Бурение грунтовых зондов, установка энергетических колодцев

Масообміні процеси в біогазовій установці. На зростання і ро­звиток мікроорганізмів істотний вплив роблять масообміні проце­си, тому вони заслуговують на всебічне теоретичне і експеримента­льне дослідження. Елементом процесу масообміну є перенесення речовини в середовищі, поміщеному в реакторі. Процес перенесен­ня в суцільному середовищі обумовлений наявністю градієнта кон­центрації і вектора швидкості. Врахувати спільну дію цих двох чинників можна в рівнянні конвекційної дифузії.

Для довільного елементу середовища об’ємом V с поверхнею f баланс речовини визначиться перенесенням речовини унаслідок концентраційної (молекулярною) дифузії, перенесенням речовини конвекцією і зміною концентрації речовини в об’ємі V. Перенесен­ня речовини унаслідок молекулярної дифузії підкоряється закону Фіка.

Через майданчик df елементу перенесення речовини визнача­ється залежністю [299]

D • gradC • ndf, (6.102)

де D — коефіцієнт молекулярної дифузії;

С — концентрація речовини; п — одиничний вектор нормалі до поверхні.

Автори	Залежність	Діапазон параметрів	Середовище	Тип стінки
1. Шаров Ю.1. [304]	~1П 0.135 0,106 a = 219-q — wr a = 612-q — wr	wr = 0,4…3 м/с, q = 40.. .600 kBt/m2 q=600… 1200 kBt/m2	Вода	Не впливає
2. Соколов В. Н. [305]	Nu = 0,3-Рг1/3, для КБ > 18 Nu = 0,146-(Pr„)1/3 • KE 1,4 , для КБ < 18	wr = 0,01…2,5 м/с Prp = 2…300	Вода, в’язкі рі­дини	Трубки d= 8…38мм
3. Fair J. R., та ін. [304]	a = 9000-Wp0’22	wr = 0,02.. .0,046 м/с q = 11,2 kBt/m2	Вода	Трубки d = 38 мм, L = 2,8 м
4. Kolbel Н Langemann Н [3041	Nu = 43 Re0’22 для Re* > 150 Nu = 22,4 Re0 355 для Re > 150	wr = 0,005…0,1 м/с q = 20… 150 kBt/m2	Вода, розчин органічних ре­човин	Трубки d = 30 мм, L = 0,1 м
5. ТаратЕ. Я. таін. [304]	f 2 У/3 “■ Vp =0.108 ^ g V У	Wp (vp — g}/3	0.22 ,Pr 0,48 rrP	wr = 0,001…2,0 м/с q < 100 kBt/m2	Вода	Одиночні поверхні
6. Алабовский А. Н., та ін. [306]	( Y’ n L v -0 654 Pr	175	wr L v	0,15 P 0.33 p	wr = 0,4…2,5 м/с pr = 0,5…5 кг/м3 pp = 800.. .2000 кг/м3 t„ = 20…85 °С
IX — U, UJ4- ■ V^Py	vp
7. Соколов В. Н. [307]	Nu = 0,3Prp°-25 для wr > wr Kp Nu = 0,3Prp°’25-(wr/wr Kp)0’2 для wr < wr Kp	wr = 0.009.. .0,7 м/с q < 4…60 kBt/m2	Вода, розчин органічних ре­човин	Трубки d=19,5 мм, d = 32 мм

255

Таблиця 6.2 — Залежності для розрахунку інтенсивності тепловіддачі від твердої стінки до середовища за умов підведення газової фази в область теплообміну [375]._______________________________________

Автори	Залежність	Діапазон параметрів	Середовище	Тип стінки
8.Гусев С. Е Шкловер Г. Г. Г3081	a—=l,8Ra 0,056 — Re0,30 X	Ra = 105…3-105 Pr = 5,2…6,8 Re** = 210…980	Вода, повітря	Трубка d = 8 мм L = 0,56 м
9. Керим-кулов Б. К. [309]	а, =33,88 A^-h^-w^0’5)	* * * h0 =0,1…0,6 m, wr = 0,3… 1,44 м/с, tn = 28…46 °С	Масла, гліцерин, вода, повітря	Стінки колони
10. Deckwer W. D. [310]	q _01fwr-dB w? pr2^	0.25		Вода, повітря
Pp ‘wr ‘Cp — At v g-dB py
11. Авдеев А. А. [310]	9 о 1 R5 Pr 0,5	( ( v-g-wr — 1-^- V pp)	ч-0,25 /	wr= 0,0024.. .0,42 м/с tp= 16,6…247 °С cp = 0,9…37,8	Вода, повітря,	Трубки в ядрі потоку
A a ** P Pp — wE — cp — At
12.Соколов В. Н. [304]	асусп -1 + 28-m0’	65 .(p — d3 )0,21 Ptb **тв /	dTB < 0,2 мм, cpTB < 0,4 dra < 2 мм, cpTB < 0,22	Пісок, полістирол
1 1 ZO VTB а

