Рисунок 10 - Временная зависимость степени массообмена E(Ho). Re0=2754, l/dэ=1250, вх=0.99, Sr=0.11, Rэф2/Rэф1=1.0, пер=0.025. Кривые - расчет, точки - эксперимент. Для кривой 1 - Rэф1=8.8106, 2 - Rэф1=11.4106	Рисунок 11 - Временная зависимость степени массообмена E(Ho). Re0=2754, l/dэ=1250, вх=0.97, Sr=0.11, Rэф2/Rэф1=1.0, пер=0.025. Кривые - расчет, точки - эксперимент. Для кривой 1 - Rэф1=18.8106, 2 - Rэф1=17.6106

Первоначально проведено экспериментальное исследование массообмена потоков двух жидкостей - дистиллированной воды и раствора кальцинированной соды Na₂CO₃. Затем выполнена серия опытов по исследованию массообмена потоков жидкости и суспензии. В качестве жидкости был взят водный раствор NaCl, а в качестве модельной суспензии - суспензия измельченного перлита в дистиллированной воде.

Опыты проведены для разных порозностей суспензии и для двух перегородок с разными сопротивлениями фильтрации. Результаты двух опытов и расчетные кривые по системе уравнений (14) - (20) представлены на рисунках 10, 11. Параметрами идентификации математической модели выбраны R_эф и R_эф^/.

Для сравнения было определено сопротивление фильтрации при течении дистиллированной воды по П-схеме. Максимальное отклонение установившихся значений степеней массообмена, рассчитанных при найденных параметрах идентификации, от степеней массообмена, рассчитанных при измеренных экспериментально сопротивлениях фильтрации, составляет 6.2%. Следовательно, при расчетах конвективно-массообменного аппарата с удовлетворительной точностью параметр R_эф можно принимать равным сопротивлению фильтровальной перегородки.В некоторых случаях является удобным обобщенное рассмотрение конвективного массообмена между потоками в КМОА с использованием усредненного коэффициента массопередачи. В рамках данного подхода массообменный аппарат (МОА) рассматривается, (рисунок 1) состоящим из двух пространств 1 и 2, разделенных пористой полупроницаемой перегородкой 3. В состав МОА входит также система клапанов 4-7. Первая дисперсная среда с порозностью ₁ и концентрацией переносимого компонента c₁^enter (c_1вх) подается в канал 1 МОА через клапан 4, и выходит из канала 1 МОА через клапан 5 с концентрацией переносимого компонента c₁^exit (c_1вых). Вторая дисперсная среда имеет порозность ₂, входную концентрацию c₂^enter (c_2вх), выходную концентрацию c₂^exit (c_2вых) и подается в канал 2 МОА. Если МОА противоточный, то вторая дисперсная среда подается через клапан 6 и выходит через клапан 7. Если МОА прямоточный, то вторая дисперсная среда подается через клапан 7 и выходит через клапан 6. При движении потоков в МОА они многократно обмениваются порциями сплошной фазы, не смешивая свои дисперсные фазы. При этом происходит конвективный массообмен между потоками в каналах 1 и 2, который описывается следующим соотношением непрерывности потока массы на проницаемой перегородке МОА:

, (25)

где D - коэффициент диффузии компонента в сплошной фазе (м²/с), e - единичный вектор нормали к проницаемой перегородке, направленный от канала 1 к каналу 2, K - коэффициент массопередачи МОА, который полагается постоянным по длине каналов. Уравнения массообмена при данном подходе имеют аналитические решения. В частности для противотока решение выглядит так:

. (26)

(27)

где- безразмерный коэффициент массопередачи, - отношение расходов жидких фаз потоков в каналах МОА.

Отметим, что при данном подходе не уточняется конкретный механизм реализации конвективного обмена между потоками в МОА. Поэтому такой подход применим как для двухканального варианта исполнения МОА, так и для трехканального (рисунок 2). В последнем случае просто каналы 1 и 2 рассматриваются как первый канал МОА, а канал 3 - как второй.

Таким образом, поставлена и решена нестационарная задача о ковективном массопереносе между потоками жидкости и суспензии, текущими в длинных смежных проницаемых каналах, при пульсационных знакопеременных перепадах давлений между каналами и обмене порциями жидкой фазы между потоками. При этом использованы стационарные уравнения гидродинамики и нестационарное уравнение конвективной диффузии. Получены продольные распределения скоростей, давлений, порозностей и концентраций для течения жидкостей и суспензий в каналах с проницаемыми стенками. Обнаружено, что эффективность конвективного массопереноса между потоками в смежных проницаемых каналах тем больше, чем больше продольный градиент скорости фильтрации и меньше отношение объема проницаемой перегородки к объему пульса. Установлено, что при течении жидкости в смежных проницаемых каналах продольный градиент скорости фильтрации возрастает при увеличении входного числа Рейнольдса, уменьшении безразмерного эффективного сопротивления проницаемой перегородки и увеличении отношения длины канала к его эквивалентному диаметру. На основе полученной модели разработан метод расчета КМОА. Одним их важнейших целевых параметров является степень массообмена E. Эта величина играет основную роль при установлении оптимальных параметров технологических режимов.

В пятой главе приведены исследования конвективного массо- и теплообмена в КМОА с учетом массо- и теплообмена между сплошной и дисперсной фазами потоков в каналах КМОА.

