Массообменные процессы

Материальный и тепловой баланс процесса абсорбции. Методы расчета высоты насадки и числа тарелок в абсорбере. Расчет газопромывателей, распыливающего, насадочного и тарельчатого абсорберов, абсорберов с подвижной шаровой насадкой, абсорбера Вентури.

Рубрика Производство и технологии
Вид учебное пособие
Язык русский
Дата добавления 11.12.2012
Размер файла 4,4 M

Отправить свою хорошую работу в базу знаний просто. Используйте форму, расположенную ниже

Студенты, аспиранты, молодые ученые, использующие базу знаний в своей учебе и работе, будут вам очень благодарны.

60

Размещено на http://www.allbest.ru/

Размещено на http://www.allbest.ru/

Министерство образования и науки Российской Федерации

ФГБОУ ВПО «Сибирский государственный технологический университет»

МАССООБМЕННЫЕ ПРОЦЕССЫ

Рекомендовано редакционно-издательским советом СибГТУ

В качестве учебного пособия по курсу «Процессы и аппараты химических производств»

Л.И. Ченцова

М.Н. Шайхутдинова

В.М. Ушанова

Т.В. Борисова

Е.В. Игнатова

В.М. Воронин

Красноярск 2012

Массообменные процессы: Учебное пособие по курсу «Процессы и аппараты химических производств» Ч.1/ Л.И.Ченцова, и др. Под общ. ред. Левина Б.Д.,- Красноярск: СибГТУ, 2012. - 208 с.

Учебное пособие предназначено для курсового проектирования студентов специальностей 240901, 240403, 240201, 240502, 240406, 280201, 050500, 240801, 260601, 200503, 130603, 080502, выполняющих курсовой проект по дисциплине «Процессы и аппараты химической технологии». В первой части учебного пособия приведена методика расчета абсорбционных колонн и примеры расчета аппаратов с различными контактными устройствами. В приложениях приведены таблицы физико-химических свойств растворов и газов.

Рецензенты: д.т.н., проф. Сибирского государственного аэрокосмического университета им. академика М.Ф. Решетнева Е.В. Сугак

©ФГБОУ ВПО Сибирский государственный технологический университет, 2012

Оглавление

Введение

Глава 1. Методика расчета процесса физической абсорбции

1.1 Материальный баланс процесса абсорбции

1.2 Тепловой баланс процесса абсорбции

1.3 Определение основных размеров абсорбера

1.4 Методы расчета высоты насадки и числа тарелок в абсорбере

1.5 Расчет абсорберов с подвижной шаровой насадкой

1.6 Расчет распыливающих абсорберов

1.7 Расчет газопромывателей

1.7.1 Расчеты параметров полых газопромывателей с определением степени очистки по вероятностному методу

1.7.2 Расчеты характеристик пенных пылеуловителей с провальными, дырчатыми и щелевыми тарелками с определением степени очистки по вероятностному методу

1.7.3 Расчеты аппаратов

1.7.4 Расчеты параметров скрубберов Вентури с определением степени очистки по вероятностному методу

1.7.5 Расчеты мокрых скрубберов по энергетическому методу

1.7.6 Пенные аппараты

Глава 2. Примеры расчета абсорбционных аппаратов

2.1 Расчет насадочного абсорбера

2.2 Расчет тарельчатого абсорбера

2.3 Расчет струйного абсорбера Вентури

2.4 Расчет абсорбционной установки

2.4.1 Насадочная колонна

2.4.2 Тарельчатая колонна

Библиографический список

Приложения

Введение

Курсовой проект по дисциплине «Процессы и аппараты химических производств» является заключительной частью курса. Цель курсового проектирования - закрепить и расширить знания по теоретическому курсу, привить студентам навыки самостоятельной работы по расчету аппаратов, графическому оформлению проекта, познакомить со специальной технической литературой, справочниками, каталогами.

Настоящее учебное пособие предназначено для студентов химико-технологических специальностей, выполняющих курсовой проект по одному из видов массообменных процессов, а именно: абсорбции, ректификации или сушке.

Абсорбция находит широкое применение во многих технологических процессах, а также для очистки отходящих газов химических производств.

Процессы ректификации также являются необходимой стадией многих технологических процессов.

Для проведения процессов абсорбции и ректификации применяются колонные аппараты различного типа, отличающиеся один от другого способом контакта фаз и видом контактного устройства. Целью расчета установок абсорбции и ректификации является определение основных размеров колонны, ее гидравлического сопротивления, материальных потоков и расхода тепла.

Сушка является заключительной стадией многих технологических процессов. Наиболее широко распространен способ конвективной сушки, заключающейся в подводе тепла к высушиваемому материалу и уносу испаренной из материала влаги с помощью горячего теплоносителя.

Основным аппаратом установки является сушилка, которая может быть барабанной, кипящего слоя, аэрофонтанной или пневматической. В зависимости от физико-химических свойств материала и степени его измельчения выбирается тип сушилки. Сушилка должна обеспечить максимальный контакт между высушиваемым материалом и теплоносителем, обладать максимальной пропускной способностью по материалу и сушильному агенту, иметь минимальное гидравлическое сопротивление.

