Содержание к диссертации
Введение
Глава 1. Обзор информации по вопросам применения сопряженных процессов разделения и использования тепловых насосов в химической
1.2. Использование сопряженных массообменных процессов для
1.4. Использование тепловых насосов при проведении массообменных
1.5. Оценка энергетической эффективности установок с тепловыми
Глава 2. Разделение смесей путем сочетания однократных процессов дистилляции и кристаллизации с использованием тепловых насосов
2.2. Расчетные зависимости, используемые для анализа рассматриваемых
Глава 3. Разделение смесей путем сочетания однократной дистилляции и двухстадийной кристаллизации с использованием тепловых насосов
3.2. Расчетные зависимости для рассматриваемых вариантов разделения 110
3.3. Анализ влияния технологических параметров на ход и эффективность
4.2. Расчетные зависимости для рассматриваемых вариантов разделения 144
4.3. Определение значений энтальпий перегретых паров и конденсатов
4.4. Анализ влияния технологических параметров на ход и эффективность
- Использование тепловых насосов при проведении массообменных
- Оценка энергетической эффективности установок с тепловыми
- Расчетные зависимости, используемые для анализа рассматриваемых
- Анализ влияния технологических параметров на ход и эффективность
Введение к работе
Актуальность работы
Все массообменные процессы имеют ограниченные области технически возможного или экономически целесообразного применения. Границы возможного разделения могут быть существенно расширены при сочетании двух или нескольких массообменных процессов в единой технологической схеме разделения. Такие комбинированные (сопряженные) процессы часто позволяют значительно повысить выход продуктов разделения и степень их очистки. Использование сопряженных процессов разделения часто связано со значительными энергетическими затратами. Существенно снизить расход тепловой энергии при проведении таких процессов разделения можно при организации рекуперативного теплообмена между рециркулирующими потоками, а также при использовании тепловых насосов на различных стадиях разделения.
Цель работы
Разработка энергосберегающих вариантов разделения бинарных эвтектикообразующих смесей путем сочетания процессов однократной дистилляции и фракционной кристаллизации с использованием тепловых насосов открытого и закрытого типов, а также анализ влияния технологических параметров на процесс такого разделения.
Для достижения поставленной в работе цели были решены следующие задачи:
выявление возможных вариантов организации процесса разделения;
разработка методов расчета рассматриваемых процессов с применением тепловых насосов закрытого и открытого типов;
анализ влияния основных технологических параметров на ход процессов разделения и энергетическую эффективность использования тепловых насосов;
сравнение энергетической эффективности предлагаемых вариантов и процессов без тепловых насосов.
Методы исследования
При выполнении диссертационной работы были использованы фундаментальные закономерности протекания рассматриваемых процессов. Их теоретическое описание базируется на совместном рассмотрении уравнений материального и теплового балансов с учетом специфики равновесия фаз и теплофизических свойств разделяемых смесей. Расчётно-вычислительные эксперименты выполнялись с использованием современных программных комплексов.
Научная новизна работы
-
Разработаны возможные варианты проведения процесса разделения бинарных эктектикообразующих смесей путем сочетания процессов однократной дистилляции и фракционной кристаллизации с использованием тепловых насосов закрытого и открытого типа.
-
На основе теоретического анализа предложенных вариантов разделения получены зависимости для расчета материальных и тепловых потоков с учетом фазовых переходов и рекуперации тепла между рециркулирующими потоками.
-
Предложена методика определения теплофизических параметров перегретых паров и сжатых конденсатов бинарных смесей, базирующаяся на использовании имеющихся литературных данных.
-
Выполнен анализ влияния различных теплофизических параметров (температуры охлаждения смесей на стадиях фракционной кристаллизации, температуры нагрева маточника и исходной смеси на стадии дистилляции, состава исходной смеси и др.) на выходные показатели рассматриваемых процессов разделения и их энергетическую эффективность, который позволил определить условия проведения процессов разделения с минимальными затратами тепловой и других видов энергии.
Практическая значимость работы
1. Предлагаемые варианты рассматриваемых сопряженных процессов могут
быть успешно использованы для разделения целого ряда органических и водно-
органических смесей.