Оценим соотношения между характерным временем t_D~d_S²/D_L молекулярной диффузии компонента в сплошной фазе, характерным временем t~1/(f)~d_S/ изменения концентрации переносимого компонента внутри частиц дисперсной фазы за счет межфазной массоотдачи и временем t_т такта. Здесь D_L - коэффициент диффузии компонента внутри частиц дисперсной фазы, d_S - эквивалентный диаметр частиц дисперсной фазы. Рассмотрим следующие отношения: t_D/t~d_S/D_L=Sh - число Шервуда, t_т/t_D~D_Lt_т/d_S²=Fo - число Фурье, t_т/t~t_т/d_S=ShFo. Пусть t_т~1 с. Тогда для водных суспензий (D_L~10-⁹ м²/с) при d_S~10-⁵ м получим Fo~10 и так как Sh2, то t_т/t~ShFo>>1. Таким образом, для массообменных технологических процессов (сорбция, экстрагирование) в тонкодисперсных средах (d_S~10-⁵) время t межфазного массообмена пренебрежимо мало по сравнению с временем t_т такта и, тем более, по сравнению с временем t_R пребывания суспензии в КМОА. В этих случаях дисперсную и сплошную фазы в КМОА можно приближенно считать находящимися в равновесии: a(x,t)=Hc(x,t). Само это равновесие различно в разных точках КМОА и зависит от времени. Однако рассмотрен более общий случай, когда твердая и жидкая фазы не находятся в равновесии при условии, что диффузионный критерий Био Bi = ?_мd_p/D_s меньше единицы. В этом случае лимитирующими являются процессы внешнего переноса.

При учете межфазного взаимодействия внутри КМОА математическая модель включает уравнения для концентраций компонента (температуры) в твердой фазе c_s и концентраций (температуры) в жидкой фазе с_l:

. (28)

(29)

В случае, когда межфазное равновесие описывается изотермой Генри (C_s = C_l^*) и если при этом концентрации переносимого компонента в сплошной фазе в обоих каналах аппарата приводят к безразмерному виду одинаковым образом (c_0l1 = c_0l2, c_0l1 = c_0l2), то уравнения (28), (29) будут иметь вид:

, (30)

, (31)

. (32)

В случае, когда время такта много больше характерного времени межфазной массоотдачи (T_t >> 1), дисперсную и сплошную фазы в КМОА можно приближенно считать находящимися в равновесии (C_l = C_s = C). Тогда уравнения (30), (31) примут вид:

. (33)

Установлено, что время выхода на стационарный режим работы противоточного конвективно-массообменного аппарата примерно равно времени пребывания тонкодисперсной среды в аппарате, последнее определяется главным образом распределением продольных скоростей среды в каналах аппарата. Показано, что параметр T_0? является критерием роли межфазного массообмена в массообменнике и по порядку величины определяет соотношение между временем пребывания тонкодисперсной среды в аппарате и характерным временем межфазного массообмена. При увеличении параметра T_0? роль межфазного массообмена возрастает, а при T_0??<< 1 межфазным массообменом можно пренебречь и рассматривать дисперсную фазу как инертную. Взаимное влияние концентраций извлекаемого компонента в дисперсной и сплошной фазах тонкодисперсной среды определяется распределением (1 - _i)/(_iK_i) массы переносимого компонента между дисперсной и сплошной фазами в условиях межфазного равновесия. При (1 - _i)/(_iK_i) >> 1 главную роль играет концентрация в дисперсной фазе, а при (1 - _i)/(_iK_i) << 1 основная масса переносимого компонента при равновесии сосредоточена в сплошной фазе.

Приведено также исследование массообмена в КМОА с учетом межфазной массоотдачи на основе уравнений конвективного массопереноса с обобщенным коэффициентом массопередачи. В частном случае, когда дисперсную и сплошную фазы в КМОА можно приближенно считать находящимися в равновесии характерные кривые для установившихся выходных концентраций C₁^exit и C₂^exit, которые в данном случае характеризуют степени массообмена E₁=C₁^exit и E₂=(1 - C₂^exit), приведены на рисунке 12. Здесь -безразмерный коэффициент массопередачи, - отношение объемных расходов жидких фаз потоков (G₂₁=g₁/g₂)_. Для прямотока B>0, для противотока B<0.

Расчеты по математической модели, аналогичные приведенным на рисунке 12, показывают достаточно высокую эффективность КМОА при коэффициенте массопередачи A>1. Также видно, что степень массообмена в одном из каналов можно существенно повышать путем увеличения объемного расхода потока в другом канале (изменяя параметр B, см. рисунок 12). Эти выявленные технологические преимущества использованы для создания аппаратурных модулей с КМОА.



Рисунок 12 - Зависимости безразмерных концентраций C₁^exit (1, 2, 3, 4) и C₂^exit (5, 6, 7, 8) на выходах противоточного КМОА от параметра A при различных значениях параметра B: B=0 (1, 5), B= -0.5 (2, 6), B= -1 (3, 7), B= -3 (4, 8)

Таким образом, построена математическая модель массообменного аппарата (МОА) с учетом межфазной массоотдачи. Установлено, что на процесс массообмена в МОА влияют следующие параметры: порозность ₂ дисперсной среды, константа H₂ межфазного равновесия, отношение G₁₂=g₁/g₂ объемных расходов потоков в каналах МОА, отношение T_RK=t₀₁/t_K1 времени t₀₁ пребывания потока в первом канале МОА к характерному времени t_K1 конвективного массообмена между каналами, отношение T₀₂=t₀₂/t₂ времени t₀₂ пребывания потока во втором канале МОА к характерному времени t₂ межфазной массоотдачи. Показано, что эффективность МОА тем больше, чем больше значения величин T_RK и T₀.

В шестой главе дано математическое описание и представлено теоретическое исследование массообмена в фазоселективных процессах сорбции в модуле (рисунки 1, 2) и в линии (рисунок 3) «реактор - конвективно-массообменный аппарат».

