pH(lcfiaP 1			
1'105-	—25	1'10 —	—о1	1'101-	-«/ №/„1^104 s -		—53 —52	(1бар^1*Ю^. 8 -	—77 —76 —75	1'10’-^ 9 4	— 104 — 103 —102		
					—40	7 ~i		7 -i			— 101		
5 -		5 -		5 —		t> 4		6 Ч		3 4	—100		
4 Ч з Ч		4 Ч J Ч	—30	4 Ч 3 Ч	—39	5 Ч	-51	5 Ч		7 4	—		
	—24					Ч	—50	4 Ч	—70				
2 Ч		2 Ч		2 Ч	—38		-			3 z	—		
						з ч		3 Ч			-95		
			—29				—49		—	5 4			
(1мкн/^1-10б—				(1Па=)1-10°—	—37	2 Ч	—48	2 Ч	—65	4 —	—	Рнао&aP 4 -	T°K
5 ~ 4 Ч 3 Ч	—23	4 Ч з ч	-	4'А L	3 Ч		—36 r(36t62)m.n (1мЬар=)1'107— —35	9 —		—47 -46	(1,254-10kh 1‘101±- 9 -	-A63,15)m.m	3 4	-90	33,96^ 3 -	(126,25)кр.тч ~125
2 Ч		2 Ч		2 Ч		б — 7 -1		з - 7 Ч		-			
	-	-	-27		—34	4' —~-	—45	б Ч	—60				—120
1'10-^		-л - 1-10 Ч	-	/•7/7’4		5 Ч		5 —			-35		
	—22			—	Z	 77	4 4	—44	4 Ч		I  I, I		2 —	I’l'l
5 Ч		5 -	-	5 Ч		3 Ч		3 Ч					
4		4 Ч	—26	4 Ч			—43	—					
		—=								7,5—		7,5—	
з Ч		з Ч		з Ч	'-32	2 ~		2 —	—55		—80		-110
2 Ч		2 Ч		2 Ч	-		— 42	-			— 79	-	
			-						-54	-			
	—21		—25						-		™(77,35)nwt 7		—105
(102hh^i^1-10s-		1'10'^		1W-	—31	ю1— Н/М2	-^47		V-55		^7(706^)1-10Q 5ap		— 104
set
♦83
. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ПАРА АРГОНА
5. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ПАРА НЕОНА
РнПС^/м2 Т,°К РнпсР/м?
Т, К Рнпс,н/м2 К рнас,н/м2 Т°К Рнас,н/м2 Т^°К рнас^аР
13O5- 5 — 4 — 5 —	— 7,5'	130-z 5 -f 4 “ 5 -_	~9,5	1301— 5 — 4 — з —	— 13	1303- 5 — 4 —.	- 18(1бар11-105—.		(27,09) ткн		-38 -37 —36 —35	
									—27 —26 -25 ,-(^,5i) т .т	130- 9 - 8 - 7 ~		
							-17	5 — (0,Ш6ар)^ 4 -				
2 ~		2 —		2 -4	-				—29	6 -		
						3 -.		3 —				
7,5—		1,5—_		7,54							-39	
								—	—23	5 Ч		
(1мкн/м2=)1-1б6~2			-9	(1Па=) 1 4	— 12	2 Ч	-	2 -4		-	-33	
-				-		1,5~	-16	7;5-	— 22	4 -		
5 —		5 —		5 —						-	— 32	
9 —		4 ~		4 ~			-			—	J/.	
з -4	-7	з —.		3 —_		2 ' 730-	-	130-	— 21	3 —	Рнас у &аР -31	Т°К
2 ~-		2 —.		2' Л		-				-	(26,6) ,	кр. тч (^33
1,5—_		1,5~_	— 8,5	1,5—_			-			*—	—•	— 44
130 —		130^		130"—.	-11	5 ~	—15	5 —	— 20		-30	-	-4J
—				—								
—						4 -	-	4 -		2 -	2 -	—92
													
5 —		5 —	-	5 —		3 -		з —			—29	3	“47
4 —		4 -		4 —-					— 19			
3 Ч	-	3 Ч	-	з —		2 -		2 -		1,5—	1,5-	—90
2 Ч 7,54	— 6,5	2 7,54	-8	2 —	-	1,5 —	-74	1,5—	-	-	—28	j - (27,09)	—39
					-10				_1О	(1,013бар}~		/ ткн	~	—38
(10нн/„?у-10-		130 —	-	130~—	-	1301—		130 —		1	<—27	130 —	
. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ПАРА ГЕЛИЯ


7. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ПАРА КРИПТОНА, КСЕНОНА И АЦЕТИЛЕНА
Рнас>н/м2 К рнас)Н/М2 рнас^/м? Т,						~jk	Рнас^/м2		РнасР/м2 РнаС)Н/м2 п							Т,°К				
	—59		>Т°К		\-100				Т°к				Г, К	РнасуН/м2						
(1Па=)1-10~	—58	1-10-	-	но-.	- Рнас>&аР		Т°К	1'10-	-90		- L (W-'		^-(f65,02) ткн -^.-гптр (161,37) —160		1'10-	РнатИ/м 8 ~ —160 у _		2 т,°к — 185		
		-	-		—95 -	(55,1)^		^210		-	-	-115				-		6 ~			
5 -	-57	5 —		5 “		50-	'^кр./тн/ (209,6)	5 -		5 ~		5 -	-155 п Рнас	Т,°К~ •> '	б ~		5 -	- mVРнас,5at		’ т,°к —510 "'Кр.тч ' (308,7)
9 - 3 ~	-56	4 Ч J -	-70	4 - J -	-	90—	-200	4 - 3	-85	9 - 3 Н	—110	9 - 3 -	бар -_150 (58,8)5 50 —	^290 . "^^кр.тн (289,75)	6 - 3 -	-135	4 - 3 Ч	’	(61,65k :	бо- —175		
					—90	зо-	— 190					-		-280				-	50-	—300
2 -	-55	2 -		2 -	-	-	-180	2 -	-	2 -		2 -	~-165 60-	—270	2 ~	-	2 Ч	—170	60-	—290
				-		20 —		-		-		-	- зо-	-260	-	Р130			зо—	—280
	—56			-		15~	— 170	-	-		—105		—160	-250				—165		—270
Л10"^		1-юЧ		1-105-	— 85		(1Па=)	1'10°-		1-ю2-		10^	20 —		1'10-		1-10^.		20-	-
	-53	—	-65	-		10-	-160		-80				—135	—260 -230	-	—125	-	—160		—260 —250
		-		-			-150			—	—100	-			-					
5 -	-52	у			5 -		5 —		5 Т		5		5 -	ю-	-220	5 ~		5 —	-	ю —	—260
4 -		fl -		4 -	—80	4 з -	— 160	4 Ч	-	6 -		6 -	-130	-210	4 -		4 Ч	-155		—230
3 ~	—51	3 -		J Ч		2 -	— 130	3 Ч		з Ч	-	з -	5 -	—200	3 ““	-120	з —	-	5 —	-220
-					-						-95		6 -						6 —	
													— 125	-190				— 150	з —	-210
2 -	—50	2 -	— 60	2 -	_ (о,7М) : 0.5—		— 120 ''ткн (119,79) ' чптр (115,76)	2 -	—75	2 -	-	2 -	3 - 2 ~	—180	2 -		2 -		2 -	-200
-	—6Q	-		-	-75	.НТ	-110		-76	-	-		— 120 1 ~	~110 ткн (165,02) тт (161,37)		-115		—165	1,0-t	— 190 'ткн (су6лим)
1'10-				1'10 —		0,1-	— 100	10-		1'10 —	—90 НО-		(0,616)	-160	1-10-		1-Ю5-		0,5-^	—180 )
Криптон
Ксенон
А цетилен
8. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ПАРА ДВУОКИСИ УГЛЕРОДА
*
Рнас->П&	т,°к	Рнас-flа		Рн ас №		Рнас-Лй
1-Ю7н/м2-	-72	110\/м2-	т°к -85	1-1Он/м2—	т°к —105	1-Юн/м2-\ 9 -
						8 -
—	~71		-8tf			7 Ч
5 —		5 -	-	5 -		6 Ч
4 —	-70	4 Ч	-83	4 Ч		5 Ч
3 -		3 Ч		3 Ч		
-			—82	-	-100	4 Ч
2 Ч	-69	2 Ч	—81	2 Ч	-99	з Ч
							
-					—98	
1-10ен/м2-	-68	1-105н/М2~	-80	1-102н/м2-	-97	2 Ч
-				-	—96	
—			-79			^Ч
5 -	—67	5 —		5 —	~95	
4 Ч		4 4	—78	4 Ч		
J Ч		з Ч		3 Ч	—96 (1Па=)1н/м^Л 9 Ч	
2 Ч	~66	2 Ч	-77	2 Ч	-93	8 - 7 Ч
	-			-	—92	6 ч
(1нПа^1нн/м2=)1-1д^	—65	б~ (1МКН/М2=)1’1О А		-76	- (Imh/^1-10"^.		—91	5 Ч
			-75	—	—90	4 Ч
						
						—
5 ~	—54	5 Ч		5 -	-89	з Ч
4 J		4 Ч	—74	4 Ч		—
					-88	-
3 Ч		з Ч		5 Ч		2 -
	—63		—73		-87	
2		2 Ч		2 Ч		v4
					—86	
1-Юпн/^	—62	1'10 н/м2^	-72	1-10^2-	-85	1'1б1н/м2-г-
Рнас->Пй		Рнас^Лй		Р'нас №	. Г, ° К
т°к _ (iKH/WI-ir- н/м2 9 —	-151	н/м2л.	—170	(Ю (1бар-)1'1О5\ н/м2 ч	73)	с тч. су ол ^7l94t6) -194
8 -	—150	9 Н		9 Ч	— 193
1	7 Ч		8 Ч		8 Ч	— 192
6				-	-191
7	5 Ч		7 ч		7 Ч	-190
^~120	6 ч	-145				
		6 ч		ч	
з Ч			—165		
	-	5 Ч		5 -	
“	2 -	-140	-			-185
1,5-	-	4 -		4 -	-
— 115	-		-			—
				—	-
“	(1мдар=У'1О2— и/^9 ~		3 -	-160	з -	
8 -	-135	-			-
7 Ч					-180
о Ч		-		-	
5 Ч				-	
—110	4 Ч		2 -		2 -	
	—130	—			
3 Ч					
		—	-155		-175
		7,5—		1у9~	
2 -	-	—	—154		
	—				
1,5~	-	—	-153		
	— 125	-	— 152		-
^-105 1-Юн/м2~	1	(1кн/^)1-10— "/иг		-151	1-10Ьц/мг-	—170
9. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ВОДЯНОГО ПАРА НАД КРИСТАЛЛАМИ ЛЬДА
И ПЕРЕОХЛАЖДЕННОЙ ВОДОЙ
Риас* Н/м2		Рнас>н/м2		Рнас^/м2		Рнас’Н/м2	>		0нас->н/м2	Рнас,н/м2 .			Рнас*Н/м%	
1-101-	,т°к	-А 1'10-.	I т,°к	1'101-	- г°к	10- 9 —	1-°х		tf°C				
	— 135	7	— 160		— 195	8 Ч 7	—230	8 - 7 Ч			—24	5 Ч	
5 -		5 -		5 Ч		6 Ч		6 ч	- о	g н	—25	8 Ч	
1м III 1 llllhlll 1 1		4 - 3 Ч	-	4 -j з Ч	— 190	5 Ч	—225	5 Ч		8 ч	—26 '—27	7d	t,°c
2 ч		2 Ч	— 155	2		4 Ч 3 ч		4 Ч з Ч		7 Ч	-~28 --29	8 ч	— О — 2
	— 130		-		— 185	-	—220		--10	8 ~2	—30	5 Ч	--3
		1'1 (Р-	-	102-		2 ~		2 -		-	—31		--4
—					—			-			—32		--5
5 ~ 4 .4		5 - 4 Ч	— 150	5 - 4 Ч	— 180	-	—215		—15	5 -	—35 —34	4 -	~—6 --7 -—8
5 Ч		J ч		з Ч		(1Па=)1'10°- 9 -		1'10- 9 —	—20	»4 Ч	—35	зЧ	--д
						8 -		8 ~			—36		—10
2 Ч	— 125	2 Ч	—145	2 Ч	— 175	7 Ч 6 Ч	—210	7 Ч 6 ч	--25	3 <	—37	-	‘—11 '—12
	(1НКН/м2=)1'106-\		(1мн/м2=)1-103—		-	1 1 1 II Н1 [111111		5 Ч 4 Ч		2 --	—38 —39	2 -	—13 — 14
					— 170				30		—40	1,9-^	—15
				—	—		—205			—		48-	—г16
5 ~		5 -		5 Ч		3		3 -4		—		1J-	
4 Ч		4 —i		4 Ч					-	—		1,6^	—17
			— 140						—35	Г,5-		1,5-	—18
5 Ч		3 “i		з Ч		2 -		2 -				44—	
	— 120				— 165			-				1	—19
2 Ч		2 Ч	-	2 Ч			—200	-				ц-	—20
							—		—60				—21
										—		1,1-	
		1’10-		1-10-		1-W-		10-		1,0-10-		10'10-	-~22
										ч				
			Над кристаллами льда							Над переохлажденной водой			
10. ДАВЛЕНИЕ НАСЫЩЕННОГО ВОЗДУХА
р'.Бар	т°к	// [бар	р',5ар Т,°к р",бар		
2,5		—3	35 —		—35
	— —			. -	
2,0-	-	—	30 -	—	-30
	— —		25-		
-	— —	-		-	—25
1,5 -		— 2	20 ~		-
					
				-	-20
		-1,5		-	-
1,0 -			15 -	—@--	-
/				-	-15
-	—(80) —			-	
-					
0,75 —				— @)—	
		-1,0			
	- -	—0,9	10-		
-		-	9 -		- 10
		—0,8	—		
			8 -		— 9
0,50—	— —	-0,7			
		-	7 -		— 8
	—® —				
0,к -		-0,6	6 -		— 7
		-			-
	- -	-0,5	5 -		
0,3 -					-
					5
		-0,9-	4 -	-	
0,25-					-
			-		-
					— 4
	— ® —			-	
		-0,3	3 -		
					
					
		—0,25	2,5-	-(дд)—	- 3
441
442
11. ПЛОТНОСТЬ ЖИДКОГО И ПАРООБРАЗНОГО КИСЛОРОДА И АЗОТА
НА ЛИНИИ НАСЫЩЕНИЯ
pH<i KS/m- 7135—Л 1190р 1150—_	3 7, ° К (ткн) 90,18 HflH		Рп)К8/мЗ 9,98 -9 —3 —2	Рн<1 К8/м. 906,5^ 925 — 500— 525— 575— 600—	3 Т,°К 159,77(кртч) -159 159 - — 153	153 5 —152 1525 	1Г4	1£1		рп,кг/мз 906,5 ~9 —з
	-			700 —	—\'u7— —М—_	—2
1200—		н@—	-1-10Q -5 -4 ~-з	800—. 900-_	— Н@Н	— 1,5 ~—1Л О2
	-		р2		н@н	—5
1250— 1260—	-	-@ь-	"-1-101	1000—	~—(i20)—_	т-9 —з
-			—5		—@—	'—2
1270—	-		—9 —3	1150—	—@Н	
1280— 1285 - 1288-') 4	70	'59,35' (т.т ) -тверд)	—2	1100— 1110— 1120 - ИЗО - 1135-	. (ткн) 90,1 8а_	*Ъ V} '7 < !	!	1 1 1 1 ! 1 1 1 1 I	I	|	4	
			Кислород			— Ч
^,кг/мз Т, ° К	рп,кг/м
	।	78 __	\-5			
(807,8)	ткн ;-(77,35)-^	L (9,59)			
810—	- 77 —		Рж,кг/мЗ Г, К		рп,кг/мз
	— 76 —		(295,2[ 300^	^(126,25К кртч	^(795,2)
820—_			350—	- 126 -	7*
	—		900~1		*
		-3		—@—	Р-2
			950р		
830-	-		500—_	-	'—1J
	-	-		—@Р~.	
	- —	-	550—_	-	— 1‘102
		-2		—@—	
890—_	—@н~		60(Р		
	_ —			—@Н	
			650—_		—5
850—					~9
					
	-		700—	—	—з
	— «—			-	
	-	-1'10			“	л
860—	—(м)—	Г9			~2
865 -	— 69 —	'-8	750—		Р1,5
(868,1)'/	Р(63,15р т.т	— 7 ' (0,677)	-	г~@Н	-1'Ю
1ртв=9'>7}		-6	—		-»
			—		
					
			800—		
			(807,8) ‘	Р77,35°Р ткн	
		Asvm			
12. ПЛОТНОСТЬ ЖИДКОГО И ПАРООБРАЗНОГО АРГОНА И ВОЗДУХА НА ЛИНИИ НАСЫЩЕНИЯ
Т°К рп,кя/мз
443
1100— 1150 — 1200- 1250^— 1300— 1350— 1391,.__ 1500 - 1515,8		-@Н ~(105)~ -(95)- 87J9_ тч кип --(в5)- 83,78 (т.т )	-	§	5 § $	S' S	Ч	536 550— 600— 650—- 700—. 750— 800— 850 — 900— 950— 1000—		-150,86- (кр.тЧ)	I ! i I  I 1 I 1 1 i I 1 I 1 I 1 I 1 I : I  I 1 1	1	1	I	1	1	[	,		V		рт™/мз ^536 500 '—900 —300 - 200 —150 
				1050— Аргон		Ь I । 11J			—	— 100
		Т,°К	Рп,кг/Мз		Рм,кг/мз Т,°К			Рп>кг/Мз 312,9 (кр.тч)
					317,9^	332,55~..		
880—	-			-3	300—			^-300
690- 900-	-	-(75)-			t t I । 1 । 1111111			'—200
910 —				— 1,5	550—.	-		—
920—	-	-(70)-		—ио	600—_			— 100
930—	-				650 —	-	(^)—-	-
950—				I ' г	700-^1.	-		— 50 — 90
				-0,3	750—			'—30,
			*	— 0,7	-			— 20
					Ос § 1.1,1,	-		~—15
								'-10
								
1 860—,
В оз дух
- 5
^—ндч.кон^ео,
- 4
~^нач. кипения
р(78,9)'\- 3
;-(81,7).
870
880-4-
13. ПЛОТНОСТЬ ЖИДКОГО И ПАРООБРАЗНОГО ГЕЛИЯ, НЕОНА,; КСЕНОНА
И КРИПТОНА НА ЛИНИИ НАСЫЩЕНИЯ
Pn/Prf	Г, ° К	Р?К>Кг/м3	рП’кг/м} Т°К		Рж7кг/м3	Рп^г/Мз Т, ° К		Рж/г/мЗ			
(69)^ 60/ 50/ 40~	кр.тч ,''(5,199/. — (7) —	/69) \/70 — 80 ~ 90	(423) 450 '' 400—. 300~.	— —'(44,406'	(483) г— 600 — 700	(1105) 800— 700—	г- 290 — - (289,75) -	(1105) /1200 Е- 1500	Рп^/мз	Т,°к	Р*,кг/м1
		— 100	250—	- кр.тч		600 —	кр.тч		(909)	— 210 ~7 (209,4)кр.тч_	.( 909)
30 — 25-		— 110	200—	- /	— 800	500 — 400—		—2000	700—. 600 - 500 —		Р 1100 '— 1200 — 1800 — 1400
20 —		— 120						—	400—		— 1500
	ткн.	Л 124,8)	150 —		-			-			
(16,38/-	*''(4,215)	/25			— 900	300—			300 —	-	— 1600
15 —								-			-
	— (£) —										— 190 —	— 1700
-		— 130	100—	-			— @)—				-
10 —		-	-		-	200—			200—		— 1800
			—							— 160 —	
		— 135	-		— 1000			-			
		-						—2500		-	— 1900
	-									— 170 —	-
5 —	—®—	— 14Q	бО-						—2600	100 —		—2000
4 —						100 —					
3 —			бО—	— —	— 1100	-		—2700		— 160 —	—2100
			зо—	— —				-		-	
2 — 1,5 — 1,25—	Л-тч /(2,172/-	— 145* — 146	<20 —	— (зо) —		50 —	— (^0) —	—2800	50 — 40 —		— 2200
	г@-	(146,5)				25 — 10 —		—2900	30 —	— 140 —	
		—146									
				- (27,09) -			-			-	—2300
	-		10 —	-^'ткн	—1200				20 —		
	-		f (9,55)'''		-'(1206)					— 139 —	
					-		-	—3000	15 —		
							— 			10 —		
	— 0 —	— 145	5 ~	— (25) — 	'' 777.777 " — (24,54)	— 1250 "/(1254) "(1442тв)		(165,02) ткн * т.т '161J7) — 160 —	- (3060) <''(3640тв)	8 ;	— 120 (119,79) 41 кн Р 115 У т.т (115,76)	г-2 400 ''(2900т6)
Гелий
Неон
Ксенон
Криптон
14. ТЕПЛОТА ИСПАРЕНИЯ АЗОТА,
КИСЛОРОДА, АРГОНА, НЕОНА И ГЕЛИЯ
Т°К г,ндн</кг
105-Х.