256

Позначення:

w — d *Re-—-—

Fr0TB

площа отворів; F^,

площа трубної решітки;

*** h0 — висота пінного шару.

Повний потік речовини через поверхню f

||(DgradC-n)df. (6.103)

Відповідно до теореми Остроградського запишемо інтеграл по поверхні f через інтеграл за об’ємом V

Ці di v (D gradC ) dV. (6.104)

Перенесення речовини за рахунок конвекції через поверхню виділеного елементу субстрату описується комплексом

||(Cwn)df, (6.105)

де w — вектор швидкості.

Використовуючи теорему Остроградського, отримаємо потік речовини через об’єм V за рахунок конвекції

|||div(Cw)dV. (6.106)

Зміна концентрації речовини в даному об’ємі V рівна

(6.107)

Vc — об’єм апарату, зайнятий субстратом; со — об’ємна швидкість.

У результаті рівняння балансу для виділеного елементу реак­тора запишеться таким чином

f f f —— + di у(Сс5) — div(DgradC) = 0.

Об’єм V вибраний довільно, тому підінтегральне вираження також дорівнює нулю.

ЯГ

— + div(Cco) — div(DgradC) = 0. (6.109)

дт

Для стискуваного середовища, якщо, наприклад, біохімічний процес супроводжується аерацією процесу, для дС/дт слід запису­
вати субстанціальну похідну. Рівняння (6.109) називається рівнян­ням конвекційної дифузії і описує перенесення речовини власне дифузією і конвекцією. Його доданки враховують:

• швидкість зміни концентрації речовини 3 в часі і просторі;

• потік речовини за рахунок наявності гідродинамічного джерела (при цьому, в загальному випадку, вектор швидкості має компоненти по по коор­динатах — сох, соу, coz);

• потік речовини, викликаний наявністю градієнта концентрації, тобто молекулярною дифузією.

У біогазовому реакторі компоненти, що знаходяться в середо­вищі, споживатимуться в процесі біосинтезу, що відбувається. Швидкість вжитку компонентів субстрату залежить від концентра­ції мікроорганізмів в середовищі, а також від кінетики процесу їх зростання.

Рівняння конвекційної дифузії у формулі (6.109) не враховує зміни концентрації речовини в середовищі, обумовленої процесом реакції. З обліком цього явища рівняння (6.109) можна записати так

яг

— = div(DgradC) — div(Cw) — R(C), (6.110)

Ят

де R(C) — швидкість вжитку речовини в процесі біосинтезу.

У багатьох випадках (6.110) можна спростити. Якщо середо­вище з гідродинамічної точки зору нестискуване (p=const, де р — щільність речовини), то біута = 0, тоді матимемо

яг

— = div(Dgradr) — (wgradr) — R(C). (6.111)

Ят

Без особливої погрішності процеси, що протікають в біореак — торах, можна розглядати як стаціонарні. Тоді рівняння (6.111) при­йме вигляд

div(Dgradr)- (wgradr)- R(C) = 0 (6.112)

У реакторах біогазових установок значна частина середовища знаходиться в рідкій фазі. Тому можна вважати, що все середови­ще, незалежно від її структури, переміщається з однаковою швидкі­стю, що дозволяє розглядати дифузію речовини в умовах нерухо-

div(DgradC) — R(C) = 0. (6.113)

У процесі перемішування субстрата в реакторі може встанови­тися розвинений турбулентний режим, що сприяє вихровій (турбу­лентною ) дифузії речовини. Міри впливу молекулярної D і турбу­лентною DT дифузій на перенесення речовини в реакторі залежать від гідравлічного критерію Рейнольдса. При малих значеннях числа Рейнольдса в потоці переважають сили в’язкості і визначає є режим молекулярного перенесення. Із збільшенням числа Re коефіцієнт турбулентної дифузії стає сумірним з коефіцієнтом молекулярної дифузії. При подальшому збільшенні турбулентності потоку основ­ним стає режим турбулентного перенесення. У кожному конкрет­ному випадку залежно від характеристики потоку в реакторі (стаці­онарний або нестаціонарний режими, міра турбулентності потоку і так далі) слід вибирати ту або іншу модель перенесення речовини в реакторі.