Для модуля с реактором идеального смешения концентрации компонента в жидкости и в сорбенте определяются системой уравнений:

, ? (34)

, . (35)

Начальные условия при T = 0: , . Так как для реактора идеального смешения концентрации A и C постоянны по всему объему реактора, то A_вых=A, C_вых=C. Концентрации C_вх и C_кон определяются из уравнения:

, . (36)

По результатам расчетов определено, что при заданной степени очистки жидкости от компонента, характеризуемой величиной <C_кон>_T, больший объем жидкости можно обработать при больших значениях степени массообмена E, при меньших значениях порозности суспензии ?; при меньших значениях степени n в изотерме (по Фрейндлиху), при меньших значениях коэффициента распределения K_рас и при больших значениях времени пребывания в реакторе T_р. Производительность единицы объема по сорбируемому компоненту тем больше, чем больше E и чем меньше ??? n, K_рас, T_р. Сравнительные расчеты процессов сорбции в модуле и сорбции статическим и динамическим способами показали следующее. По сравнению со статическим способом время процесса в модуле в зависимости от типа сорбента и обрабатываемой жидкости меньше на 1 - 2 порядка, на 2 - 4 порядка больше производительность единицы объема оборудования по сорбируемому компоненту. По сравнению с динамическим способом в модуле выше скорость сорбции. Это позволяет при проведении сорбции с относительно малым количеством сорбента и большой производительностью по обрабатываемой жидкости добиться преимущества в сравнении с динамическим способом по объему обработанной жидкости.

Описание линии «реактор - конвективно-массообменный аппарат» проведено на основе обобщенного подхода с использованием коэффициента массопередачи для случая относительно «быстрого» межфазного взаимодействия. В рамках данного подхода получены аналитические решения:

(37)

, (38)

где , .

Приведен сравнительный анализ процесса в линии «реактор - КМОА», и в известной многоступенчатой противоточной линии «смеситель - разделитель» (рисунок 13).

Концентрации c_1вых/c_1вх и a_вых/(H c_1вх)

Рисунок 13 - Расчетные зависимости относительной остаточной концентрации c_1вых/c_1вх компонента в обработанной жидкости в линии «реактор - КМОА» (кривые 1 - 3) и относительной концентрации a_вых/(H c_1вх) компонента в отработанном сорбенте (кривые 4 - 6), от безразмерного коэффициента A массопередачи при различных значениях отношения объемных расходов исходной суспензии сорбента и обрабатываемой жидкости: =0.05 (1, 4); =0.07 (2, 5); =0.09 (3, 6). H=10; ₀=0; ₂=0.7

Определены следующие параметры, влияющие на процесс. Остаточная концентрация в обрабатываемой жидкости тем меньше, чем больше коэффициент A массопередачи между каналами КМОА и чем больше отношение G₀/L= объемных расходов исходной суспензии сорбента (либо сухого сорбента) и обрабатываемой жидкости.

Области правее кривых 7 - 9 (рисунок 13), определяют параметры, где линия «реактор - КМОА» более эффективна соответствующей одно- , двух- или трехступенчатой линии «смеситель - разделитель».

В седьмой главе приведено теоретическое исследование массообмена в процессах экстрагирования в линии «реактор - конвективно-массообменный аппарат» (рисунок 3). Сравнительные расчеты показывают, что процесс экстрагирования в линии «реактор - КМОА» обладает широким диапазоном режимов, при которых он более эффективен чем в известной линии «реактор - декантатор».

Установлены основные расчетные параметры, влияющие на величину степени извлечения S компонента из пульпы в экстракт: степень конвективного массообмена Е между потоками в КМОА; отношение объемных расходов исходной пульпы и экстрагента G₀/L=₁; порозность исходной пульпы ₀ и коэффициент распределения компонента между фазами H.

Относительная концентрация извлекаемого компонента в экстракте С = c_1вых/c₀ и степень извлечения компонента из исходной пульпы в экстракт S тем больше, чем больше Е и ₁ и чем меньше H и ₀ (рисунок 14). C увеличением соотношения G₀/L=₁ объемных расходов исходной экстрагируемой пульпы и экстрагента в предложенной и известных линиях увеличивается концентрация экстракта, при этом в предложенной линии она выше и растет быстрее. В предложенной линии при этом увеличивается также степень извлечения S; в известной же линии степень извлечения S_р уменьшается с увеличением концентрации экстракта. Таким образом, в новой линии возможно получение более концентрированного экстракта при более высокой степени извлечения компонента из исходной пульпы.

На рисунке 14 приведены кривые 10 - 15 получены из условия равенства степеней извлечения в предлагаемой и известных линиях. Области справа от этих линий соответствуют режимам с более высокой степенью извлечения в предлагаемой линии. При этом, как видно, концентрации в экстракте в предлагаемой линии (кривые 4-6) выше концентраций в экстракте в известных линиях (кривые 7 - 9) приблизительно в 1.5 - 3.0 раза.

Концентрации A=a_вых/a₀ и C=c_1вых/c₀

Рисунок 14 - Зависимости остаточной концентрации a_вых/a₀ компонента в твердой фазе (кривые 1 - 3), концентрации компонента в экстракте c_1вых/c₀ (кривые 4 - 6) в линии «реактор - КМОА», концентраций c_р/c₀ (они же и a_р/a₀) для одно- двух- и трехступенчатой линий «реактор - декантатор» (кривые 7, 8 и 9 соответственно) от соотношения G₀/L=₁ объемных расходов исходной экстрагируемой пульпы и экстрагента при различных значениях степени массообмена в КМОА: E=0.7 (кривые 1, 4); E=0.8 (кривые 2, 5); E=0.9 (кривые 3, 6). Кривые 10-12 -a_вых/a₀ в линии «реактор - КМОА», соответствующие режимам, при которых степень извлечения равна степени извлечения в известных одно- (кривая 10) двух- (кривая 11) и трехступенчатой (кривая 12) линиях «реактор - декантатор». Кривые 13-15 -c_1вых/c₀ в линии «реактор - КМОА» при режимах, соответствующих кривым 10-12. Для всех кривых H=0.6, ₀=0.6, c_1вх=0

Анализ показывает, что предложенная линия из двух простых по конструкции аппаратов «реактор - КМОА» может эффективно заменить 2-3-х - ступенчатую линию смешения - разделения, состоящую из 4-6 аппаратов.