2. Результаты теоретического анализа могут быть использованы при
установлении конкретного режима разделения различных смесей.
3. Использование сопряженных массообменных процессов с применением
тепловых насосов позволяет существенно снизить затраты тепловой энергии на
проведение данных процессов и повысить их технико-экономическую
эффективность.
Положения, выносимые на защиту
-
Варианты проведения сопряженного разделения с участием стадий дистилляции и фракционной кристаллизации с применением тепловых насосов закрытого и открытого типа.
-
Результаты анализа влияния основных технологических параметров рассматриваемых процессов на ход процесса разделения и энергетическую эффективность использования тепловых насосов.
3. Результаты анализа использования рекуперации тепла между
подводимыми, отводимыми и рециркулирующими потоками с применением
тепловых насосов на расход тепловой энергии при проведении сопряженных процессов разеделения.
4. Данные энергетической эффективности использования тепловых насосов
закрытого и открытого типа при разделении органических и водно-органических
смесей.
5. Области изменения технологических параметров, при которых
использование тепловых насосов является наиболее энергетически выгодным.
Апробация работы. Результаты диссертационной работы докладывались
на: 3-ей Международной научно-технической конференции «Нестационарные,
энерго- и ресурсосберегающие процессы и оборудование в химической, нано- и
биотехнологии» (Москва, 2013), Международной научно-технической
конференции «Энергосберегающие процессы и оборудование, моделирование и оптимизация процессов, прикладная механика неоднородных сред» (Санкт-Петербург, 2014), Международной научно-технической конференции «Проблемы ресурсо- и энергосберегающих технологий в промышленности и АПК» (Иваново, 2014), VI Всероссийской молодежной научно-технической конференции «Наукоемкие химические технологии 2014» (Москва, 2014), Международной научно-технической конференции, посвященной 105-летию со дня рождения А.Н.Плановского (Москва, 2016).
Публикации. Материалы диссертации изложены в 10 печатных работах, в том числе в 5 статьях, опубликованных в рецензируемых журналах, а также в материалах 5 научно-технических конференций.
Структура и объем диссертации
Диссертационная работа состоит из введения, четырех глав, выводов, списка литературы и приложения. Диссертация изложена на 200 страницах, включая приложения, содержит 80 рисунков, 4 таблицу и библиографию из 215 наименований.
Использование тепловых насосов при проведении массообменных
Как уже отмечалось выше, для разделения и очистки веществ от примесей может быть использовано довольно значительное количество различных вариантов сопряженных массообменных процессов. Это, с одной стороны, связано с возможностью использования для разделения различных массообменных процессов, а с другой стороны, с большим разнообразием диаграмм равновесия фаз, составов разделяемых смесей, их физико-химическими свойствами, требованиями к конечным продуктам разделения и т.д. Рассмотрим некоторые из них.
Сочетание процессов дистилляции и фракционной кристаллизации
Как известно [3], дистилляция может быть проведена в виде одностадийного и многостадийного процессов, а также в виде последовательной отгонки паровой фазы. Фракционную кристаллизацию также можно осуществлять в виде однократного, многостадийного и противоточного процессов [1, 2]. При этом возможны различные варианты сочетания данных массообменных процессов в единой технологической схеме и различные варианты подачи разделяемой смеси.
При использовании однократной дистилляции, как правило, не удается получить достаточно чистые продукты разделения [3]. Данный процесс обычно используется для предварительного разделения. Однократная фракционная кристаллизация в лучшем случае позволяет получить в чистом виде лишь один из продуктов разделения [1-3]. Сочетание же отмеченных выше процессов при разделении бинарных смесей часто позволяет получить оба компонента разделяемой смеси в достаточно чистом виде [15-20].