В учебном пособии изложены общие принципы и методика расчета абсорбционных и ректификационных колонн, получивших наиболее широкое применение в промышленности: тарельчатых - с колпачковыми, ситчатыми и клапанными тарелками, насадочных, скрубберов Вентури.

Даны общие принципы и методика расчета сушилок с псевдоожиженным слоем, барабанных, аэрофонтанных и пневматических.

Каждый раздел сопровождается примерами расчета установок, а также методикой расчета вспомогательного оборудования. Приложения к разделам включают необходимый справочный материал для расчета.

Учебное пособие составлено сотрудниками кафедры Промышленной экологии, процессов и аппаратов химических производств СибГТУ. Введение и глава 7 составлены проф. Б.Д. Левиным, первый раздел - Л.И. Ченцовой, В.М. Ушановой, Е.В. Игнатовой, второй раздел - М.Н. Шайхутдиновой, Т.В. Борисовой, третий раздел - Л.И. Ченцовой, М.Н. Шайхутдиновой, В.М. Ворониным.

Условные обозначения:

G - массовый расход, кг/с

V - объемный расход, м3/с

t - температура, оС

?P - перепад давления, Па

Y - концентрация газовой фазы, кмоль/кмоль

X - концентрация жидкой фазы, кмоль/кмоль

- концентрация газовой фазы, масс. %

- концентрация жидкой фазы, масс. %

c - удельная теплоемкость вещества, Дж/кгК

л - коэффициент теплопроводности, Вт/мК

л - коэффициент трения

I, i - энтальпия пара и жидкости, Дж/кг

r - удельная теплота парообразования, кДж/кг

с - плотность жидкости, кг/м3

м - динамический коэффициент вязкости, Па с

d - диаметр трубопровода, м

l - длина трубы, м

W - количество испаряемой влаги, кг/с

Uн, Uк - начальная и конечная влажность материала, %

H - высота массообменного аппарата, м

Н - напор насоса, м

D - диаметр аппарата, м

Глава 1. Методика расчета процесса физической абсорбции

Абсорбцией называют процесс поглощения растворимого компонента газовой смеси жидким поглотителем. Абсорбцию применяют в промышленности для получения готового продукта (производство кислот), разделение газовых смесей (получение бензола из коксового газа), улавливания вредных (H2S, СО, влаги) и ценных (рекуперация спиртов и др.) компонентов.

При абсорбции происходит контакт жидкости и газа; при этом масса одного из компонентов газовой фазы переносится в жидкостную фазу или наоборот (десорбция). При наличии разности концентраций или парциальных давлений между фазами (движущая сила процесса) происходит процесс массопередачи, который прекращается при достижении процесса равновесия.

Механизм процесса переноса массы сводится к молекулярной и турбулентной диффузии. При молекулярной диффузии, происходящей в неподвижной фазе и ламинарном потоке, перенос массы характеризуется коэффициентом диффузии D. При турбулентной диффузии перенос вещества осуществляется движущими частицами среды и определяется гидродинамическим состоянием потока. Механизм переноса веществ через границу раздела фаз является кардинальным вопросом теории массопередачи и окончательно не решен. Предполагая что, диффузионные сопротивления в жидкой и газообразной фазах обладают свойством аддитивности, можно записать основное уравнение массопередачи:

, (1.1)

где K - коэффициент массопередачи; F - площадь поверхности контакта фаз; ср - средняя движущая сила процесса; М - количество поглощенного вещества.

Среднюю движущую силу процесса можно выразить через разность парциальных давлений поглощаемого компонента и его равновесного значения на входе и выходе из абсорбера pср (в мм рт. ст., кгс/см2), разность молярных составов Хср и Yср (в кмоль на 1 кмоль смеси), разность относительных молярных составов Xср , Yср (в кмоль на 1 кмоль носителя), разность молярных концентраций Сср (в кмоль/м3). Так, при выражении движущей силы через парциальные давления на входе и выходе из абсорбера

pвх = pн - pиpвых = pк - p, (1.2)

где pн и pк - парциальное давление поглощаемого компонента в газе на входе и выходе из абсорбера; p и p - равновесное давление поглощаемого компонента в жидкости на входе и выходе в абсорбер.

Среднее значение движущей силы определяется либо как среднее арифметическое, либо как среднее логарифмическое по аналогии с теплопередачей.

Коэффициент массопередачи (абсорбции) определяют в зависимости от способа выражения движущей силы процесса. Если движущую силу выражают через концентрации в газовой фазе, то уравнение для расчета K имеет вид

. (1.3)

Коэффициент массопередачи, отнесенный к концентрации жидкости, определяют из соотношения

.(1.4) В этих выражениях y и x - коэффициенты массоотдачи, которые характеризуют количество вещества, переносимого внутри фазы в единицу времени через единицу поверхности при движущей силе, равной единице; m - константа фазового равновесия, определяемая как тангенс угла наклона линии равновесия (с учетом масштаба диаграммы) к оси абсцисс.