В восьмой главе исследованы процессы в модулях «реактор - конвективно-массообменный аппарат» для фазоселективного нагрева сплошной фазы суспензии (рисунок 4) и для фазоселективного нагрева дисперсной фазы суспензии (рисунок 5).

Установлено, что эффективность модуля «нагреватель - массообменник» для фазоселективного нагрева сплошной фазы суспензии тем больше, чем больше значения степени теплообмена КМОА, отношения потока тепла через поверхность теплообмена в нагревателе при единичном температурном напоре к теплоемкости нагреваемой сплошной фазы, протекающей через нагреватель в единицу времени величин, и чем меньше порозность суспензии и отношение теплоемкостей нагреваемой сплошной фазы и теплоносителя, протекающих через нагреватель в единицу времени.

На основе полученных аналитических решений уравнений математической модели разработана методика расчета модуля, позволяющая определить требуемую минимально необходимую площадь поверхности теплообмена нагревателя для достижения заданной температуры сплошной фазы на выходе.

Также аналитические решения получены для модуля фазоселективного нагрева дисперсной фазы суспензии. Установлена высокая эффективность модуля, особенно в случае, когда тепловая обработка сплошной фазы не нужна. Показано, например, если степень теплообмена КМОА E=0.9, то на нагрев сплошной фазы в модуле «нагреватель - массообменный аппарат» расходуется тепла в 10 раз меньше, чем в известном способе без КМОА за счет того, что горячая жидкая фаза циркулирует в контуре «нагреватель - КМОА» (рисунок 5).

В девятой главе приведены практические расчеты, показывающие технологические преимущества исследованных способов и технических решений в рамках выдвинутого научного направления, и описание промышленных испытаний.

Для анализа сорбционного модуля «реактор - конвективно-массообменный аппарат» были проведены испытания и расчеты сорбционной обработки виноматериалов для ряда конкретных систем. Результаты расчетов со сравнительными данными по статическому способу приведены в таблице. Для сравнимости результатов принят одинаковый объем обрабатываемой жидкости, равный 20 м³. В статическом способе предполагается, что расчетная масса сорбента дозируется в емкость с обрабатываемой жидкостью объемом 20 м³, где протекает сорбция, время процесса при этом определялось с учетом времени осаждения сорбента в емкости. В модуле «реактор - конвективно-массообменный аппарат» обрабатываемая жидкость подается на вход массообменника с объемным расходом 10 м³/ч. С тем же расходом из массообменника отводится обработанная жидкость. Степень массообмена в массообменнике принята равной 0.9.

Полученные расчетные результаты подтверждают эффективность модуля реактор - массообменник в процессе сорбции в системах «тонкодисперсный сорбент - жидкость».

Таблица 1 - Сравнительные данные сорбции статическим способом и в модуле реактор - конвективно-массообменный аппарат

Система	n	Kрас, 10-3	<Cкон>t	Способ сорбции	Порозность,	?р , м3	Время процесса, ч	Масса сорбента, кг	<q>t , кг/м3с
Карборафин - виноматериал сухой- красящие вещества	3.72	19.6	0.5	Статич.	0.999	-	173	13.1	4.0110-8
				Модуль	0.950	0.52	2	13.1	1.4310-4
Фосфат циркония - виноматериал шампанский - Ca2+	1.82	34.5	0.4	Статич.	0.999	-	15	41.0	1.0910-6
				Модуль	0.950	0.4	2	37.4	4.4810-4
Фосфат циркония - виноматериал сухой белый- Ca2+	2.21	86.5	0.4	Статич.	0.996	-	15	147.1	1.0910-6
				Модуль	0.950	1.8	2	168.3	1.0610-4
Фосфат циркония - портвейн - Ca2+	1.77	64.5	0.4	Статич.	0.998	-	34	73.3	4.9010-7
				Модуль	0.950	0.7	2	65.5	2.5710-4
Биосорбент ОК-1 - виноматериал - Fe3+	0.29	6.15	0.4	Статич.	0.995	-	60	96.2	8.3210-8
				Модуль	0.950	1.62	2	81.0	0.3310-4
Биосорбент ОК-Л1 - виноматериал - Fe3+	0.24	2.97	0.4	Статич.	0.998	-	60	44.4	8.3210-8
				Модуль	0.95	0.76	2	38.0	0.7010-4
Дрожжевой сорбент - виноматериал - фозалон	0.18	17.1	0.4	Статич.	0.988	-	60	242.8	2.2210-9
				Модуль	0.950	4.9	2	245	3.010-7

Как видно из данных таблицы 1, время процесса в модуле реактор - конвективно-массообменный аппарат меньше времени статического процесса на 1 - 2 порядка. Значительно больше производительность единицы объема оборудования по сорбируемому компоненту - на 2 - 4 порядка. Отметим также, что в ряде случаев в модуле реактор - конвективно-массообменный аппарат для обработки жидкости требуется меньше сорбента. Эффект экономии сорбента, по нашему мнению, связан с тем, что в исследуемом способе в конце процесса обработки определенного объема жидкости концентрация компонента C_кон(T) выше среднего значения <C_кон(T)>_T , а значит и концентрация компонента с сорбенте выше концентрации, равновесной средней конечной в жидкости. Следовательно, при обработке некоторого объема жидкости до заданной средней конечной концентрации компонента в модуле «реактор - конвективно-массообменный аппарат» можно достичь более высокой конечной концентрации компонента в сорбенте, чем в статическом способе. Это позволяет уменьшить дозировку сорбента.

Сорбционный модуль «реактор - конвективно-массообменный аппарат» может быть применим также для сорбционного извлечения полифенолов из пива поливинилполипирролидоном (ПВПП). Этот процесс широко распространен в пивоваренной промышленности и применяется для повышения стойкости готового пива.

Расчеты были ориентированы на трехканальное исполнение массообменника, который допускает случай разных расходов потоков обрабатываемой жидкости и суспензии сорбента.