При разделении бинарных смесей путем сочетания однократной дистилляции и фракционной кристаллизации, как и при реализации других сопряженных процессов разделения, можно использовать целый ряд вариантов разделения [15-17]. На рис. 1.1,а приведена принципиальная схема одного из вариантов такого разделения бинарной эвтектикообразующей смеси, а его изображение на диаграммах равновесия фаз показано на рис. 1.1,6. При проведении такого разделения исходная смесь F с концентрацией легколетучего компонента х первоначально подается на стадию дистилляции Д, где нагревается до температуры ґи. Получаемая при этом парожидкостная смесь П+ W направляется на стадию сепарации, где разделяется на дистиллят П с концентрацией уи и кубовый остаток W с концентрацией xw. Паровая фаза
П направляется на стадию кристаллизации, а жидкая фаза W, обогащенная компонентом 73, отбирается в качестве одного из продуктов разделения. Пары П после их конденсации подаются на стадию кристаллизации КрА, где они охлаждаются до температуры кристаллизации ґФА. В результате этого получается кристаллическая фазаі А, представляющая чистый компоненте, и маточник МА состава Хмд. Кристаллическая фракция КА отбирается в качестве другого продукта разделения, а маточник МА возвращается на стадию дистилляции Д. Заметим, что в данном варианте разделения внутренними параметрами на стадии дистилляции являются температура нагрева смеси ґи и давление ри, при котором производится стадия дистилляции. На стадиях кристаллизации внутренним параметром являются температура ґФА. Внешними (переходными) параметрами здесь являются концентрации хъ xw, уи, МА И температуры соответствующих потоков.
В варианте разделения, представленном на рис. 1.2, исходная смесь F, концентрация которой х ниже эвтектической концентрации хЕ, подается на стадию кристаллизации Крв, где охлаждается до температуры кристаллизации ґФВ. В результате образуется кристаллическая суспензия Мв+Кв, которая разделяется на кристаллы Кв и маточник Мв. Кристаллы Кв, содержащие практически чистый компонент В, отбираются в качестве одного из целевых продуктов, а маточник МА с концентрацией Хмв объединяется с маточником МА, поступающим со стадии кристаллизации КрА. Полученная смесь маточников Ms направляется на стадию дистилляции. На стадии дистилляции Д смесь маточников Ms нагревается до температуры кипения ґи, в результате чего происходит ее частичное испарение с образованием парожидкостной смеси П+W, которая разделяется на стадии сепарации С на паровую фазу П и жидкую фазу W. Кубовый остаток W направляется на стадию кристаллизации Крв. Дистиллят П после конденсации направляется на стадию кристаллизации КрА, где охлаждается до температуры кристаллизации ґФА, в результате чего получается кристаллическая суспензия КА+МА, разделяемая на кристаллы КА и маточник МА. Кристаллы КА, содержащие практически чистый компонент А, отбираются в качестве второго целевого продукта, а маточник МА, с концентрацией хМА компонента А, объединяется с маточником Мв и подается на стадию дистилляции.
Кроме описанных выше процессов разделения возможны и другие варианты проведения [15, 17]. Например, в варианте с использованием двух стадий кристаллизации исходная смесь F может подаваться на стадию дистилляции Д или на стадию кристаллизации КрА. Выбор возможных вариантов разделения для рассматриваемого сопряженного процесса разделения зависит от состава исходной смеси (х хЕ или х хЕ), вида диаграмм равновесия жидкость-пар (Ж-П) и жидкость-кристаллическая фаза (Ж-Т), положения эвтектической точки на диаграмме Ж-Т, относительной летучести разделяемых компонентов, а также от требований к качеству (составу) продуктов разделения.
Оценка энергетической эффективности установок с тепловыми
Кроме описанного, возможны еще более десяти вариантов схем разделения рассматриваемой смеси [4, 23, 24] - с подачей исходной смеси первоначально либо на стадию кристаллизации, либо на стадию ректификации. Возможны варианты, когда один из компонентов смеси получают ректификацией, а другой - кристаллизацией.
Представляется перспективным применение сочетания процессов кристаллизации и ректификации при разделении смесей, обладающих ограниченной взаимной растворимостью компонентов в твердом состоянии. Один из вариантов сочетания ректификации с противоточной кристаллизацией показан на рис. 1.4,6. Здесь ректификацию используют лишь для перехода через эвтектическую точку; выделение же целевых продуктов осуществляется кристаллизацией.