Г,кд*/не	7, ° К				—200	Т°К	г,кдн</кг
	— 110			100—		155—	40
140—					—205	-	-— 50 — 60 — 70
					кр.тч^ -	(154Л7)—		
150—	— 105			95~\	-	150—	— 80
	—		ткн				— 90
			(90,18/		—210	—	— 100
150—	—100			90-^		145—	— 110
					—215		— 120
170—	-95			<55-		140/	— 130
	— кр.тчЗ~	= 20					
	? (126,25)'—						— 140
180—	—.90 125—	— 40 - 50		80^	—220	135—	
		— 60			-		
	г	— 70					— 150
190—	— 85	— 80		75 —	—225	130/	— 160
		— 90				—	
	— 80 120—	-		70~.		125—	
	р^-ткн -	— 100				-	— 170
	t (77,35)	-	-			—230		
200—	— 75	— 110		65—		120/	
	— 							
							— 180
	'— 70 115—	— 120		60/.	—235	115—_	
							-
210—	' I ' I § ii!.	— 130		55 —		110/	—190
			т т	-			-
/ т.п л (25,8)	1_ 77Z/77 1. (63,15) - — 60 110—	-	(51,35) т пл. (13,90)	-•5 50—^		105—	— 195
г, кдж/кг 7, ° К		Г'Кдм/кг	Т,°К		
110—	— 130	io—l			
		20 —	_ кр.тч		
—			-	(44,40)		
		зо—			
120—	-125	40 —		^кдгк/нг	Т,°К кр.тч
	-		—		/'(5,199)
-	— 120	50 —	-	5 —!	-
-			-40	10 —	— 5
130—	-	-		15 Я	-
	— 115	60 —	-		
	-			20—	- „'ГПКН
				21 —	г (4,215)
140—	— 110			22	— 4
	'-	Т,°К	70 —	—35	23 —	
-	—105 155- кртч .	г, кдж/кг	;		23,5-	
	-	(150,80J -	—			
		' 30		23,7так —	
150—	— 100 150—	— 40		23,6-z;^	-з
		— 50		23,5-	
	-	" 60	80-			
	— 95 145—	— 70			
			—30	23 —	.7\-тч
•—					/(2,172)
		— 80			
	— до 140—	-		23,4—	— 2
		— 90	'ткн		
160—	- ,щкч \ (87,29)	-	(27,09)	23 ~	
	— 85 135—	—100	—	22,5-	
т.п л	_s' т.тр	-			
(29,5)	'. (83,78)	\	90 —	-25		
	^—80 130-^	^-110	ь ' -тт		
		(16,8)	(24,54)		
Азот
К и ело род
Аргон
Неон
Г елии
15. ПОВЕРХНОСТНОЕ НАТЯЖЕНИЕ ЖИДКОГО КИСЛОРОДА, АРГОНА, АЗОТА, НЕОНА И ГЕЛИЯ
б,мн/м 8,5 — 9,0 — 10,0 — 11,0 — 12,0- 13,0— 19,0— 15,0 — 16,0- 17,0 — 18,0 — 19,0 — 20,0— 21,0-	ITI'I'I'I'1 1 1 1 1 1 Н| П.и 1 1 1 1 		 § -	s	S	r-0,0	5,0 — 5,5 — -1’0	6,0- 6,5— —2,0 ’	7,0- 7,5- —з,о 8,0 — 8,5~ —9,0 9,0 — 9,5- -5,0 10,0- 10,5- — 6,0 11,0- —7,0 12,0- -8,0	12,5—	11 \л1111 • 11111! 1 i11111111111 р 1' 1  1 * 1111111111111111 ‘1111 Т 1 1 1 1 1 -х §	3	§	s	ё ,	§ li § §	б,мн/м б, мн/. -0,0 9,5- 5,о- -0,5 6,о- -1,0 ~Г 7,0- — 1,5	1 —2,0 ’	8,0- —2,5 -	9,0- —3,0 —3,5	Ю,0- —9,0 :	и, о— —9,5	I ।1 г ।  г ।1111  । । । ।1 		 1	111111111 ।  ।11  i ч ' 1 §	s к	£	§	g	§	8	§2	б,мн/м — 0,0 — 0,5 — 1,0 — 2,0' —3,0 — 9,0	5s	>>	-xi	j\o 1 । 1 । 1 i 1 t 1 । i । 1 । 1 i 1 i 1 । 1 i 1 i- 1 । 1 । 1 i 1 i	1 । 1 । l i 1 i 1  i i 1	। 1 । 1 i	1	-I	1	1	i_|	1	L_i	1	।	1		, T,OK —35 5^,5—i кр.тч (99,90) 99— —39 93 — —33 92- —32 91 — —31 90— —30 39— —29 38 — —28 П1КН - (77,09 <-27 31~ —26 36~ -?5 35—	б,мн/^ ~-00 -*• - 0,5 — 1,0 — 1Л ~ 7,0 —2,9	1 б,мн/ 0 -j 0,23— 0,29— 0,25— 0,26- 0,27— 0,28- 0,29— 0,2985^ 0,30- 0,31— 0,32- 0,33— 0,39— 0,395—	. T,°K —3,0 5,2— кр.тч ' - (5,199)— 1	5,0— —2,5 7 -Л-тч. J Z (2,172) - (9215)- ткн - —2,0 1	9,0- — 1,5 3,5— -1,0 3,0—	б,мн/^ —0,00 —0,01 —0,02 —0,03 —0,09 —0,05 — 0,06 — 0,07 — 0,08 — 0,09 —0,10 —ол —0,12 —0,13 — 0,19 — 0,15 —0,16 — 0,17 -0,18 —0,19 — 0,20 — 0,21 — 0,22
л	'ислород	I	Аргон		Азот			Неон			Гелий	
16. ТЕПЛОЕМКОСТЬ ВОЗДУХА ПРИ ПОСТОЯННОМ ДАВЛЕНИИ
Давление р 10~6 в н/мг						Теплоемкость	в кдж/кг-град при температуре в °							К					
	90	100	ПО	120	130	140	150	160	180	200	220	240	260	280	300	320	350	400
1	1,044	1,032	1,025	1,020	1,016	1,014	1,012	1,010	1,008	1,007	1,006	1,006	1,006	1,006	1,007	1,007	1,009	1,014
5		1,212	1,145	1,107	1,082	1,055	1,053	1,045	1,033	1,025	1,020	1,017	1,015	1,013	1,013	1,013	1,014	1,017
10			1,422	1,270	1,193	1,146	1,115	1,093	1,065	1,049	1,038	1,031	1,026	1,023	1,021	1,020	1,019	1,021
20				2,237	1,604	1,390	1,281	1,215	1,141	1,101	1,076	1,061	1,050	1,042	1,037	1,033	1,030	1,029
30					3,197	1,871	1,538	1,381	1,230	1,158	1,117	1,091	1,073	1,061	1,053	1,046	1,041	1,037
40						3,193	1,966	1,610	1,335	1,221	1,159	1,122	1,097	1,081	1,068	1,060	1,051	1,044
50						3,694	2,721	1,927	1,457	1,288	1,204	1,154	1,122	1,100	1,084	1,073	1,061	1,052
60						4,808	3,837	2,338	1,594	1,361	1,249	1,186	1,146	1,119	1,100	1,086	1,072	1,059
80						2,992	3,622	3,029	1,887	1,520	1,342	1,250	1,194	1,156	1,130	1,111	1,091	1,073
100						2,506	2,832	2,874	2,114	1,650	1,431	1,311	1,239	1,191	1,158	1,135	1,110	1,087
125						2,219	2,403	2,485	2,194	1,775	1,524	1,380	1,290	1,232	1,191	1,162	1,132	1,102
150						2,052	2,183	2,243	2,130	1,832	1,591	1,435	1,335	1,267	1,220	1,186	.1,151	1,117
175						1,938	2,047	2,091	2,037	1,837	1,628	1,475	1,370	1,297	1,245	1,208	1,168	1,130
200						1,853	1,951	1,988	1,953	1,814	'1,643	1,501	1,396	1,321	1,266	1,226	1,184	1,141
250							1,853	1,854	1,831	1,748	1,635	1,522	1,427	1,353	1,297	1,254	1,208	1,161
300							1,737	1,770	1,751	1,689	1,607	1,518	1,438	1,370	1,316	1,273	1,226	1,176
400									' 1,654	1,607	1,550	1,490	1,431	1,378	1,331	1,292	1,246	1,195
500									1,598	1,557	1,509	1,461	1,415	1,371	1,331	1,297	1,255	1,206
600										1,525	1,480	1,438	1,398	1,361	1,327	1,296	1,258	1,211
700											1,460	1,420	1,384	1,351	1,321	1,293	1,258	1,214
800											1,445	1,406	1,372	1,342	1,314	1,290	1,257	1,216
900												1,396	1,363	1,334	1,309	1,286	.1,256	1,217
1000													1,355	1,327	1,303	1,282	1,254	1,217
17.	ВЯЗКОСТЬ ВОЗДУХА И ЕГО КОМПОНЕНТОВ ПРИ
АТМОСФЕРНОМ ДАВЛЕНИИ И РАЗЛИЧНЫХ ТЕМПЕРАТУРАХ
18.	вязкость ЖИДКОГО ВОЗДУХА И ЕГО
КОМПОНЕНТОВ НА ЛИНИИ НАСЫЩЕНИЯ
448
19.	ВЯЗКОСТЬ ВОЗДУХА ПРИ
РАЗЛИЧНЫХ ТЕМПЕРАТУРАХ
И ДАВЛЕНИЯХ
20.	ВЯЗКОСТЬ КИСЛОРОДА ПРИ
РАЗЛИЧНЫХ ТЕМПЕРАТУРАХ
И ДАВЛЕНИЯХ
21.	ВЯЗКОСТЬ АЗОТА ПРИ
РАЗЛИЧНЫХ ТЕМПЕРАТУРАХ
И ДАВЛЕНИЯХ
22.	ТЕПЛОПРОВОДНОСТЬ ВОЗДУХА
И ЕГО КОМПОНЕНТОВ ПРИ
АТМОСФЕРНОМ ДАВЛЕНИИ
И РАЗЛИЧНЫХ ТЕМПЕРАТУРАХ
7080 100120 160 200250300 600 500 Т°К
Л • 103вт/(м-град)
50 60 7080 100 160 200 300 600Т°К
29 П/ред. В. И. Епифановой
449
23.	ТЕПЛОПРОВОДНОСТЬ жидких КИСЛОРОДА,
АЗОТА, АРГОНА, КРИПТОНА И КСЕНОНА
24.	ТЕПЛОПРОВОДНОСТЬ АЗОТА
ПРИ РАЗЛИЧНЫХ ТЕМПЕРАТУРАХ
И ДАВЛЕНИЯХ
125. ТЕПЛОПРОВОДНОСТЬ
КИСЛОРОДА ПРИ РАЗЛИЧНЫХ
ТЕМПЕРАТУРАХ И ДАВЛЕНИЯХ
450
tg 26. ТЕПЛОПРОВОДНОСТЬ И -ТЕПЛОЕМКОСТЬ МЕТАЛЛОВ И КОНСТРУКЦИОННЫХ МАТЕРИАЛОВ ПРИ НИЗКИХ
*	ТЕМПЕРАТУРАХ
	Коэффициент теплопроводности при температуре в °К										. Теплоемкость			
	293		173		90		20,4		4,2		293		90	
				'а		<3								
Ма гериал								м			'о	Cl	а	
	"о	3*		з*		У	*3	У	<3	У	t\)			А)
					А)		'й'	.3-		й.				«V
		а			й.	О		<3	£**	<3 s->	I			§
	I		I		i		с «о		С SO					
1	2	3	4	5	6	7	8	9	10 ~	11	12	13	14	15
					Чистые металлы									
Алюминий:														
99,995%-й поли-														
кристаллический	229	197	242	208	354	304	4300	3700	1 860	1 600	0,895	0,214	0,426	0,102
99,3%-й неотож-														
женный • •	—	—	—	—	253	217	270	232	55,3	47,5				
Железо 99,99%-е .	83	71	91	78	130	112	192	165	42	36	0,439	0,105	0,184	0,0441
Золото 99,999%-е • Медь:	313	269	320	275	345	295	1510	1300	1 750	1 500	0,130	0,0311	1,02	0,0245
99,999%-я отожжен-														
ная 		394	338	443	380	536	460	4900	4200	1 980	1 700	0,387	0,0926	0,232	0,0554
М-3 отожженная	394	338 '	—	—	396	340	291	250	78	67				
Никель 99,4% -й кованый	77	66	80	69	77	66	50	43	—	—	0,426	0,102	0,204	0,0488
Олово 99,997% -е	• •	66	57	73	63	84	72	231	198	2 610	2 240	0,222	0,053	0,175	0,042
Платина 99,999%-я	70	60	68	58	78	67	408	350	930	800	0,132	0,0316	0,094	0,0225
Свинец 99,998%-й • • Серебро 99,999%-с ото-	35,4	> 30,4	36	31	38,4	33	55	47	1 570	1 350	0,127	0,0304	0,117	0,0280
жженное	500	430	500	430	500	430	5110	4390	14 200	12 200	0,234	0,056	0,176	0,0420
Титан 	 Цинк 99,995%-й кристал-	20,0	17,2	21	18	18,1	15,5	12,0	10,3	2,4	2,1	0,531 0,405	0,127 0,097	0,272	0,065
лический 		126	108	134	115	151	130	617	530	570	490				
						Стали								
20 • •	...	65	56	66	57	61	52	85,6	22	|	—	—	0,46	0,11	—	—
зохм	. .	35,1	30,1	33,1	28,4	26,3	22,6	5,1	4,4	—	—	0,46	0,11	—	—
Продолжение при лож. 26