Формулу равновесия полифенолов в системе пиво - ПВПП определили обработкой литературных данных для регенерируемого ПВПП.. Результаты расчетов приведены на рисунке 13.

Зависимость, представленную на рисунке 13 можно использовать как диаграмму для выбора параметров модуля в зависимости от требуемой конечной концентрации полифенолов и объема обрабатываемого пива.

Таблица 2 - Результаты опытно-промышленных испытаний сорбционного извлечения полифенолов из пива поливинилполипирролидоном в модуле «реактор - КМОА»

Сорт пива	Объем обработанного пива, м3	Производительность модуля по обрабатываемому пиву, м3/ч	Начальная концентрация полифенолов, мг/л	Конечная концентрация полифенолов, мг/л	Масса ПВПП, кг
«Порт-Петровское-2»	18,0	3,0	164	66	40,0
«Порт-Петровское-3»	17,5	3,0	171	46	40,0

Результаты опытно-промышленных испытаний сорбционного извлечения полифенолов из пива в модуле «реактор - КМОА», проведенных на ООО Махачкалинский пивоваренный завод «Порт-Петровск», приведены в таблице 2.

Средняя относительная концентрация полифенолов в обработанном пиве

Рисунок 13 - Расчетные зависимости средней относительной конечной концентрации полифенолов в обработанном пиве сорбентом ПВПП в модуле «реактор - конвективно-массообменный аппарат» от относительного объема обработанного пива при различных значениях параметра массообменного аппарата A = 2 - кривые 1, 2; A = 3 - кривые 3, 4; A = 4 - кривые 5, 6 и различных отношениях объемных расходов потока суспензии сорбента и потока обрабатываемого пива D/L=2 - кривые 1, 3, 5; D/L=3 - кривые 2, 4, 6. Порозность суспензии сорбента 0.7, T_р=480

Конвективно-массообменный аппарат, был испытан в процессе извлечения виннокислых соединений из винной барды для производства виннокислой извести (ВКИ).

Достигнутые степени массообмена КМОА в исследованном процессе составили 0.779-0.915. Процент извлечения полифенолов составил 60,0 и 73,1 соответственно.

В приложении 1 приведен акт промышленного внедрения процесса извлечения виннокислых соединений из винной барды в конвективно-массообменном аппарате СКТМ-2-10 для дальнейшего реагентного получения винно-кислой извести (тартрата кальция). Достигнутые в испытаниях степени массообмена КМОА составили 0,75-0,8.

В приложениях 1 и 2 приведены акты промышленного внедрения процессов обработки винопродуктов тонкодисперсными сорбентами в сорбционном модуле типа «реактор - массообменник» КТМ-2 и СКТМ-2-10 на винзаводе АОЗТ «Совхоз им. Ш.Алиева» ПАО «Дагагровинпром».

В приложении 3 приведен акт промышленных испытаний процесса сорбционного извлечения полифенолов из пива поливинилполипирролидоном в модуле «реактор - конвективно-массообменный аппарат» на ООО Махачкалинский пивоваренный завод «Порт-Петровск».

ОСНОВНЫЕ РЕЗУЛЬТАТЫ И ВЫВОДЫ

1. Для проведения фазоселективной сорбции, экстрагирования и тепловой обработки в системе «тонкодисперсная твердая фаза - жидкость» известные процессы либо неприменимы, либо имеют ряд недостатков, главный из которых - многооперационность.

2. Предложен эффективный способ осуществления конвективного массообмена между потоками суспензии и жидкости и на его основе разработан противоточный конвективно-массообменный аппарат (КМОА) для систем «тонкодисперсная твердая фаза - жидкость» в двухканальном и трехканальном исполнениях.

3. Разработаны модуль и линия «реактор - противоточный КМОА» для малооперационных процессов фазоселективной сорбции, экстрагирования и тепловой обработки в системе «тонкодисперсная твердая фаза - жидкость».

4. Поставлена и решена нестационарная задача о конвективном массопереносе между потоками жидкости и суспензии, текущими в длинных смежных проницаемых каналах, при пульсационных знакопеременных перепадах давлений между каналами и обмене порциями жидкой фазы между потоками. При этом использованы стационарные уравнения гидродинамики и нестационарное уравнение конвективной диффузии.

5. Получены продольные распределения скоростей, давлений, порозностей и концентраций для течения жидкостей и суспензий в системе двух и трех смежных каналов с проницаемыми стенками.

6. Установлено, что в системе трех смежных каналов распределения скоростей фильтрации и давлений вдоль каналов более равномерны, чем в системе двух каналов.

7. Обнаружено, что эффективность конвективного массопереноса между потоками в смежных проницаемых каналах тем больше, чем больше продольный градиент скорости фильтрации и меньше отношение объема проницаемой перегородки к объему пульса.

8. Установлено, что при течении жидкости в смежных проницаемых каналах продольный градиент скорости фильтрации возрастает при увеличении входного числа Рейнольдса, уменьшении безразмерного эффективного сопротивления проницаемой перегородки и увеличении отношения длины канала к его эквивалентному диаметру.

9. Построена математическая модель КМОА с учетом межфазной массоотдачи. Установлено, что на процесс массообмена в КМОА влияют следующие параметры: порозность ₂ дисперсной среды, константа H₂ межфазного равновесия, отношение G₂₁=g₂/g₁ объемных расходов потоков в каналах КМОА, отношение T_RK=t_R1/t_K1 времени t_R1 пребывания потока в первом канале КМОА к характерному времени t_K1 конвективного массообмена между каналами, отношение T₀=t_R2/t₂ времени t_R2 пребывания потока во втором канале КМОА к характерному времени t₂ межфазной массоотдачи. Показано, что эффективность КМОА тем больше, чем больше значения величин T_RK и T₀.

10. Разработана методика расчета противоточного конвективно-массообменного аппарата.