Сочетание фракционной кристаллизации и ректификации успешно может быть использовано также для разделения смесей, образующих в твердом состоянии молекулярные соединения (рис. 1.4,«) [22, 24].
Особый интерес представляет сочетание процессов кристаллизации и ректификации для разделения азеотропных смесей. Как известно, разделить такие смеси с помощью одной лишь ректификации (без специальных приемов) на практически чистые компоненты невозможно. При сочетании же ректификации и кристаллизации процесс разделения таких смесей практически всегда осуществим [2, 26, 27].
На рис. 1.4,г представлен один из вариантов схемы разделения бинарной азеотропной смеси, образующей при кристаллизации непрерывный ряд твердых растворов. В данном варианте кристаллизацию используют однократно в основном для перехода через азеотропную точку, окончательно же смесь разделяют ректификацией. На рис. 1.4,6 разделение той же смеси осуществляют сочетанием ректификации с противоточной кристаллизацией. В рассматриваемом случае можно использовать и другие варианты разделения, например, получение одного компонента кристаллизацией, а второго - ректификацией. На рис. 1.14,е показан один из возможных вариантов разделения азеотропной смеси, имеющей эвтектическую точку на диаграмме фазового равновесия жидкость-кристаллическая фаза. Сочетание процессов кристаллизации и ректификации позволяет также успешно разделять гетероазеотропные смеси [27].
Затраты энергии при проведении разделения смесей путем сочетания рассматриваемых массообменных процессов в общем случае можно представить в виде уравнения [17, 24] 3S=3P + ЭКА + Экв + Эн + Э0 + Эт, (1.2) где Эр, ЭКА, Экв - энергетические затраты стадий ректификации и кристаллизации; Эн, Э0 - затраты энергии, связанные с нагревом и охлаждением потоков; Эт - затраты энергии на транспортирование потоков.
Указанные выше затраты, так же как и в остальных сопряженных процессах разделения, могут быть установлены при рассмотрении уравнений материальных и тепловых балансов всех основных стадий разделения. Уравнение (1.2) можно использовать для анализа влияния различных факторов и параметров разделения на суммарные затраты энергии ЭЕ.
При использовании рассматриваемых вариантов сопряженного разделения, так же как для сопряженного кристаллизационно-дистилляционного разделения, приведенные и энергетические затраты могут быть существенно снижены при осуществлении рекуперативного теплообмена между входящими, отводимыми и рециркулирующими потоками [17, 24, 26].
Сочетание процессов ректификации и кристаллизации рассматривается в ряде работ применительно к промышленному разделению изомеров ксилола [11-13, 28], получению антрацена высокой чистоты [29], разделению изомеров нитрохлорбензола [10], выделению и очистке бензола [13, 30, 31], дурола [13], нитротолуолов [8], выделения парадихлорбензола из смеси полихлоридов [33] и др. [2, 8-13]. Сочетание процессов растворения, кристаллизации и выпаривания Сочетание указанных выше процессов в единой технологической схеме широко используется для разделения и очистки различных неорганических и органических веществ [1-3, 7, 14, 33-39]. При этом предложен целый ряд различных вариантов такого разделения, при осуществлении которых могут использоваться одна или несколько стадий растворения, кристаллизации и выпаривания.