Розрахунок теплообмінних процесів в біогазовій установці Спрощена схема аналізу систем обігріву субстрату в реакторі при­ведена в роботі [299]. Автор розглядає наступні варіанти обігріву: гарячою водою, електроенергією, парою, гарячими газами.

Вода, використовувана в реакторі, може підігріватися елект­роенергією або за допомогою гарячих газів. Для першого варіанту підігрівання схема системи теплопостачання реактора, показана на рисунку 6.14.

Qt. ii. = WM — AWT э — AQH — aAQTP — AQT O — AQP, (6.114)

де QT. n. — теплова корисна енергія;

W. UI — потужність системи електрообігріву води;

AWT3. — втрати енергії при перетворенні електроенергії в теплову енергію; AQH — втрати теплової енергії в нагрівачах;

AQtp — втрати теплової енергії при транспортуванні в трубопроводі;

AQt. o. — втрати теплової енергії в теплообміннику;

AQP — втрати теплової енергії реактора.

При підігріванні води продуктами згорання схема системи те­плопостачання реактора показана на рисунках 6.15 та 6.16.

Корисна теплова енергія при цьому

QT. n. = N — ANn в — AQH — aAQTP — AQT O — AQp, (6.115)

де N — теплова потужність продуктів згорання;

A Nn. B. — втрати енергії при передачі теплоти від продуктів згорання во­ді, що підігрівається.

-‘чі. Ь -^Qh ^ДРт. р. -^Qt. o -^Qm

Рисунок 6.15 — Схема теплових втрат при теплопостачанні реактора в разі живлення джерела теплової енергії продуктами згорання

^Qt. o -^Qm

Рисунок 6.16 — Схема втрат теплової енергії при теплопостачанні реак­тора в разі живлення нагрівального елементу від енергії електромережі

Кількість теплової енергії QT п при цьому

Qx. li. = N3J1 — AN3l — AQH — AQT O — AQM, (6.116)

де Кш — витрата електроенергії в системі опалювання;

A N, i — втрати енергії при перетворенні електроенергії в теплову;

AQM — втрати теплоти через стінки реактора.

Теплопостачання реакторів електроенергією виробляється за допомогою ТЕН-ов і індукторів. Це спрощує систему обігріву. Прикладом таких систем обігріву може служити біогазова установ­ка НБГУ-1. Проте такі системи взриво — і пожароопасни. Схема теп­лопостачання за допомогою пари приведена на рисунку 6.17.

Qt. ii

ЛЛ

Xiln. nXQn -^Qt_p

Рисунок 6.17 — Схема теплових втрат при теплопостачанні реактора енергією пари

Рівняння теплового балансу має вигляд

QT. n. = м — АМп. п. — AQh — AQTP, (6.117)

де М — теплова потужність джерела паротворення;

АМПП — втрати енергії в системі здобуття пари.

Для газоконтактного способу обігріву реактора розрахункова схема приведена на рисунку 6.18

Рисунок 6.18 — Схема втрат теплової енергії при теплопостачанні реак­тора при обігріві органічної маси газоконтактним способом

Корисна теплова енергія при цьому

Qt. il = Е — ДЕ — AQM, (6.118)

де Е — теплова потужність продуктів згорання, безпосередньо викорис­таних для обігріву реактора,

ДЕ — втрати теплової енергії при передачі її субстрату.

Викладений вище аналіз може розглядатися як перше набли­ження розрахунку теплових процесів, що відбуваються в реакторі. Нижче приводиться метод розрахунку теплообмінника в реакторі і опис розрахунку втрат теплоти біогазової установки розглянутої
авторами [300, ЗОЇ]. Теплові процеси роблять істотний вплив на ефективність біогазової

Теплові процеси роблять істотний вплив на ефективність біо­газової установки, тому вони потребують вивчення і аналізу з ме­тою визначення оптимальних режимів здобуття біогазу.