11. Разработана математическая модель модуля реактор - конвективно-массообменный аппарат с реакторами идеального смешения и идеального вытеснения, позволяющая рассчитать основные конструктивные и технологические параметры. Определено, что при заданной степени очистки жидкости от компонента, больший объем жидкости можно обработать при больших значениях степени массообмена, при меньших значениях порозности суспензии, при меньших значениях степени в изотерме (по Фрейндлиху), при меньших значениях коэффициента распределения и при больших значениях времени пребывания в реакторе.

12. Показано, что процесс сорбционной обработки жидкостей в линии «реактор - КМОА» обладает широким диапазоном режимов, при которых он более эффективен по сравнению с процессом в известной линии «смеситель - разделитель». Указанные преимущества выражаются как в получении более низких остаточных концентраций сорбируемого компонента в обработанной жидкости, так и в возможности использования таких сорбентов, применение которых в известных установках лимитировано определенной минимально допустимой разностью плотностей сорбента и жидкости и минимально допустимым размером частиц сорбента.

13. Показано, что в линии «реактор - КМОА» для экстрагирования дисперсий жидкостью кроме прямоточного взаимодействия фаз в реакторе осуществляется еще и противоточный контакт фаз в конвективном массообменнике. При этом дисперсная фаза уходит с линии после контакта с поступающим в линию свежим экстрагентом и поэтому исчерпывается до более низкой остаточной концентрации компонента по сравнению с линией «реактор - декантатор».

14. Для линии «реактор - КМОА» установлены основные расчетные параметры, влияющие на величину степени извлечения компонента S из пульпы в экстракт: степень конвективного массообмена Е между потоками в КМОА; отношение объемных расходов исходной пульпы и экстрагента G₀/L=₁; порозность исходной пульпы ₀ и коэффициент распределения компонента между фазами H. Относительная концентрация извлекаемого компонента в экстракте и степень извлечения компонента из исходной пульпы в экстракт тем больше, чем больше Е и ₁ и чем меньше H и ₀ .

15. Процесс экстрагирования в линии «реактор - КМОА» обладает широким диапазоном режимов, при которых он более эффективен чем в известной линии «реактор - декантатор». В новой линии возможно получение более концентрированного экстракта при более высокой степени извлечения компонента из исходной пульпы.

16. Показана эффективность модуля «реактор - КМОА» для селективной тепловой обработки сплошной и дисперсной фазы суспензии, разработаны математические модели процессов.

17. Проведено внедрение в производство КМОА и модуля в процессах сорбции красящих веществ из виноматериала активным углем, извлечения виннокислых соединений из дрожжевой барды, извлечения концентрата из замороженной пульпы винопродукта, извлечения сусла и виноматериала из гущевых осадков виноделия.

18. Проведены промышленные испытания и рекомендован в производство процесс извлечения сорбентом ПВПП полифенолов из пива в модуле «реактор - КМОА».

Обозначения

- безразмерный коэффициент массопередачи;

- отношение расходов жидких фаз потоков в каналах КМОА.

a - концентрация компонента в единице объема твердой фазы, кг/м³;

c - массовая концентрации растворенного компонента в единице объема жидкой фазы, кг/м³;

С_i = с_i/c_1вх - безразмерная концентрация растворенного компонента в жидкой фазе в i-ом канале;

D - объемный расход суспензии, м³/с;

D - коэффициент диффузии компонента в сплошной фазе, м²/с.

d_э - эквивалентный диаметр сечения канала, м (D_э = d_э/l);

f - площадь поперечного сечения канала, м²;

f_с - внешняя поверхность частиц сорбента в единице объема суспензии, 1/м;

L - объемный расход жидкости, м³/с;

l - длина канала, м;

p(x) - давление, Па;

H - коэффициент Генри в изотерме сорбции;

R_эф = r_эф f₁ /?_v1 - безразмерное эффективное сопротивление фильтрации;

R_эф^/ = r_эф^/ f₁ /?_v1 - безразмерное эффективное сопротивление фильтрации из второго канала в первый;

T₀=t₀/t - отношение времени t₀ пребывания потока во втором канале МОА к характерному времени t=(_мf_S)-¹ межфазной массоотдачи;

T_RK=t₀₂/t_K2 - отношение времени t_R2 пребывания потока во втором канале КМОА к характерному времени t_i=s/K_v конвективного массообмена между каналами;

t_р - время пребывания суспензии сорбента в реакторе, с;

u - осевая (продольная) компонента скорости, м/с (U(X) = <u(x)>_f /u₀);

v(x) - скорость фильтрации, м/с (V(X) = /u₀);

? - коэффициент потока импульса;

?_м - коэффициент массоотдачи, м/с;

- коэффициент гидравлического сопротивления;

? - динамическая вязкость, Па с;

?_v - проницаемая часть периметра поперечного сечения канала, м;

? - плотность, кг/м³;

?_{от i} =??_??/?_ж - относительная плотность суспензии в i-ом канале;

? - коэффициент сопротивления трения;

< >_f - среднее по сечению канала; < >_p - среднее по периметру канала;

- среднее по проницаемой части периметра канала;

индексы:

0 - на входе в первый канал; 1 - в первом канале; 2 - во втором канале; 3 - в третьем канале;

enter - на входе в КМОА; exit - на выходе из КМОА; ж, l - жидкость; тф, s - твердая фаза; ^* - равновесная величина.

ОСНОВНОЕ СОДЕРЖАНИЕ ДИССЕРТАЦИИ ИЗЛОЖЕНО В СЛЕДУЮЩИХ РАБОТАХ:

Монография:

Алиев М.Р. Противоточные конвективно-массообменные аппараты для систем «тонкодисперсная твердая фаза - жидкость» в фазоселективных процессах сорбции, экстрагирования и тепловой обработки / Ред. журн. «Изв. вузов. Пищ. технолог.» - Краснодар, 2009. - Деп. в ВИНИТИ 04.05.09, № 279-В2009.- ил. - Библиогр. 90 назв. - Рус. - 64 с.