Принципиальная схема одного из вариантов такого процесса представлена на рис. 1.5 [39]. В данном варианте исходная смесь FT, находящаяся в твердом виде, подается на стадию растворения Н вместе с растворителем С. Полученный раствор F направляется на стадию кристаллизации Кр1 при проведении которой получают очищенную кристаллическую фазу 1 и маточник 1 обогащенный примесью. Маточник 1 направляется на стадию выпаривания 1 в результате чего получается растворитель 1 и упаренный раствор W1. Растворитель 1 возвращается на стадию растворения Н, а упаренный раствор W1 поступает на вторую стадию кристаллизации Кр2. При кристаллизации Кр2 образуется кристаллическая фаза К2 и маточник М2. В большинстве случаев кристаллы К2 не удовлетворяют требованиям к степени очистки от примесей. В таком случае они возвращаются на стадию растворения Н, где объединяются с исходной смесью FT. Маточник М2 направляется на вторую стадию выпаривания В2, где из него отгоняется растворитель С2 с образованием упаренного раствора W2. Растворитель С2 объединяется с растворителем 1 со стадии выпаривания B1 и направляется на стадию растворения Н. Однако из-за того, что не удается полностью удалить весь растворитель из маточников 1 и М2, количество получаемого после объединения потока растворителя 1 + С2 меньше требуемого для растворения исходной смеси FT. В таком случае к нему добавляется дополнительное количество нового свежего растворителя Сд. Кубовый остаток W2, содержащий в основном примеси, отбирают в качестве второго продукта разделения.
Расчетные зависимости, используемые для анализа рассматриваемых
Используя выше приведенные зависимости, можно рассчитывать все материальные потоки для рассматриваемого варианта сопряженного разделения. При этом концентрации дистилляции уи, кубового остатка xw кристаллической фазы хкв и маточника Хмв можно определить, используя диаграммы равновесия фаз «жидкость-пар» и «жидкость-кристаллическая фаза» для разделяемых смесей при выбранных температурах нагрева маточника на стадии дистилляции ґи и охлаждения потоков W и F на стадии кристаллизации ґФВ. Заметим, что если компоненты разделяемых смесей взаимно не растворимы в твердом состоянии, то содержание компонента А в кристаллической фазе хкв = 0.
Количество тепла, отводимого на стадии кристаллизации Крв, можно определить из уравнения теплового баланса данной стадии 2кв = Fct + Wcwtwl + 7Св(гкв - СКЕ/ФВ) - MSCME/ФВ, (2-13) где U - температура исходной смеси; tm - температура потока W после теплообменника Т2; ґФВ - температура охлаждения потоков F и W на стадии кристаллизации Крв; съ cw, скв, Смв - теплоемкости исходной смеси F, кубового остатка W, кристаллической фазы і в и маточника Мв; гкв - теплота кристаллизации компонента В.
При отсутствии справочных данных теплоемкости съ cw, скв и Смв можно определить, используя правило аддитивности, зная соответствующие теплоемкости чистых компонентов.
Расход тепла на нагрев и частичное испарение маточника Мв на стадии дистилляции можно установить из уравнения теплового баланса данной стадии 2и = ПН-а + WCvjt-a - МвСмв мг, (2.14) где Нл = Гп + cutn - энтальпия паров 77; сп - теплоемкость дистиллята состава хп = уті, гп - теплота испарения дистиллята 77 данного состава; tM2 - температура маточника Мв после теплообменника Т2. В случае проведения рассматриваемого варианта сопряженного разделения без использования рекуперативного теплообмена между потоками Мв, П и Wуравнение (2.14) будет иметь вид 2и = ПЬП + Wcwtu - МВС МЕ/ФВ. (2-15) Температуру маточника tMl после теплообменника Тх можно определить из теплового баланса указанного теплообменника МВСМЕ/ФВ + ncntm = MBCMB?MI + ncutm. (2-16) Откуда имеем гМ1 = гфв -\ , (2.17) Мвсмв где tm, tm - температуры дистиллята на выходе из конденсатора теплового насоса К и после теплообменника Tj.
Соответственно, температуру маточника tM2 после теплообменника Т2 можно установить из теплового баланса МЗ МЕ/МІ + Wcwtw = MBcMBtM2 + Wcwtm, (2-18) где tw и twl - температуры кубового остатка на входе и на выходе из теплообменника Т2.