Як нагрівальні агрегати застосовують, переважно, трубчасті теплообмінники, де теплоносієм служить вода, нагріта, найчастіше, до температури 60 °С.

Шж = 0,021 Re®’80 РГр-43(Ргр/Ргс)°-25в;, (6.119)

де критерій Нуссельта Nup = осі / ,

критерій Рейнольлса Re = wl/vp, критерій Прандтля Prp = vp /ар і Prc = vc /ас ;

а — середнє значення коефіцієнта тепловіддачі, Вт/(м -К) (брати до ува­ги, що основною складовою субстрата є рідина, можна вважати, що А. р дорі­внює теплопровідності води);

w — швидкість руху субстрата при перемішуванні, м/с; v — коефіцієнт кінематичної в’язкості, м /с;

а — температуропровідність; індекси «р» і «с» вказують на те, що фізи­чні властивості теплоносія відносяться до рідини і до стінки.

Коефіцієнт 8і враховує зміну середнього коефіцієнта тепловід­дачі по довжині труби. Якщо 1/d >50, где 1 и d — відповідно довжина і діаметр труби, то Єі=1. При l/d<50 необхідно враховувати вплив початкової термічної ділянки. Залежність 8і від І/d і Rep приведена в роботі [302]. Для визначення коефіцієнта тепловіддачі на зовніш­ній поверхні труби теплообмінника слід звернутися до методів роз­рахунку обтікання циліндрової поверхні потоком рідини показує, що у визначеному місці спостерігається відрив течії, а в кормовій частині трубопроводу утворюється інтенсивне конвекційного теп­лообміну при поперечному обтіканні труб. Дослідження попереч­ного обтікання циліндрової поверхні потоком рідини показує, що у визначеному місці спостерігається відрив течії, а в кормовій части­ні трубопроводу утворюється інтенсивна вихороподібне течія. При цьому конвекційний теплообмін для окремих місць поверхні цилін­дра виявляється вельми нерівномірним. Найбільших значень коефі­цієнт тепловіддачі досягає на лобовій і кормовій частинах поверхні циліндра. Підвищена тепловіддача на лобовій поверхні циліндра відповідає мінімальній товщині пограничного шару рідини в цьому місці, а посилене перенесення теплоти в кормовій частині циліндра можна пояснити інтенсивним вихороподібнім перебігом середови­ща. Для визначення середнього значення коефіцієнта тепловіддачі циліндрової поверхні в потоці рідин і газів запропоновані формули [303]:

при Rep=(5…1)103

Nup = 0,50 Rep5 РГр°-38(РГр/Ргс)0-25; (6.120)

при Rem=1103…2105

Nup = 0,25 Rep6 РГр°’38(РГр/Ргс)0’25. (6.121)

Ці формули отримані для випадку, коли кут зустрічі набігаю­чого потоку з циліндром дорівнює 90 °С. Якщо кут атаки |У відріз­няється від 90°, то коефіцієнт тепловіддачі, підрахований по фор­мулах (6.120) і (6.121), слід помножити на поправочний коефіцієнт

S = a^/a^-90’ (6.122)

де а(|) — коефіцієнт тепловіддачі при даному вугіллі атаки;

CV90 " коефіцієнт тепловіддачі, отриманий по формулах (6.120) і

(6.121) .

Кількість теплоти, передаваної від гріючого теплоносія до субстрата, що підігрівається, визначається з рівняння теплопередачі

Q = k-A-At, (6.123)

де k — коефіцієнт теплопередачі;

А — площа поверхні теплообміну;

At — середнє значення перепаду температур.

Розрахункове рівняння для визначення середнього значення коефіцієнта тепловіддачі при турбулентному режимі течії має ви­гляд [302]

Nup =0,037 Rep8 Prp0,43(Prp/Prc)0’25. (6.124)

Для режимів бродіння, коли немає перемішування субстрата, найбільш обґрунтованою моделлю теплообміну є тепловіддача при вільній конвекції для ламінарного режиму. Коефіцієнт тепловіддачі при цьому визначається по формулі

Nu = 0,54(GrPr)025, (6.125)

де критерій Грасгофа Gr = gptl3 / о2 ;

g — прискорення вільного падіння;

Р — температурний коефіцієнт об’ємного розширення теплоносія;

At — характерний перепад температур.

Комментарии запрещены.