Материал	Коэффициент теплопроводности при температуре в °К										|	Теплоемкость			
	293		173		90		20,4		4,2		293		90	
	(poda-jr) /гив	*0 3* С	(pvcfe-w) /гив	ккал/ (м-ч-град)	вт/ (м-град)	ккал/ (м-ч-град)	вт/(м-град)	ккал/ (м-ч-град)	вт/ (м-град)	ккал/ (М’Ч-град)	кдж/ (кг-град)	с кал/ (кг-град)	J	ккал/(кг-град)
1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11	12	13	14	15
1X13	 пз . . . 0Х18Н10 Х18Н9Т • Н36 (инвар) Латунь отожженная: ЛТ90	 Л70	.	. Л68	. ЛС59-1 Бронза: Бр.ОФ 6,5-0,15 оло- вянная 	 Бр.Б2 безоловянпая Нейзильбер	 Мельхиор МН 19: отожженный пеотожженный . • . Константан МНМц 40-1,5 Манганин МНМц 3-12 Монель МНЖМц 28-2,5-1,5: отожженный холоднокатаный	27,5 12,0 15,1 13,4 11,0 12,6 112 106 105 58 84 23,3 36 22,7 21,0 25,6 21,0	23,6 10,3 13,0 11,5 9,5 108 96 91 90 50 72 20 31 19,5 18,0 22 18,0	26,1 12,8 91 21,5 16,3 19,2	22,4 11,0 ( 78 18,5 14,0 16,5	20,4 7,6 9,3 8,2 8,3 Зплавы 76,1 76 61 54 24,4 37 16,9 31,5 18,6 19,8 14,0 18,0 14,5	17,5 6,5 8,0 7,0 7,1 цветных 65,4 65 52,5 46,5 21 32 14,5 27 16 17,0 12,0 15,5 12,5	5,1 1,7 2,4 2,1 1,9 металле 42,0 32,0 26,1 19,3 9,3 10,7 7,3 8,4 3,8 8,7 3,7 7,1 4,2	4,4 1,5 2,1 1,8 1,6 ЗВ 36,1 27,5 22,4 16,6 8,0 9,2 6,3 7,2 3,3 7,5 3,2 6,1 3,6	0,28 6,2 4,4 3,7 3,6 1,5 2,0 0,9 0,83 0,47 0,9 0,49 0,92 0,52	0,24 5,3 3,8 3,2 3,1 1,3 1,7 0,8 0,71 0,40 0,8 0,42 0,79 0,45	0,46 0,46 0,50 0,50 0,50 0,376 0,368 0,376 0,384 0,397 0,410 0,414	0,11 0,11 0,12 0,12 0,120 0,090 0,088 0,090 0,092 0,095 0,098 0,099	0,209 0,397 0,212	0,050 0,095 0,0509
Продолжение прилож. 26
Материал	Коэффициент теплопроводности при температуре в °К										|	Теплоемкость			
	293		173		90		20,4		4,2		293		90	
	вт/ (м-град)	ккал/(м-ч-град)	вт/ (м-град)	ккал/(м-ч-град)	'о «и 1	ккал/ (м-ч-град)	вт/ (м-град)	ккал/ (м-ч-град)	вт/ (м-град)	'о й, <3	кдж/ (кг-град)	а со Q	'а I	ккал/ (кг-град)
1	2	3	4	5	6	7	8	9	10	11	12	13	14	15
Припой ПСр 50 Кд					57	49	38	32,5	12,2	1,05												
| Припой ПОС-40 .... Алюминиевые сплавы:	—	—	—	—	45,5	39	29	25	—	—	0,176	0,042	—	—
АМц неотожженный	160	137	—	—	141	121	57,6	49,5	10,7	9,2	0,92	0,22	—	—
АМг отожженный АМг 5В неотожжен-	126	108	—	—	81	70	25,0	21,5	4,52	3,88	0,96	0,23	—	—
ный 		84	72	—	—	59	50,5	17,4	14,9	—	—	0,96	0,23	—	—
АМг 5В отожженный Графит:	116	100		Г	1еметалл	ические	матер иа	1ЛЫ						
натуральный	250	215	291	250	227	195	14,3	12,3	0,23	0,20	0,615	0,147	0,117	0,028
искусственный	151	130	140	120	58	50	1,7	1,5	0,035	0,03	—	—	—	—
Графитер АУГ-3	—	—	—	—	21	18	0,84	0,72	0,02	0,02	—	—	—	—
Кварц ....	13,6	11,7	—	—	29,1	25,0	370	320	315	270	0,694	0,166	0,222	0,053
Стекло пирекс	1,01	0,87	0,83	0,71	0,50	0,43	0,15	0,13	0,105	0,09	0,732	0,175	0,240	0,0575
Фторопласт-4 • •	0,26	0,22	—	—	0,23	0,20	0,142	0,122	0,048	0,041	1,04	0,248	0,356	0,0851
Поливинилхлорид Резина:	0,157	0,135	0,065	0,056	0,044	0,038	—	—	—	—	—	—	—	—
натуральная	0,13	0,11	0,05	0,04	0,010	0,009	—	—	—	—-	1,42	0,34	—	—
синтетическая	0,16	0,14	0,13	0,11	0,12	0,10	—	—	—	—	—	—	—	—
Эбонит 		0,15	0,13	0,15	0,13	0,14	0,12	—	—	—	—	—	—	—	—
27. КОЭФФИЦИЕНТЫ ДИФФУЗИИ БИНАРНЫХ
ГАЗОВЫХ СМЕСЕЙ
В м2/сек*Ю^
454
Содержание азота В паре у31 % мол.
28. ДИАГРАММА Т—у СИСТЕМЫ КИСЛОРОД — АЗОТ В ОБЛАСТИ р=78,5—196 кн/м2 и х3 = 90н-100% N2
Содержание кислорода в паре у1, % мол.
Температура
29.	ДИАГРАММА Т—у СИСТЕМЫ КИСЛОРОД—АЗОТ В ОБЛАСТИ
р = 78,5—196 кн/м? И х3 = 0-5-10% N2
Содержание кислорода д паре yf f % мол.
456
30.	ДИАГРАММА 7'у СИСТЕМЫ КИСЛОРОД — АЗОТ В ОБЛАСТИ
р = 390—690 кн/м2 И х3 = 904-100% N2
Содержание кислорода в nape у1} °/о мол
СЛ
Температура
<х>
31.	ДИАГРАММА Т—у СИСТЕМЫ КИСЛОРОД — АЗОТ В ОБЛАСТИ
р = 390—690 кн/м? И х3 = 504-70% N2
Содержание азота в паре у3, % мол.
Содержание кислорода В паре yf, % мол.
Температура
32. ДИАГРАММА Т—у СИСТЕМЫ КИСЛОРОД — АРГОН В ОБЛАСТИ
р = 98—196 кн/м? И х2 = О-т-20% Аг
Содержание кислорода в паре уи °/0мол.
Температура
459
СПИСОК ЛИТЕРАТУРЫ
1.	Аксельрод Л. С., Мигалинская Л. Н. Исследование работы инжек-
ционных массообменных тарелок. «Химическое и нефтяное машиностроение». 1968, № 8,
14 с.
2.	А м е л и н А. Г. Теоретические основы образования тумана при конденсации пара.
М., «Химия», 1966. 294 с.
3.	А р х а р о в А. М. и др. Техника низких температур под редакцией И. В. Марфе-
ниной, Е. И. Микунина. М.—Л., «Энергия», 1964, 448 с.
4.	Бошнякович Ф. Техническая термодинамика. Пер. с нем. М.—Л., Госэнерго-
издат. Ч. 1, 1955, 437 стр. Ч. 2, 1956, 255 с.
5.	Бродянский В. М. Энергетика и экономика комплексного разделения воз-
духа. М., «Металлургия», 1966, 67 с.
6.	Бронштейн И. Н. и Семендяев К. А. Справочник по математике. М.,
Гос. Изд-во физико-математической литературы, 1962, 608 с.
7.	Б у д н е в и ч С. С. Процессы глубокого охлаждения. М.—Л., «Машиностроение»,
1966, 260 с.
8.	Вассерман А. А., Казавчинский Я. 3., Рабинович В. А. Тепло-
физические свойства воздуха и его компонентов. М., «Наука», 1966, 375 с.
9.	Вассерман А. А., Рабинович В. А. Теплофизические свойства жидкого
воздуха и его компонентов. Изд. Комитета Стандартов, мер и измерительных приборов при
СМ СССР. М., 1968, стр. 239. Государственная служба стандартных и справочных данных.
Серия: Монографии; № 3.
10.	Вишнев И. П., Е л у х и н Н. К., М а з а е в В. И. Теплоотдача при кипении
в оросительных конденсаторах-испарителях. (Труды ВНИИкимаш). М., Машгиз, вып. 12,
1967.
11.	Вопросы глубокого охлаждения. Сборник статей под ред. проф. М. П. Малкова.
Изд-во иностранной литературы, 1961.
12.	В у к а л о в и ч М. П., Новиков И. И. Техническая термодинамика. М.,
«Энергия», 1968, 496 с.
13.	Г е л ь п е р и н Н. И. Дистилляция и ректификация. М.—Л., Госхимиздат, 1947,
312 с.
14.	Г е л ь п е р и н И. И., Зеликсон Г. М., Рапопорт Л. Л. Справочник
по разделению газовых смесей методом глубокого охлаждения. М., Госхимиздат, 1963, 512 с.
15.	Г е р ш Я. С. Глубокое охлаждение. Изд. 3-е, доп. и переработ. М.—Л., Госэнерго-
издат, ч. 1. Термодинамические основы сжижения и разделения газов. 1957, Ч. 1 и Ч. 2. Кон-
струкции машин и аппаратов, тепловые расчеты, описание установок глубокого охлаждения,
1960, 495. с.
16.	Г о л у б е в И. Ф. Вязкость газов и газовых смесей под ред. К. П. Гурова. М.
Физматгиз, 1959, 375 с.
17.	Густов В. Ф. Влияние некоторых факторов на кристаллизацию и возгонку при-
месей воздуха в регенераторах воздухоразделительных установок. Труды ВНИИкимаш.
М., ЦБТИ. Вып. 2, 1959, 64—82 с.
18.	Додж Б. Ф. Химическая термодинамика. Пер. с англ. М., ИИЛ, 1950, 786 с.
460
19.	Д о м а ш н е в А. Д. Конструирование и расчет химической аппаратуры, учебник
для высших учебных заведений по специальности «Машины и аппараты химических произ-
водств». М., Машгиз, 1961, 624 с.
20.	Е л у х и н Н. К-, Черняева И. Н. К вопросу об очистке воздуха от при-
месей в пластинчатых реверсивных теплообменниках. Аппараты и машины кислородных уста-
новок — (Труды ВНИИкимаша). Машгиз, Вып. 12, 1968.
21.	Е п и ф а н о в а В. И. и др. Азотно-кислородная установка ВНИИкимаш
БР-6. Аппараты и машины кислородных установок. Труды ВНИИкимаша, М., «Машино-
строение», Вып. 10, 1965, 3—44 с.
22.	Журавлева И. Н. и Елухин Н. К- Результаты экспериментального иссле-
дования пластинчато-ребристых теплообменников. Аппараты и машины кислородных устано-
вок. Труды ВНИИкимаша. М., Вып. И, 1967.
23.	Ж У р а в л е в а И. Н., Е л у х и н Н. К- Уравнение распределения температур
в ребре и некоторые особенности расчета трехпоточных пластинчато-ребристых теплообмен-
ников. Труды ВНИИкимаша. М., Машгиз. Вып. 11, 1967.
24.	К а р а п е т ь я н ц М. X. Химическая термодинамика. М.—Л., Госхимиздат,
1953, 611 с.
25.	Касаткин А. Г.,Плановский А. Н.,Чехов О. С. Расчет тарельчатых
ректификационных и адсорбционных аппаратов. М., Стандартиздат, 1961, 80 с.