Заметим, что если на стадии сепарации не происходит охлаждение потока W за счет тепловых потерь, то можно принять tw = ґи. В свою очередь, если в конденсаторе теплового насоса К не происходит переохлаждение дистиллята 77, то его температура tm = ґи. Из уравнения (2.17) получим (2.19) Wcw(tw- tWl) Ml tu? — мі Г Значения температур tn2 и tm следует выбирать с учетом принятой разности температур потоков в теплообменниках Tj и Т2. Расход теплоносителя Gn теплового насоса зависит от количества подводимого тепла 2и в испарителе И Gu = 2и (2.20) 1-7- U где U и U - энтальпии промежуточного теплоносителя на входе и на выходе из испарителя И. Количество тепла, выделяющееся при конденсации паров П в конденсаторе теплового насоса, равно 2к=і7гп, (2.21) где гп - теплота конденсации паров П составам. Расход тепла на полное испарение промежуточного теплоносителя после его дросселирования составляет 2п = G( 1 - /4), (2.22) где U - энтальпия насыщенных паров теплоносителя при давлении р1; i4 -энтальпия парожидкостной смеси, полученной после дросселирования промежуточного теплоносителя. Мощность компрессора теплового насоса можно установить, используя зависимость [6] ыд = (2.23) VAflJlM где i2 - энтальпия сжатых паров теплоносителя при давлении р2; rjAR и rjM -адиабатический и механический КПД компрессора. Заметим, что значения энтальпий /1, i2, i3 и i4 можно определить, используя диаграмму состояния р - і выбранного промежуточного теплоносителя (рис. 1.19). При этом выбор промежуточного теплоносителя теплового насоса, а также значений р1 и р2, зависят от температур испарения разделяемых смесей.
Количество тепла QR, которое необходимо подвести в компенсирующий теплообменник Тк, составляет QJ\ = Qn Q = Gn(h - /4) -Пги. (2.24)
Как уже отмечалось в главе 1, для оценки эффективности технологических процессов с применением тепловых насосов используют удельный расход условного топлива. При проведении рассматриваемого варианта без использования теплового насоса расход условного топлива на частичное испарение маточника составляет B0 = bi:Q-a, (2.25) где hi - затраты условного топлива на производство одного киловатта тепловой энергии. При проведении же процесса с использованием теплового насоса расход условного топлива составляет Вя = ЬэЫд + bTQR, (2.26) где Ьэ - затраты условного топлива на производство одного киловатта электрической энергии. Для оценки энергетической эффективности применения теплового насоса при проведении сопряженного разделения можно использовать относительный расход условного топлива, который представляет собой отношение затрат топлива с применением теплового насоса и без него Во bjQw (2.27) Заметим что если величина пт 1, то применение теплового насоса при проведении сопряженного разделения оправдано.
В данном варианте, показанном на рис. 2.2, исходная смесь F первоначально подается на стадию дистилляции. При этом, как и в варианте 2.1, продукты разделения получаются в виде потоков дистиллята П и кристаллической фазы Кв. Для расчета этих потоков можно использовать зависимости (2.3) и (2.4).
Анализ влияния технологических параметров на ход и эффективность
Увеличение количества тепла 2И повлечет за собой увеличение мощности компрессора теплового насоса NR и относительного расхода условного топлива пт. Получившаяся картина аналогична наблюдаемой при сопоставлении вариантов 2.1 и 2.2. Можно также сделать вывод, что использование варианта 2.3 для разделения рассматриваемых бинарных смесей более выгодно, чем варианта 2.4, особенно при низких значениях температур ґФА и ґи.
При сравнении результатов расчетов, представленных на рис. 2.11 и рис. 2.23, видно, что характер зависимости относительного расхода условного топлива щ от температур охлаждения смесей ґФА и ґФВ на стадиях кристаллизации КА и Кв имеют различный вид. Подобное различие в картине изменения величины пт объясняется различными условиями протекания процессов разделения в вариантах с подачей на стадии кристаллизации кубового остатка W и дистиллята П. В табл. П.2 и П.З (см. Приложение) представлены расчетные данные для варианта 2.1 и варианта 2.3 соответственно.