Научные статьи в журналах, рекомендуемых ВАК:

Алиев М.Р. Распределение давлений при турбулентном течении жидкости в длинном канале со стенками из фильтроткани / Алиев Р.З. // Теоретические основы химической технологии. - 1997.- т. 31.- № 1.- С. 102 - 104.

Алиев М.Р. Конвективный массоперенос в коллекторно-дренажной системе / Алиев М.Р., Алиев Р.З., Алиев А.Р. // Математическое моделирование. - 1998. - т. 10. - № 7. - C. 48 - 60.

Алиев М. Р. Математическая модель гидравлики и массообмена потоков суспензии и жидкости в мембранно - пульсационном массообменнике для сорбционных процессов / Алиев М.Р., Алиев Р. З., Константинов Е. Н., Алиев А. Р. // Известия вузов. Пищевая технология. - 1999. - № 4. - С. 54 - 57.

Алиев М.Р. Модуль реактор - массообменник для сорбции в системе «тонкодисперсный сорбент - жидкость» / Алиев М.Р., Алиев Р.З., Алиев А.Р. // Виноград и вино России. - 1999.- № 5.- С. 25 - 29.

Алиев М.Р. Течение жидкости в длинных смежных каналах, разделенных проницаемой перегородкой / Алиев М.Р., Алиев Р.З., Алиев А.Р. // Теоретические основы химической технологии. - 1999. - т. 33, № 1. - С. 23 - 29.

Алиев М.Р. Исследование и расчет статической сорбции для систем «тонкодисперсный сорбент - жидкость» с изотермой Фрейндлиха / Алиев М.Р., Алиев Р.З., Константинов Е.Н., Алиев А.Р. // Хранение и переработка сельхозсырья. - 1999. - № 4. - C. 57 - 61.

Большаков О. В. Математическая модель клапанно-пульсационного массообменника для обработки пищевых гетерогенных продуктов / Большаков О. В., Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р. // Хранение и переработка сельхозсырья. - 2000. - № 4.- C. 7 13.

Алиев Р. З. Математическая модель гидравлики и массообмена пульсирующих потоков суспензий в проницаемых смежных каналах / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р. // Химическая промышленность. - 2000. - № 5. - C. 22 33.

Алиев М. Р. Динамика сорбции в модуле реактор - массообменный аппарат / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р. // Теоретические основы химической технологии. - 2001.- т. 35.- № 3. - C. 288 297.

Алиев Р. З. Исследование конвективного массообмена между дисперсными потоками в клапанно-пульсационном аппарате с проницаемой перегородкой / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р. // Журнал прикладной химии. - 2001. - т. 74. - № 12. - C. 2006 2012.

Алиев Р. З. Экспериментальное исследование конвективного массопереноса в клапанно-пульсационном массообменнике для гетерогенных пищевых продуктов/ Алиев Р. З., Алиев М. Р., Большаков О. В., Алиев А. Р. // Хранение и переработка сельхозсырья. - 2002. - № 2. - C. 13 - 17.

Алиев Р. З. Расчет конвективного теплообмена между потоками гетерогенных пищевых продуктов в клапанно-пульсационном теплообменнике / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р. // Хранение и переработка сельхозсырья. - 2002. - № 3. - C. 19 24.

Алиев М. Р. Аппаратурная схема и математическая модель фазоселективной сорбционной обработки жидкой фазы гетерогенного пищевого продукта / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р.// Хранение и переработка сельхозсырья. - 2002. - № 6. - C. 48 - 53.

Алиев А. Р. Конвективный теплообмен между потоками тонкодисперсных сред в смежных каналах с проницаемыми стенками / Алиев А. Р., Алиев М. Р., Алиев Р. З. // Теплоэнергетика. - 2002. - т. 49. - № 6. - C. 64 69.

Aliev M. R. Study of turbulent flow in a long permeable channel / Aliev M. R., Aliev R. Z., Aliev A. R. // Chemical Engineering and Technology. - 2002. - Vol. 25.- No 7.- P. 735 737.

Алиев Р. З. Селективный нагрев жидкой фазы биосуспензии винопродукта / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р. // Хранение и переработка сельхозсырья. - 2002. - № 8. - C. 15 19.

Алиев Р. З. Селективный нагрев твердой фазы биосуспензии пищевого продукта / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р., Большаков О. В.// Хранение и переработка сельхозсырья.- 2002.- № 10.- с. 7 - 12.

Алиев М. Р. Фазоселективная сорбционная технология. Изотермы адсорбции на биосорбенте полифенолов и тяжелых металлов из жидкой фазы алычовой пульпы / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р.// Хранение и переработка сельхозсырья.- 2002.- № 11.- C. 42 - 43.

Алиев М. Р. Фазоселективная адсорбция полифенолов и тяжелых металлов из алычовой пульпы / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р., Большаков О. В.// Пищевая промышленность.- 2002.- № 11.- C. 34 - 35.

Алиев Р. З. Малооперационная технология непрерывной фазоселективной термовинификации / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р. // Виноделие и виноградарство.- 2002.- № 6.- C. 14 - 15.

Алиев Р. З. Непрерывная фазоселективная тепловая обработка гетерогенных пищевых продуктов / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р. // Хранение и переработка сельхозсырья. - 2002. - № 12.- C. 53 - 54.

Алиев Р. З. Непрерывный селективный нагрев сплошной фазы дисперсной среды в модуле нагреватель - массотеплообменный аппарат / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р. // Журнал прикладной химии. - 2002. - т. 75. - № 12. - C. 2021 2025.

Алиев Н. А. Тонкая очистка вин на герметичном сепараторе Г9-ВВЦГ / Алиев Н. А., Алиев Р. З., Алиев М. Р., Мамедов И. С., Магомедов З. Б., Гафуров И. А., Гаджиев М. И., Мелихов В. Г.// Виноделие и виноградарство. - 2003. - № 3. - C. 17.