26.	Кириллин В. А., С ы ч е в В. В., Ш е й н д л и н а Е. Техническая термоди-
намика. М., «Энергия», 1968, 472 с.
27.	К и р и л л и н В. А., Ш е й н д л и н А. Е. Термодинамика растворов. М.—Л.,
Госэнергоиздат, 1956, 272 с.
28.	Кислород. Справочник под ред. Д. Л. Глизманенко. М., «Металлургия», Ч. I
и II.
29.	Коган В. Б. Гетерогенные равновесия. Л. «Химия», 1968, 432 с.
30.	Кричевский И. Р. Фазовые равновесия в растворах при высоких давлениях.
М.—Л. Госхимиздат, 1952, 168 с.
31.	Коган В. Б., Ф р и д м а н В. М., Кафа р ов В. В. .Равновесие между жид-
костью и паром. М.—Л., «Наука», Книга первая, 1966, 642 с.
32.	Кутателадзе С. С. и Боришанский В. М. Справочник по теплопере-
даче. М.—Л. Госэнергоиздат, 1959, 414 с.
33.	Кэйс В. М. и Лондон А. Л. Компактные теплообменники. М., изд-во «Энер-
гия», 1967, 42 с.
34.	М а л к о в М. П. и др. Выделение дейтерия из водорода методом глубокого охла-
ждения. М., Госатомиздат, 1961, 150 с.
35.	М а л к о в М. П. и др. Справочник по физико-техническим основам глубокого
охлаждения. М.—Л., Госэнергоиздат, 1963, 416 с.
36.	М и к у л и н Е. И. Криогенная техника. М., «Машиностроение», 1969, 272 с.
37.	М о р о з А. И., Н а р и н с к и й Г. Б. Термодинамический анализ схем узлов
ректификации воздуха. Аппараты и машины кислородных установок. Труды ВНИИкимаш.
Вып. 8. М., «Машиностроение», 1964, 40—89 с.
38.	Н а р и н с к и й Г. Б. Исследование равновесия жидкость—пар в системе аргон—
азот. «Журнал физической химии», Т. 40, № 9, 1966, стр. 2022—2029, Т. 41, № 7, 1967,
1608—1614 с.
39.	Н а р и н с к и й Г. Б. Равновесие жидкость—пар в системах кислород—азот,
кислород—аргон, аргон—азот. Аппараты и машины кислородных установок. Труды ВНИИки-
маш, М., «Машиностроение», 1967. Вып. 11.
40.	Н а р и н с к и й Г. Б. Анализ принципиальных схем крупных установок для полу-
чения кислорода и чистого азота. «Химическое и нефтяное машиностроение», 1967, № 12.
41.	Наринский Г. Б. Расчет процесса ректификации тройной смеси кислород—
аргон—азот на вычислительных машинах. «Химическое и нефтяное машиностроение», 1968,
№^12, стр. 15—17. Труды 3-го Всесоюзного совещания по тепло- и массообмену, сб. «Тепло-
и массоперенос», Минск, «Наука и техника», Т. 4, 1968.
42.	Наринский Г. Б. Равновесие жидкость—пар в системе кислород—аргон—азот.
Аппараты и машины кислородных и криогенных установок. Труды ВНИИкимаш. Вып. 13,
1969, 110—142 с.
43.	Наринский Г. Б., Краковский Б. Д., Казукова К- А. Исследо-
вание процесса разделения воздуха с получением сырого аргона применительно к установкам
низкого давления. Аппараты и машины кислородных установок. Труды ВНИИкимаш, «Маши-
ностроение», вып. 10, 1965, 47—68 с.
44.	Наринский Г. Б., С т о л п е р Л. М. Оптимальная концентрация отходящего
азэта при проектировании установок технологического кислорода. Сб. «Применение вычис-
лительной техники решения задач химической технологии». М., ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ,
1968.
461
45.	О р л о в В. К-, С у х о в В. И., Поздняк В. Е. Гидродинамическая работа
конденсаторов-испарителей воздухоразделительных установок. Сб. «Взрывобезопасность
воздухоразделительных установок». ЦИНТИхимнефтемаш, М. 1969.
46.	П е т у х о в Б. С. Теплообмен и сопротивление при ламинарном течении жидкости
в трубах. М., «Энергия», 1967, 411 с.
47.	Петухов С. С. Очистка воздуха от ацетилена в регенераторах воздухораздели-
тельных агрегатов. Сб. «Обеспечение взрывобезопасной эксплуатации воздухоразделительных
установок». ЦИНТИхимнефтемаш, М., 1966, 107 с.
48.	П л а т о н о в В. М., Б е р г о Б. Г. Разделение многокомпонентных смесей. М.,
«Химия», 1965, 368 с.
49.	Р а м м В. М. Абсорбция газов, М., «Химия», 1966, 767 с.
50.	Разделение воздуха методом глубокого охлаждения. Под ред. В. И. Епифановой и
Л. С. Аксельрода. Т. 1, «Машиностроение», 1964, 478 с.
51.	Разделение воздуха методом глубокого охлаждения. Под ред. В. И. Епифановой и
Л. С. Аксельрода. Т. 2. «Машиностроение», 1964, 592 с.
52.	Светлов Ю. В. Конвективный теплообмен в организованных насадочных поверх-
ностях сложной формы. «Химическое и нефтяное машиностроение», 1969.
53.	Сегал. А. Единицы физических величин и их размерности, «Наука», 1969.
54.	С к о т т Ф. Т. Техника низких температур. Изд-во Иностранная литература, 1962,
413 с.
55.	Соколов Е. Я., Бродянский В. М. Энергетические основы трансформа-
ции тепла и процессов охлаждения. М., «Энергия», 1968, 336 с.
56.	С т а б н и к о в В. Н. Ректификационные аппараты. М., «Машиностроение»,
1965, 356 с..
57.	Т а р а н В. Н., Ш н а й д И. М. Труды Одесского технологического института
пищевой и холодильной промышленности. Т. II, 1962.
58.	Т у м а н о в А. И., Г у с т о в В. Ф. Теплообмен в регенераторах воздухораздели-
тельных установок. Труды ВНИИкимаш, М., «Машиностроение», Вып. 10, 1965, стр. 69—73.
59.	Установки разделения воздуха и оборудование для хранения, транспортировки и
газификации низкотемпературных жидкостей. Каталог. М., ЦИНТИхимнефтемаш, 1970.
60.	У с ю к и н И. П. и др. Машины и аппараты установок разделения воздуха методом
глубокого охлаждения. Атлас конструкций. М., Машгиз, 1959, 190 с.
61.	Фастовский В. Г., Петровский Ю. В., Р о в и н с к и й А. Е. Криоген-
ная техника. М., «Энергия», 1967, 416 с.
62.	Ш а р г у т Я-, Петела Р. Эксергия. Пер. с польского, М., «Энергия», 1968,
280 с.
63.	Armstrong М. and Schofield А. Е., The Design of Separation Distillation
Columns using a Computer, Chem. bug., 1969, N 5, pp. 184—189.
64.	Engineering data Section, «Cryogenic engineering news», 1969, N 1.
65.	Eckchard F, Schmidt. Warmeiibergang und Druckverlust in Rohrschlaugen.
Chemie Ingenieur Technick, 1967, Juli 10, seite 781—832.
66.	G 1 a s e r H. Warmeiibergang in Regenoratoren, Zeitscrift des VDJ, Beiheft «Ver-
fahrenstechnik», 1938, N 4, seite 112—125.
67.	H a u s e n H. Erzengung sehr tiefer Temperaturen, Gasverfliissigung und Lerlegung
von Gasgemischen. Von Helmuth Hausen. Berlin u. a. 1957 (Handbuch der Kaltetechnik.
Hrsg. von Rudolf Plank. Bd. 8).
68.	H о о n i g R. E. and Hook H. O.—Vapour Pessure Data for some Common
Gases, R. C. A. Review Technical Journal, Sept, 1960.
69.	К n a p p H. und Huck A. Luftzerlegungs—Apparatur mit Nebenkolonne zur
Argon Gewinnung. «Chem Ing. Technik», 1958, Bd. 30, N 1, S. 7—13.
70.	Kohler J. W., Jonkers C. D., Philips Techni. Rev. 1954, v. 16, N 3, p. 69—78,
N 4, p. 105—115.
71.	S c h u f t a n P. M. and Mackie A. G., The Rescol Process. «Trans. Inst. Chem.
Eng». 1958, v. 36, N 3, pp. 137—144.
ПРЕДМЕТНО-АЛФАВИТНЫЙ УКАЗАТЕЛЬ
А
Азот, содержание в воздухе 9; — физические
константы 429 сл.
----газообразный, вязкость 431, 449;—по-
лучение 115, 116, 117; — теплопровод-
ность 449,450
----газообразный чистый, получение 221 сл.
----жидкий, давление насыщенного пара
91, 434; — поверхностное натяжение
446; — получение 218 сл.; — получение,
минимальная работа 199; — теплота
испарения 445; — плотность на линии
насыщения 442
----отбросный воздухоразделительных уста-
4 новок 224, — концентрация 130, 148,
150, 171, 182
Азотные установки 218, 220 сл.; 224
----А-2800 146, 147;	—	исследования	зави-
симости между	составами	продуктов
разделения 228'
---- Г-6800 161, 226
----лабораторные 424
Азотно-кислородные установки 224 — прин-
ципиальные схемы 224 сл;
----регулирование работы верхней колонны
228
----г АКГ-115/18 235
----БР-6 238
----УАКГС-780 217; — режим работы 218
Аппараты
----воздухоразделительные см. Воздухораз-
делительные аппараты
----для очистки воздуха от влаги и угле-
кислоты 328, 329 сл., 331 сл.
Аргон, коэффициент извлечения 234, 235,
245 сл., 246, 250; — получение, 234
сл.; — содержание в азотной флегме 140,
141; — содержание в получаемом кисло-
роде 146, 149;, — содержание в сыром
аргоне 247 сл.; — содержание на тарелках,,
влияние на процесс ректификации 142,
145, 149, 227; — физические константы
429 сл., 443, 445, 448 сл.
----жидкий, давление насыщенного пара
94, 435; — поверхностное натяжение
446;— теплота испарения 445;— тепло-
проводность 451; плотность на линии
насыщения 443
Баланс
----материальный см. Материальный баланс
---- тепловой см. Тепловой баланс
----холода см. Холодильный баланс
ВСЯ
Ван-дер-Ваальса уравнения, 10, 11
Водород, содержание в воздухе 9; — физи-
ческие константы 429 сл.
Воздух
—	вязкость 449 сл., диагр. III
—	диаграмма S — Т 19, 21
—	диаграмма Т — I 20, диагр. II
—	очистка от влаги и углекислоты 328,
329 сл., 331 — влияющие факторы 332 сл.
—	примеси 9
—	разделение 21, 22, 84 сл.
---минимальная работа 84 сл.
---расход энергии 86, 159, 187 сл., 181,
185 сл., 199 (см. также Воздухоразде-
лительные установки, расход энергии)
— разделение способом глубокого охлажде-
ния 29 сл., 84
—	ректификация 21, 84, 104 сл., НО сл.
	влияние аргона 84, 121 сл., 138 сл.
— сжижение 22, 25, 32 сл.
—	состав 9
—	теплоемкость 447
—	теплопроводность 449
—	термические параметры состояния 10, 11
— термодинамические свойства 9 сл.
—	физические константы 429, 443, 445, 448 сл.
— энтальпия см. Энтальйия см. диаграммы
II, IV
— эффект Джоуля—Томсона 16 сл., 20, 26 сл.
Воздухоразделительные аппараты 104 сл. —
высота, уменьшение 119; — принципиаль-
ные схемы ПО сл.; — проектирование
120 сл.; — распределение компонентов на
тарелках 138 сл.