Как видно из приведенных данных, в случае варианта 2.3 с ростом температуры охлаждения ґФА наблюдается увеличение выхода дистиллята 77, который в свою очередь приводит к увеличению количества тепла QK, образующегося при конденсации дистиллята П в теплообменнике теплового насоса К. В обоих вариантах разделения наблюдается также повышение расхода тепла 2И, подводимого на стадию дистилляции, и количество тепла 2п, которое необходимо затратить на полное испарение промежуточного теплоносителя, расхода промежуточного теплоносителя Gn, мощности компрессора теплового насоса NR и удельного расхода топлива Вя. Однако, несмотря на рост параметров работы теплового насоса, для вариантов разделения 2.3 и 2.4 характерно уменьшение относительного расхода условного топлива при увеличении температуры охлаждения ґФА. Это можно объяснить тем, что с увеличением потока дистиллята П с ростом температур /фА соответствующее увеличение параметра QK отчасти компенсирует рост мощности компрессора теплового насоса NR. Таким образом, параметр Въ увеличивается с меньшей динамикой, чем если бы количество дистиллята П оставалось постоянным, как это наблюдается в вариантах 2.1 и 2.2. Аналогичная картина наблюдается и при увеличении температуры испарения ґи на стадии дистилляции И.
Как было сказано ранее, в качестве промежуточного теплоносителя, нами была выбрана вода, имеющая наиболее высокие значения теплоты испарения и энтальпии паровой фазы по сравнению с другими «рабочими телами» тепловых насосов [6]. Однако в рассмотренных вариантах разделения для циркуляции в замкнутом контуре теплового насоса могут также использоваться и другие теплоносители.
При выборе конкретного промежуточного теплоносителя для теплового насоса закрытого типа следует учитывать его теплофизические характеристики при различных давлениях: теплоту испарения, энтальпии паровой фазы и конденсата, температуру кипения, а также критические давление и температуру. Также следует учесть выбранные температурные режимы в дистилляторе И и конденсаторе К. Если заданная температура нагрева на стадии дистилляции ґи выше критической температуры конкретного теплоносителя, то его использование в качестве промежуточного в тепловом насосе невозможно.
Таким образом, на основе заданных диапазонов изменения температуры нагрева ґи для каждой разделяемой бинарной смеси можно выбрать несколько возможных промежуточных теплоносителей.
Для варианта разделения бинарной смеси нафталин-бензол кроме воды (R718) в качестве промежуточного теплоносителя также можно использовать некоторые фреоны: трихлорфторметан (R11), 1,1,2-трифтортрихлорэтан (Rl 13), 1,1,1-трифтордихлорэтан (R123), фтордихлорметан (R21) и бутан (R600). Использование изобутана (КбООа) и аммиака (R717) возможно лишь на части возможного диапазона изменения температуры нагрева ґи.
Анализ использования данных теплоносителей при разделении бинарной смеси нафталин-бензол был проведен для варианта разделения 2.1 (рис. 2.1). При этом температуры и давления теплоносителей в конденсаторе К и испарителе И выбирались также, как и в случае использования воды.
Проведенные расчеты показали, что при использовании фреонов R11, R113, R123, R21 и R600 в качестве промежуточных теплоносителей характер изменения параметров работы теплового насоса при повышении температуры кристаллизации ґФВ на стадии кристаллизации Крв аналогичен варианту с использованием воды в качестве промежуточного теплоносителя (рис. 2.10 и 2.11). С увеличением температуры кристаллизации ґФВ и соответствующим увеличением количества тепла 2И, затрачиваемого на испарение маточника на стадии дистилляции, происходит увеличение расхода промежуточного теплоносителя Gn (рис. 2.24,«) и мощности компрессора теплового насоса NR (рис. 2.24,6). Это в свою очередь приводит к увеличению удельного расхода условного топлива Ви (рис. 2.25,«) и относительного расхода условного топлива пт (рис. 2.25,6).
Также нами было проведено качественное сравнение полученных результатов для выбранных фреонов с аналогичными результатами использования в качестве промежуточного теплоносителя воды. Было установлено, что по сравнению с водой использование фреона R113 несколько более энергетически выгодно при низких значениях температуры нагрева ґи и менее выгодно при высоких значениях. В случае использования фреонов Rll, R123, R21 и R600 наблюдается обратная картина - при низких значениях температуры ґи их использование менее энергетически выгодно и более выгодно при высоких значения.