Алиев М. Р. Непрерывный селективный нагрев твердой фазы дисперсной среды / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р.// Теоретические основы химической технологии. - 2003. - т. 37. - № 1. - C. 27 33.

Aliev R. Z. Dynamics of nonstationary sorption from food liquids in reactor - mass exchanger unit / Aliev R. Z., Aliev M. R., Aliev A. R., Bolshakov O. V. // Journal of Food Engineering. - 2003. - Vol. 56. - No 4. - P. 377 385.

Алиев Р. З. Непрерывная фазоселективная тепловая обработка гетерогенных пищевых продуктов. Расчет тепловых параметров модуля / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р.// Хранение и переработка сельхозсырья. - 2003. - № 3. - C. 12 14.

Алиев М. Р. Исследование фазоселективной сорбции полифенолов и тяжелых металлов из жидкой фазы плодово-ягодной пульпы / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р., Большаков О. В.// Хранение и переработка сельхозсырья. - 2003. - № 3. - C. 14 19.

Алиев М. Р. Фазоселективная сорбционная технология. Расчет сорбции из пульпы для систем с изотермой Генри / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р. // Известия высших учебных заведений. Пищевая технология. - 2003. - № 2-3. - с. 80 - 82.

Алиев Р. З. Непрерывная фазоселективная термовинификация. Тепловые параметры модуля / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р., Романюк Н. М.// Виноделие и виноградарство. - 2003. - № 6. - C. 32 - 33.

Алиев А. Р. Конвективный теплообмен между потоками тонкодисперсных сред в клапанно-пульсационном теплообменнике / Алиев А. Р., Алиев М. Р., Алиев Р. З.// Теплоэнергетика. - 2003. - т. 50. - № 12. - C. 57 64.

Алиев Р. З. Селективная тепловая обработка жидкой фазы суспензии в модуле «теплообменник - массообменник» / Алиев Р. З. , Алиев М. Р., Алиев А. Р.// Химическая промышленность сегодня. - 2003. - № 12. - C. 31 44.

Aliev M. R. Investigation of liquid flow in adjacent permeable conduits/ Aliev M.R., Aliev R.Z., Aliev A.R. // 19Chemical Engineering and Technology. - 2004. - Vol. 27. - No 2. - P. 154 159.

Алиев М. Р. Массообмен между потоками тонкодисперсных сред под действием знакопеременного перепада давления в каналах, разделенных проницаемой перегородкой / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р.// Теоретические основы химической технологии. - 2004. - т. 38. - № 2. - C. 140 150.

Алиев А. Р. Теплообмен тонкодисперсных потоков в каналах, разделенных проницаемой перегородкой / Алиев А. Р., Алиев М. Р., Алиев Р. З. // Теплофизика высоких температур. - 2004. - т. 42. - № 3. - C. 469 476.

Алиев Р. З. Конвективный массообмен между потоками тонкодисперсных сред в клапанно-пульсационном массообменном аппарате / Алиев Р. З., Алиев М. Р., Алиев А. Р.// Журнал прикладной химии. - 2004. - т. 77. - № 6. - C. 961 970.

Aliev R. Z. Convective mass exchange between flows in a valve-pulsatory apparatus with permeable partition / Aliev R. Z., Aliev M. R., Aliev A. R. // 19Chemical Engineering Science. - August 2004. - Vol. 59. - No 16. - P. 3441 3449.

Aliev M. R. A mathematical model for convective mass and heat transfer between flows of finely dispersed food media in adjacent channels with a permeable wall / Aliev M. R., Aliev R. Z., Aliev A. R., Bolshakov O. V.// Journal of Food Engineering. - 2004 (December). - Vol. 65. - No 3. - P. 341 348.

Aliev A. R. Mathematical model of convective heat transfer between flows of finely dispersed media in adjacent channels with permeable walls / Aliev A. R., Aliev M. R., Aliev R. Z. // 19Heat and Mass Transfer. - December 2004. - Vol. 41. - No 2. - P. 118 126.

Aliev R. Z. Mathematical model of convective mass transfer between flows of finely dispersed food media in adjacent channels with permeable walls / Aliev R. Z., Aliev M. R., Aliev A. R.// 19Journal of Food Technology. - 2005. - Vol. 3. - No 1. - P. 92 100.

Алиев М. Р. Параметры фазоселективного экстрагирования пищевых дисперсий в линии реактор - противоточный массообменник / Алиев М. Р., Алиев Р. З., Алиев А. Р.// Хранение и переработка сельхозсырья. - 2005. - № 5. - C. 24 27.

Aliev M. R. Continuous selective heating of the solid phase of a dispersion medium in a unit constituted by heater and valve-pulsed mass-heat-exchange apparatus / Aliev M. R., Aliev R. Z., Aliev A. R.// 19Chemical Engineering Science. - 2005. - Vol. 60. - No 13. - P. 3599 3608.

Aliev R. Z. Permanent selective heating of the continuous phase of a dispersion food medium / Aliev R. Z., Aliev M. R., Aliev A. R., Bolshakov O. V. // 19Journal of Food Engineering. - 2006. - Vol. 76. - No 3. - P. 402 410.

Алиев М.Р. Фазоселективное ионообменное извлечение винной кислоты из коньячной барды / Алиев М.Р., Алиев Р.З., Кайшев В.Г. // Виноделие и виноградарство. - 2007. - №5. - C.22-24.

Алиев М.Р. Расчет массообмена между тонкодисперсными суспензиями в аппарате с проницаемой перегородкой с учетом быстрой межфазной массоотдачи в потоках / Алиев М.Р., Алиев Р.З., Алиев А. Р. // Известия вузов. Пищевая технология. - 2008. - № 1. - C. 105-110.

...