---двукратной ректификации 112; — ко-
лонны высокого давления см. Колонны
нижние; — колонны низкого давления
см. Колонны верхние; — компоновка
419 сл.; — расчет 125 сл.; — харак-
теристики 145; — эффективность, повы-
шение 116 сл.
---однократной ректификации 111; — кон-
струкции 416 сл.
--- с отбором аргонной фракции 226
---с получением сырого аргона 235 сл.
---с получением чистого азота 225
Воздухоразделительные установки (см. также
Азотные установки; Азотно-кислородные
установки; Кислородные установки); —
блоки разделения 153; — проектирование
153 сл. — расчет 156; — технологические
схемы, выбор 81 сл., 154, 177 сл., 191,
193, 197, 198, 226 сл., 232; — типы 154
---высокого давления для получения жид-
кого кислорода 202 сл.; — выход кисло-
рода, влияние различных параметров
204; — расчет 202 сл.
---высокого давления и двух давлений
с извлечением аргона 235 сл.; — ко-
лонны аргонные см. Колонны аргон-
ные; — коэффициент извлечения аргона
241; — показатели работы различных
установок 260 сл.; регулирование 245
сл.; — состав аргонной фракции 245 сл.
---высокого давления с дросселированием
для получения газообразного кисло-
рода 156 сл.; — расход энергии 158; —
регулирование 158 сл.
---высокого давления с предварительным
аммиачным охлаждением для получения
газообразного кислорода 158
463
----двух давлений для получения жидкого
кислорода 210|сл.; — расчет 212 сл.,
215 сл.; — сравнительная оценка рас-
четных показателей схем 213 сл.
----двух давлений с детандером для полу-
чения газообразного кислорода
161 сл.; — регулирование 163, 165
----двух давлений с предварительным ам-
миачным охлаждением для получения
газообразного кислорода 160
----двух давлений с предварительным ам-
миачным охлаждением для получения
чистого азота 226 сл.
----двух и трех давлений для получения
газообразного кислорода 155 сл.
----для получения газообразного азота
225 сл.
----для получения газообразного кислорода
192 сл.; — технологические схемы,
выбор 177 сл., 191
----для получения газообразного кислорода
с кислородным насосом 192 сл.; — срав-
нительная оценка различных схем 194 сл.
----для получения жидкого азота 218 сл.
----для получения жидкого кислорода 199
сл.; — выбор схем 217; — расход
энергии, влияние давления воздуха
208 сл.; — сравнительная оценка рас-
четных показателей схем 212, 213 сл.
----для получения технического кйслорода
177 сл.; — технологические схемы,
сравнение 177 сл.
----для получения технологического кисло-
рода 179; — расход энергии, влияние
исходных параметров 181, 182; — тех-
нологические схемы, сравнение 181 сл.
----Капицы 66, 204 сл.
---- низкого давления для получения газо-
образного кислорода 168 сл.; — анализ
потерь от необратимости процессов 189
сл.; — возможность получения жидкого
кислорода и азота 218; — применение
171; '— расход энергии 171; — регу-
лирование 171 сл.
—— низкого давления для получения газо-
образного кислорода с отбором чистого
азота 229 сл.; — расход энергии, зави-
симость от потерь холода 231
----низкого давления АКт-16-1 231
----низкого давления БР-9 238
---- низкого давления для получения газо-
образного кислорода с извлечением
аргона 252; — коэффициент извлечения
аргона 254, 255; — расход энергии 256;
---- низкого давления для получения жид-
кого кислорода 75, 204 сл.; — преиму-
щества и недостатки 206, — расчет 205
---- низкого давления для получения тех-
нического кислорода 174, 175
---- низкого давления для получения тех-
нологического кислорода 170
----одного давления для получения жидкого
кислорода 199 сл.; — расчет 201 сл.
---- среднего давления для получения жид-
кого кислорода 207 сл.
----среднего давления с детандером для
получения газообразного кислорода 159
сл.; — расход энергии 160
Высота единиц переноса массы 375 сл., 426
Вязкость газов и паров 429 сл.
rf ОГ
Газы, давление насыщенных паров 94, 435
сл.; — дросселирование 16, 17; — охлаж-
дение 25; — разделение 84 сл.; — сжиже-
ние 22 сл., 24, 25; — сжимаемость 11;
— теплопроводность 262, 449, 450; — тер-
мические параметры состояния 9; — урав-
нение состояния 9, 10; — физические кон-
станты 429 сл.; — эффект Джоуля—Том-
сона 16, 17
Гелий, давление насыщенного пара 437;
— содержание в воздухе 9; — физические
константы 429, 445, 446
Гидравлическое сопротивление, влияние на
расход энергии 181, 189 сл.
----барботажных колонн 383 сл., 398 сл.
---- насадки регенераторов 327
----насадочных колонн 420
----рекуперативных теплообменников 278
сл.
Гидродинамика
----кипения жидкостей 308
----физико-химическая, уравнения диффу-
зионных потоков 367
Графический расчет
----ректификации 105 сл., 120 сл., 148
---- среднеинтегральной разности темпера-
тур 288 сл.
----тепловой нагрузки конденсатора-испа-
рителя на стороне кипения 312
---- числа единиц переноса 375
----числа теоретических тарелок 108, 122 сл.
ДОТ
Давление
----насыщенных паров компонентов воз-
духа 92, 91, 435 сл.
---- парциальное 88 сл.
----статическое на тарелках, расчет 384-
Дальтона закон 88
Детандеры 30, 54 сл., 74 сл., 153
Джоуля—Томсона эффект 16 сл., 33 сл.
Диаграмма (ы)
----равновесия жидкость — пар в двойных
и тройных системах 90 сл.
----S—Т энтропийная 20 сл., 30 сл., при-
ложения III, V, VI, VII
----Т—I 20 сл., приложение II
----сл., приложения VIII, IX, X
----х = / 98, 105, 108, 127
----х= у 91, 97 сл., 101, 107, 108, 117^
115, 122, 124, 129, 130, 144, 236, 240,.
518 сл* приложения XI, XII, XIII, XIV
----холодильных циклов 23, 24, 29 сл.,.
32 сл., 38, 43, 45, 48, 52, 54, 55, 67,.
68, 75
Диффузия 367 сл.; 454
Дросселирование 16, 17
Дроссельный эффект 17 сл., 31, 37
----дифференциальный 17, 19; — диаграм-
мы 18	'
464
----изотермический 17, 20
----интегральный 18
Е
Единицы переноса массы 375 сл.
Ж
Жидкости
— испарение см. Испарение жидкостей
— кипение см. Кипение жидкостей
— поверхностное натяжение 384, 429, 446
— теплота испарения 430, 445
— плотность на линии насыщения 442 сл.
зор
Закон (ы)'
----Дальтона 88
----Ньютона 263
---- Рауля 87
----соответственных состояний 10
---- сохранения энергии 11
----термодинамики второй 14 сл., 28, 29
----термодинамики первый 11, 12
----Фурье 265
И
Инверсия 19, 20
Испарение
----жидкой кислородно-азотной смеси 99
сл.; — диаграммы 100, 103 сл.
— материальный баланс 102 сл.; — теплота
445
----жидкостей фракционированное 101, 104
К о
Капицы цикл низкого давления 7, 74 сл.
Карно цикл обратный 25
Кипение жидкостей
----в трубах 304 сл.; — гидродинамика
307, 308; — коэффициент теплоотдачи,
влияние размеров труб 306 сл.; — коэф-
фициент теплоотдачи, расчет 303 сл.
----пузырьковое 303 сл.
---- пленочное 304 сл.
Кислород, вязкость 451; — применение 5 сл.;
— содержание в воздухе 9; — физические
константы 429, 433, 442, 465 сл.
----газообразный, вязкость 448, 450; — по-
лучение на установках высокого и
среднего давления 158 сл.; — получе-
ние на установках двух давлений
160 сл.; — получение на установках
низкого давления 160 сл.; — сжатие
191 сл.; — сжатие, расход энергии
191 сл.; — теплопроводность 449
----жидкий 199 сл.; — давление насыщен-
ного пара 433; — получение, минималь-
ная работа 199; — поверхностное натя-
жение 446; — теплота испарения 445;
— плотность на линии насыщения 442
----технический 154;— получение 115,
174 сл.; — получение, сопоставление
технологических схем 177 сл.
----технологический 154; — получение 115,
147, 169, 180; — получение, повышение
экономичности процесса 116 сл., 150
30 П/ред. В. И. Епифановой
Кислородные установки, сопоставление схем
по расходу энергии 176 сл., 185 сл., 194 сл.,
207 сл., 210 сл.
----Г-120 (стендовая), распределение ком-
понентов в верхней колонне, исследо-
вания 141; — содержание кислорода
в отходящем азоте 151
----Г-540-Ар 249, 251 КЖ-1-Аг 249 сл.
----КГ-30 (стендовая), распределение ком-
понентов в нижней колонне, исследо-
вания 130 сл.
----КГ-300М 73, 163
----КТ-1000 73, 163
----КТ-1000-Ар 250, 251
----КТ-3600 168, 251
----КТ-3600-Ар 251
----низкого давления БР-1 272
—	КТ-5-2 171
—	КТ-12-2 171 сл.
— КТ К-35-2 171
режим работы 173; — содержание кисло-
рода в отходящем азоте 151
Клайперона уравнение 10
Клапаны
----автоматические холодного конца реге-
нератора 346, 349 сл.; — основные
размеры 350; — количество 350
----«приказные» 351
----принудительного действия теплого кон-
ца регенератора 345, 348 сл.; — основ-
ные размеры 349;
Колонны
----азотные 424
----аргонные 235; — рабочие линии 240
сл.; — расчет 239; — схемы присоеди-
нения 235 сл.; — число теоретических
тарелок 238, 242, 243; — флегмовое
число 242, 243
Колонны верхние 112
—	ввод азотной флегмы 419
—	диаграммы %—у для кислорода и аргона
245 сл.; 236
—	концентрационные напоры 115
—	линии ректификации, зависимость от места
ввода кубовой жидкости 142
—	материальный баланс, расчет 126
—	рабочие линии 119, 122
—	содержание кислорода в отходящем азо-
те 147 сл.
— состав пара и жидкости на тарелках 131
— число теоретических тарелок 129, 141 сл.,
147, 148, 152, 238, 246
Колонны
----верхние установок БР-5 412
----криптоновые 257, 411; — флегмовое
число 257; — число теоретических таре-
лок 258
----нижние 112; — ввод азотной флегмы
418; — давление, расчет 125, 126;
— линии ректификации 139 сл.; — ма-
териальней баланс, расчет 125; — число
теоретических тарелок 128, 140 сл.;
— состав пара и жидкости на тарелках
131, 140
----нижние установок БР-2 414
----нижние установок БР-6 412
----нижние установок КТ-ЮООМ 413
465
Колонны ректификационные 106, 153, 365 сл.
—	кинетика процесса 366
—	классификация 369 сл.
—	конструкция 370 сл., 409 сл.
—	конструкционные материалы 412 сл.
—	материальный баланс 106
—	назначение 365
— определение высоты рабочей части 376
— проектирование 125, 399, 409 сл.
— рабочие линии, нанесение на диаграмму
, х—у тройной смеси 128
---- уравнение 106
----расчет 105, 106, 124, 132, 366 сл.;
— расчет процесса ректификации на
вычислительных машинах 132 сл.
— эффективность разделительного действия
'374 сл., 378 сл.
Колонны ректификационные барботажные 371,
383
— гидравлическое сопротивление383 сл.,400
— захлебывание 391 сл.; 406
— массообмен,интенсивность, влияющие фак-
торы 377 сл., 393 сл.
— межтарельчатый унос жидкости 389 сл.
— неравномерность работы, влияние на эф-
фективность разделительного действия
381 сл., 386 сл.
----- причины 386
— тарелки см. Тарелки
— типоразмеры 415, 417
— эффективность разделительного действия,
влияющие факторы 376, 377 сл.
Колонны ректификационные
— насадочные, гидравлическое сопротивле-
ние 420; — растекание жидкости по
сечению насадки, схема 423; — расчет
423 сл.
— с эжекторными тарелками 374, 407 сл.
Конденсаторы-испарители 300 сл.; — расчет
311 сл.; — схемы 300 сл.; температурный
напор 125 сл., 244 сл., 315 сл.;
Конденсация кислородно-азотной смеси 103
Коэффициент (ы)
----гидравлического сопротивления — ка-
налов теплообменников 280 сл.
----насадки регенераторов 327 сл.
---- сухой тарелки 384, 426
----насадочных колонн 420 сл., 425
----диффузии газов 367, 456
----летучести 89
----массообмена 398
---- массопередачи 367
----сжимаемости И
----разделения 90
----смачиваемости насадок 423
----теплоотдачи 263 сл., 283 сл., 303 сл.,
309 сл., 327 сл.
---- теплопередачи 268 сл., 358 сл.
----теплопроводности 262, 449, 450
----эффективности разделительного действия
тарелки см. Тарелки, коэффициент эф-
фективности
Криптон, давление насыщенного пара 440;
— содержание в воздухе 9; — физические
константы 429, 438, 444, 448 сл. получение
первичного концентрата 257 сл.-
466
Критерий (и)
---- Галилея 303, 398
----Нуссельта 264, 279 сл., 303, 304, 309,
327 сл.; 398; 423
----Прандтля 264, 398
----Рейнольдса 264, 280 сл.; 283; 304;
338; 398 ; 421 сл.
----Эйлера 265; 407 сл.
Ксенон, давление насыщенного пара 438;
— содержание в воздухе 9; — физические
константы 429, 444; 448 сл.
(1л оТ
Ламинарное движение 262
Линии равновесия 91 сл., 96 сл., 100 сл.,
144, 248, 254, 367, 378
М
Массообмен 365 сл.; — коэффициенты 368,
398, 423; — уравнение 366
Материальный баланс процессов
---- испарения 99 сл.
---- конденсации 103 сл.
----ректификации 105 сл.
----смешения 98, 100
н eV
Напор
----концентрационный 115, 139, 141, 144,
237 252
----температурный 111, 163, 169, 176 сл.,
204, 244, 265 сл.; — расчет 286 сл.
Неон, давление насыщенного пара 438; — со-
держание в воздухе 9; — физические кон-
станты 429 , 436 , 444 , 445, 446 сл.
Неоно-гелиевая смесь, получение 157
Нуссельта критерий — см. критерий Нус-
сельта
Ньютона закон 272
орТ
Озон, содержание в воздухе 9
Охлаждение глубокое 21, 32 сл.
Правило
—S— проекций 99
—рычага 99, 106
рОТ
Равновесие фазовое 87 сл.
----в системе аргон—азот 94
----в системе кислород—азот 90 сл.
----в системе кислород—аргон—азот 93, 94
----в системе кислород—аргон—азот 95 сл.
Равновесия линия — см. Линии равновесия
Растворы
----'идеальные 87 сл.
---- правильные 89
Расширительные машины — см. Детандеры
Рауля закон 88
Регенераторы 166 сл., 171, 175
— зоны кристаллизации и возгонки дву-
окиси углерода 330
— изменение температуры газов и насадки
по высоте 321 сл.
—	клапанные устройства 346 сл.
—	к. п. д. 324 сл.
—	механизмы переключения 351 сл.
.— насадки 319 сл., 342 сл.
---гидравлическое сопротивление 327 сл.
---коэффициенты теплоотдачи 326 сл.
---начальное охлаждение 320 сл.
—	незабиваемость, расчет 333 сл.
—	способы обеспечения незабиваемости 337
сл.
—	очистка от воды и двуокиси углерода
328 сл.
—	принцип работы и устройство 319 сл.
—	расчет 356 сл.
—	сравнение с рекуператорами 360
—	уравнение для определения диффузион-
ного потока к поверхности насадки 332
— уравнение передачи тепла от воздуха
к насадке 331
—	холодопотери 341, 342
—	конструкции 342
—	конструкции 342 сл.
Рейнольдса критерий — см. критерий Рей-
нольдса
Ректификационные аппараты — см. также
Колонны ректификационные
---центробежные, преимущества и , недо-
статки 371, 427
Ректификация, 22, 104 сл.; — влияние
составных компонентов воздуха 84, 148;
— диаграммы 107 сл., 120 сл.; — мате-
риальный баланс 105; 126; — расход
энергии 85; — расход энергии, снижение
115; — расчет графический 107,-125 сл.,
148; — расчет, пример 125 сл.; — сущ-
ность процесса 104, 366 сл.
---бинарных систем, расчет 104 сл., 125
---тройных систем 94; — расчет 1 120 сл.
сорТ
Системы
---бинарные, диаграммы 456 сл.; — фазо-
вые равновесия 87, 91 сл., 97 сл.
---тройные, фазовые равновесия 87 сл.,
94 сл.
Сопротивление
---гидравлическое — см. Гидравлическое
сопротивление
Скрубберы 261
Стантона число 264 сл., 280
TQpT
Тарелки, к. п. д. локальный 379; — коэффи-
циенты эффективности 109, 132, 378 сл.,
394 сл.; — материалы конструкционные
410; — переливные устройства, расчет
391; — принцип действия 108; — схемы
устройства 108; — число 109, 128 сл.,
139 сл., 386
---барботажные, массообмен 393 сл.;
— расчет 377 сл., 399 сл.
---действительные 109, 132
---колпачковые 373; — коэффициенты эф-
фективности 394 сл.; — схемы потоков
373; — статическое давление, расчет 384
---провальные 374, 426 сл.; — коэффи-
циент эффективности 427
30*
----ситчатые, коэффициенты эффективности
394 сл.
----ситчатые кольцевые, переливные устрой-
ства 391; — расчет 392 сл., 404 сл.
----ситчатые кольцевые с вытеснителем 417
----ситчатые с р-образной перегородкой 416
----теоретические 108, 377 сл.; — число
124 сл., 128 сл., 142, 148, 152, 242,
246 сл., 255
----эжекторные, применение 407, — схема
устройства 374, 407; — расчет 407 сл.
Теория
----подобия 263, 356, 367, 398, 425
----равновесия фаз 87 сл.
Тепловой баланс
---- испарения 102, 103
----ректификации 106 сл.
----г смешения 98
Теплообменники 155; — гидравлическое со-
противление 278 сл.; — назначение и
устройство 269 сл.; — расчет тепловой
279 сл.; — сравнение с регенераторами
360; — теплообмен 265 сл.
----витые 270 сл.; — коэффициент тепло-
отдачи 281 сл.;
— расчет 286 сл.
----витые установок БР-1 270 сл.
----витые установок АКДС-30 372
----пластинчато-ребристые 283 сл. — по-
верхностей характеристики 274
— схемы каналов 278
— теплоотдачи коэффициенты284 сл.; — при-
менение 297; — расчет 285
----прямотрубные, коэффициент теплоот-
дачи 279
----прямотрубные установок БР-1 270
----прямотрубные установок БР-6 270
----регенеративные см. Регенераторы —
температурный напор 286; — в двух-
поточных теплообменниках 287 сл.;
— в многопоточных теплообменниках
типа труба в трубе 289 сл.; — в много-
поточных пластинчато-ребристых тепло-
обменниках 292
Т еплоотдача 263 сл.; — коэффициенты 263 сл.,
218 сл., 303, 305 сл.
----при кипении жидкости 305 сл.
----при конвекции 279, 286 сл.
----при конденсации пара 299 сл.
Теплопередача 265; — коэффициент 268
Теплопроводность 262, 431,451; —диаграммы
449, 450
Теплосодержание рм. Энтальпия
Теплота испарения компонентов воздуха 447
Термодинамика 9 законы 13 сл., 26 сл.
Точка инверсии 18
Турбулентное движение 262
yrrofr
Углерода двуокись, давление насыщенного
пара 439; — кристаллизация и возгонка
329 сл.; — содержание в воздухе 9; — фи-
зические константы 448, 449
Уравнение (я)
----Ван-дер-Ваальса 9, 10
---- Клайперона 10
467
----массообмена 368
---- передачи тепла конвекцией 263
----состояния газов 9
---- сохранения энергии И, 12
---- теплопередачи 268
----Фурье 262
Фаз равновесие см. Равновесие фазовое
Флегма 104, 112, 114 сл., 130
Флегмовое отношение 106, 114, 121, 142
Флегмовое число 77, 106, ПО, 115, 139, 141,
148, 166, 239, 242
xov
Холодильные агенты 29
Холодильные машины воздушные 29; — хо-
лодильно-газовые машины 220; — при-
менение в воздухоразделительных уста-
новках 220, 221
Холодильные циклы, диаграммы см. Диа-
граммы холодильных циклов; — мини-
мальная затрата работы 27, 28; — сравни-
тельная оценка 29, 30, 81 сл.; — холодо-
производительность 35 сл.
----с аммиачным охлаждением 44
----глубокого охлаждения, минимальная
затрата работы 27, 29; — назначение
21; — получение холода, способы 28 сл.
----идеальные 23 сл.
----каскадные 50
----низкого давления, диаграмма S — Т 75
----реальные 29, 30 сл.
----с детандером 30, 51 сл.; — диаграммы
S — Т 30, 51, 52, 54, 61, 69; — схемы
30, 51, 52, 61, 67, 75; — холодопроиз-
водительность 55, 53, 62, 65, 77, 80
----с дросселированием 30, 32 сл.; — диа-
граммы S = Т 33, 34, 36, 37, 38, 43,
45; — минимальная затрата работы 33,
34; — холодопроизводительность 32, 33
сл., 36, 39, 43, .45, 46, 49; — эффектив-
ность 35, 34, 40, 41
Холодильный баланс 22
Холодильный коэффициент 33 сл., 40
----идеального цикла Карно 23, 25
Холодопроизводительность 23, 32, 33 сл.,
39, 44, 45, 46, 49, 51, 55, 59 сл., 77 сл.
ц
Цикл (ы)
----Гейляндта 65, 67
—— Капицы 74 сл.
----Карно обратный 24 сл.
----холодильные см. Холодильные циклы
Эйлера критерий 294
Энтальпия 13, 16, 29, 30 сл., 97 сл., 162
Энтропийная диаграмма S = Т 20 сл., 30 сл.,
приложения III, V, VI, VII
Энтропия 14, 15, 26, 27, 84 сл.
Эффект Джоуля—Томсона 16 сл., 30, 39
ОГЛАВЛЕНИЕ
Предисловие	5
Введение	6
Раздел первый
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ И ПРИНЦИПИАЛЬНЫЕ ТЕХНИЧЕСКИЕ СХЕМЫ
Глава I. Термодинамические основы процессов глубокого охлаждения	9
Термодинамические свойства воздуха и его компонентов	9
1.	Состав воздуха ........._.............................................. 9
2.	Термические параметры и уравнения состояния	9
3.	Первое начало термодинамики ......................................... 11
4.	Второе начало термодинамики для обратимых процессов	13
5.	Эффект Джоуля — Томсона.............................................. 16
6.	Таблицы и диаграммы термодинамических функций	19
Принципы построения процессов глубокого охлаждения	21
7.	Назначение процессов глубокого охлаждения . .	21
8.	Необходимость непрерывного производства холода	22
9.	Идеальный холодильный цикл.......................................... 23
10.	Второе начало термодинамики для необратимых процессов	26
11.	Минимальная затрата работы ......................................... 27
12.	Основные способы получения холода, используемые в действительных циклах
глубокого охлаждения	...	. .	.	. .	.29
Г лава II. Основные циклы глубокого охлаждения и сжижения воздуха	32
Холодильные циклы с дросселированием ...	32
1.	Цикл с однократным дросселированием.................................. 32
2.	Цикл с двойным дросселированием и циркуляцией ....................... 42
3.	Цикл с дросселированием и промежуточным (аммиачным) охлаждением ....	44
4.	Цикл с двойным дросселированием, циркуляцией и промежуточным (аммиач-
ным) охлаждением ........................................................ 49
5.	Цикл с дросселированием и многоступенчатым (каскадным) промежуточным
охлаждением	50
Циклы	с детандером ........................................................ 51
6.	Цикл	с детандером на низком температурном уровне	51
7.	Цикл	с,детандером на исходном температурном уровне	67
8.	Цикл	низкого давления............................................... 74
9.	Цикл	с детандерами на разных температурных уровнях	...	77
10.	Цикл	с детандером и промежуточным (аммиачным) охлаждением .	78
Глава III. Термодинамические основы процесса разделения воздуха	84
1.	Минимальная работа разделения газовых смесей.......................... 84
2.	Равновесие между жидкостью и паром в системах из кислорода, аргона и азота 87
Некоторые сведения из теории равновесия между жидкостью и паром в би-
нарных и тройных системах	.	.	87ч
469
Равновесие жидкость—пар	в	системе	кислород—азот .	90
Равновесие жидкость—пар	в	системе	кислород—аргон	94
Равновесие жидкость—пар	в	системе	аргон—азот......................... 94
Равновесие жидкость—пар	в	тройной	системе кислород—аргон—азот .	94
Диаграмма концентрация — энтальпия системы кислород—азот............... 97
3.	Изменение концентраций в процессах испарения, конденсации и ректификации	99
Процесс испарения .	99
Процесс конденсации .	103
Процесс ректификации.................................................. 104
4.	Принципиальные схемы воздухоразделительных аппаратов	ПО
Разделительный аппарат с азотным циклом	ПО
Аппарат однократной ректификации	111
Аппарат двукратной ректификации....................................... 112
Получение технического и технологического кислорода • • •,............ 115
Способы повышения эффективности процесса разделения при получении тех-
нологического кислорода............................................... 116
5.	Графический метод расчета процесса ректификации тройной смеси кислород—
аргон—азот................................................................ 120
6.	Пример расчета процесса ректификации в воздухоразделительном аппарате . .	125
7.	Расчет процесса ректификации тройной смеси кислород—аргон—азот на вычис-
лительных машинах . .•.................................................... 132
8.	Основные соотношения и распределение компонентов в аппарате двукратной
ректификации ....	138
Нижняя колонна	139
Верхняя колонна ...................................................... 141
Верхняя колонна с пониженным флегмовым числом	148
Глава IV. Принципиальные схемы воздухоразделительных установок	153
Получение газообразного кислорода под атмосферным давлением	155
1.	Установки одного высокого или среднего давления .	155
2.	Установки двух давлений ............................................... 160
3.	Установки двух и трех давлений с пониженным флегмовым числом в верхней
колонне.................. .	166
4.	Установки одного низкого давления ....................................  168
5.	Сопоставление схем установок с аппаратам двукратной ректификации и раз-
личными холодильными циклами.............................................. 176
Установки для получения технического кислорода, содержащего 99,5% О2 177
Установки для получения технологического кислорода, содержащего 95% О2 179
6.	Сопоставление схем установок низкого давления с различными разделитель-
ными аппаратами........................................................... 182
Сопоставление схем по расходу энергии .	185
Анализ потерь от необратимости процессов ....	188
Получение сжатого кислорода с помощью жидкостного насоса .	191
7.	Сжатие. кислорода с помощью насоса и компрессором	191
8.	Установки одного высокого или среднего давления	192
9.	Установки двух давлений с детандером	197
Получение жидкого кислорода и жидкого азота	................ 199
10.	Минимальная работа получения жидкого кислорода и жидкого азота из воз-
духа ........................ .	199
11.	Установки одного давления........... 199
Метод расчета схемы одного давления	199
Установка высокого давления	202
Установка низкого давления ................ • 204
Установка среднего давления с	регенераторами......................... 207
Установка среднего давления с адсорбционной очисткой воздуха .	208
Зависимость расхода энергии от давления воздуха	209
12.	Установки двух 5давлений.............................................. 210
Установки двух давлений с применением воздуха высокого давления . .	211
> Установки двух давлений с циркуляционным потоком среднего давления	215
13.	Установки для получения жидкого азота. Получение жидкого кислорода и 218
жидкого азота на установках газообразного кислорода	.	218
14.	Установки с применением холодильных газовых машин	220
Получение чистого газообразного азота.......................................... 224
15.	Получение чистого азота в небольших количествах на установках, предназна-
ченных для производства кислорода...................................... .	225
16.	Установки с максимальным извлечением чистого азота и кислорода .	226
470
17.	Установки низкого давления с регенераторами (реверсивными теплообменни-
ками) для одновременного получения кислорода и чистого	азота	.	229
Установка с отбором чистого азота из верхней колонны	.	230
Установка с отбором чистого азота из нижней колонны	231
18.	Специальные установки для получения чистого газообразного азота .	233
Получение сырого аргона........................................................ 234
19.	Получение сырого аргона на установках с холодильным циклом высокого и
среднего давления ......................................................... 235
Схема присоединения аргонной	колонны............................... 235
Рабочие и равновесные линии верхней колонны при [извлечении аргона 235
Процесс ректификации в аргонной колонне и состав сырого аргона . .	239
Состав аргонной фракции и коэффициент извлечения аргона из воздуха .	245
Регулирование воздухоразделительных колонн с извлечением аргона .	247
Показатели промышленных установок с извлечением аргона . .	249
20.	Получение сырого аргона на установках низкого давления	 252
Получение первичного криптонового концентрата ................................. 257
21.	Схема получения первичного криптонового концентрата на кислородных уста-
новках ............................. ...	.	. .	.	257
Раздел второй
ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ УСТАНОВОК
Глава V. Теплообмен и теплообменники	261
1. Способы переноса тепла 		262
2. Теплоотдача и гидравлическое сопротивление при вынужденной конвекции • •	263
3. Передача тепла через оребренную стенку	265
4. Теплопередача 		268
5. Рекуперативные теплообменники . .	269
Трубчатые теплообменные аппараты . .	270
Пластинчато-ребристые теплообменники		273
6. Теплоотдача и гидравлическое сопротивление в рекуперативных теплообмен-	278
никах 		
Прямотрубные теплообменники	279
Витые теплообменники 		281
Пластинчато-ребристые теплообменники	284
7. Температурный напор ....	286
Двухпоточные теплообменники . . е . . . .	287
Среднёлогарифмическая разность температур	287
Среднеинтегральная разность температур	288
Многопоточные теплообменники 			289
Трехпоточный теплообменник типа «труба в трубе» . .	290
Многопоточные пластинчато-ребристые теплообменники	292
8. Реверсивные пластинчато-ребристые теплообменники	297
9. Конденсаторы-испарители		300
Теплоотдача> при конденсации пара	303
Теплоотдача при кипении 	 f	305
Методика расчета конденсаторов-испарителей	311
Последовательность расчета 	 Пример расчета по определению температурного напора в конденсаторе-	312
испарителе 	 .	.	317
Глава VI. Регенераторы . .	319
1.	Принцип действия регенераторов .......................................... 319
2.	Начальное охлаждение насадки регенератора................................ 320
3.	Характер изменения температуры газов и насадки по высоте	регенератора 321
4.	Влияние различных факторов на эффективность теплообмена в регенераторах 324
5.	Коэффициент теплоотдачи в регенераторах	326
6.	Гидравлическое сопротивление насадки..................................... 327
7.	Очистка воздуха от воды и двуокиси углерода в регенераторах	. . .	328
8.	Влияние некоторых факторов на степень очистки воздуха от примесей	.	331
9.	Условия незабиваемости регенераторов..................................... 333
10.	Способы обеспечения незабиваемости регенераторов	337
А.	Отбор части воздуха из середины регенератора........................ 337
Б. Увеличение отношения объема обратного потока к объему прямого
потока ...................... .	338
471
В.	Организация «петлевого» потока по методу тройного дутья......... 339
Г. Подогрев «петлевого» потока в змеевиках, встроенных в регенераторы 340
11.	Влияние температуры воздуха, подаваемого в регенераторы, на потери холода 341
12.	Конструкция регенераторов ........................................ .	342
Регенераторы с насадкой из гофрированной металлической ленты.......	342
Регенераторы с насыпной насадкой из камней и со встроенными змеевиками 343
13.	Переключение потоков в регенераторах	.	345
14.	Клапаны принудительного действия	348
15.	Клапаны автоматического действия	349
16.	Механизм переключения .	351
17.	Расчет регенератора .	356
Расчет по подобию................................................... 356
Приближенный расчет регенератора.................................... 356
Схема приближенного теплового расчета регенератора ................. 357
Пример теплового расчета регенератора с насадкой в виде дисков из алю-
миниевой гофрированной ленты или кускового базальта .	360
Глава	VII. Ректификационные колонны .	365
1.	Основное уравнение массообмена	....	366
2.	Классификация ректификационных	колонн	369
3.	Единица переноса массы............	374
4.	Теоретическая и реальная тарелки...................................... 377
Локальный коэффициент полезного действия тарелки ....	379
Коэффициент эффективности разделительного действия тарелки........... 380
5.	Влияние неравномерности работы колонны на эффективность разделительного
действия ................................................................. 381
6.	Влияние продольной диффузии и уноса на разделительное действие тарелок 382
7.	Гидравлическое сопротивление, тарельчатых барботажных колонн	383
8.	Область гидравлически устойчивой работы колонн........	385
Неравномерность работы барботажных тарельчатых колонн	386
Межтарельчатый унос ............ .	389
Захлебывание тарельчатых колонн .	391
9.	Массообмен на барботажных тарелках................................... 393
10.	Гидравлический расчет ситчатых колонн воздухоразделительных установок 399
Пример расчета по определению основных размеров тарелок . .	404
11.	Конструкция и расчет колонн с инжекционными тарелками................ 407
12.	Конструкция ректификационных колонн промышленных установок разделе-
ния воздуха ................................................... .	409
13.	Насадочные ректификационные колонны .	420
Насадочные колонны с сетчатой насадкой	423
14.	Новые типы ректификационных аппаратов	426
Центробежные ректификаторы . .	427
Приложения................................................................... 428
Список литературы • . .	460
Предметно-алфавитный указатель ....	463
РАЗДЕЛЕНИЕ ВОЗДУХА МЕТОДОМ ГЛУБОКОГО ОХЛАЖДЕНИЯ
ТЕХНОЛОГИЯ И ОБОРУДОВАНИЕ
Под ред. д-ров техн, наук профессоров В. И. Епифановой и Л. С. Аксельрода
Том 1. Термодинамические основы разделения воздуха,
схемы и аппараты воздухоразделительных установок
Редактор издательства Н. А. Иванова
Технический редактор Н. Ф. Демкина Корректор Л. В. ^Асташенок.
Переплет художника А. Д. Михайлова
Сдано в набор 17/V 1973 г. Подписано к печати 29/1 1973 г. Т-07129 Формат 70 X 1001/' в
Бумага № 3 Усл. печ. л. 42,9	(7 в т. ч. вкладок) Уч.-изд. л. 45,8 Тираж 9000 экг.
Заказ 1856	Цена 3 р. 08 к. (с вкладками)
Издательство «Машиностроение», Москва, Б-78, 1-й Басманный пер., 3
Государственном Комитете Совета Министров СССР по делам издательств,
полиграфии и книжной торговли
193144, Ленинград, ул. Моисеенко, 10