Коэффициенты массоотдачи определяют из критериальных уравнений, приводимых в литературе, для различных случаев абсорбции.

Процесс абсорбции идет до состояния равновесия, характеризуемого равновесным распределением растворимого газа между инертным газом (носителем) и жидкостью, и выражается законом Генри. Константу фазового равновесия m выражают в зависимости от принятых единиц концентрации. Значения константы m приведены в справочной литературе (константа Генри). Для пересчета размерности констант используют специальные формулы.

Принципиальная схема абсорбционной установки представлена на рисунке 1.1.

Расчет любого по конструкции абсорбционного аппарата состоит из трех основных стадий:

на основании заданных и равновесных концентраций для рассчитываемой системы газ-жидкость определяется количество абсорбента, необходимого для поглощения заданного количества газа;

при известных предельных нагрузках по газу и жидкости находят площадь поперечного сечения колонны;

на основании уравнений кинетики процесса, данных равновесия и материального баланса определяется поверхность межфазного контакта фаз или эквивалентные ей величины - высота насадки или число тарелок.

1 - вентилятор (газодувка); 2 - абсорбер; 3 - брызгоотбойник; 4, 6 - оросители; 5 - холодильник; 7 - десорбер; 8 - куб десорбера; 9, 13 - емкости для абсорбента; 10, 12 - насосы; 11 - теплообменник - рекуператор

Рисунок 1.1 - Принципиальная схема абсорбционной установки

Данные по растворимости газа некоторых систем газ - жидкость, использующиеся для построения линии равновесия, приведены в Приложении А 1.

1.1 Материальный баланс процесса абсорбции

Если принять, что расход инертной части газовой фазы по высоте аппарата не изменяется, а также в ходе процесса температура газовой и жидкой фаз остаются постоянными, то минимальный расход абсорбента Lmin может быть определен из уравнения материального баланса по формуле (1.5), в кмоль / с

G0 (Yн - Yк) = Lmin (Xк* - Xн),(1.5)

где Xк* - равновесное содержание поглощаемого компонента в жидкой фазе, относительно газа, Yн, поступающего в аппарат, выраженного в относительных мольных концентрациях; G0 - расход инертного газа (воздуха), кмоль/с.

Таблица перевода концентраций из мольных и массовых в относительные приведена в Приложении А 2.

.(1.6)

Минимальный удельный расход абсорбента lmin (кмоль жидкости / кмоль газа) находится из уравнения

. (1.7)

Фактический удельный расход абсорбента l больше минимального и определяется из соотношения

l = lmin , (1.8)

где - коэффициент избытка поглотителя.

Величина коэффициента избытка поглотителя зависит от требований технологии и изменяется в пределах от 1,1 до 2,0. Как правило, для тарельчатых аппаратов = 1,1 - 1,4; для насадочных аппаратов = 1,4 - 2,0. Выбор величин , а, следовательно, l, должен соответствовать оптимальным технико-экономическим условиям работы абсорбера и находится технико-экономическим расчетом.

Общий расход абсорбента L, кмоль/с, находится как произведение удельного расхода на количество инертной фазы

L = l G0. (1.9)

Равновесная концентрация поглощаемого компонента Xк* может быть определена по рисунку 1.2, на пересечении Yн с линией равновесия, построенного по данным растворимости его из соотношения

Y* = x = m X. (1.10)

Выразим Y* в относительных мольных концентрациях

.(1.11)

Равновесную конечную концентрацию Xк* можно также рассчитать по уравнению

.(1.12)

Концентрация поглощаемого компонента в уходящей из абсорбера жидкости Xк определяется из уравнения

. (1.13)

Уравнение 1.13 является уравнением рабочей линии процесса и координата Y - X представляет прямую линию АВ, тангенс угла наклона которой к оси Х равен удельному расходу жидкости l (рисунок 1.2).

Рисунок 1.2 - Рабочая линия абсорбции

Из уравнения материального баланса определяют количество поглощенного компонента Ма, кмоль/с

Ма = G0 (Yн - Yк) = L (Xк - Xн). (1.14)

1.2 Тепловой баланс процесса абсорбции

При растворении газа (при хемосорбции) в жидкости выделяется большое количество тепла. При отсутствии отвода тепла температура жидкости повышается, что ведет к возрастанию равновесного парциального давления компонента, изменению линии равновесия, уменьшению движущей силы процесса, ухудшению условий процесса.

Количество тепла Q, кДж/с, выделившееся при абсорбции, равно

Q = M Ф = Ф L (Xк - Xн), (1.15)

гдеФ - дифференциальная теплота растворения, кДж/кмоль.

Дифференциальные теплоты растворения некоторых газов приведены в [9].

Если абсорбция ведется без отвода тепла, то вся выделившаяся теплота идет на согревание жидкости

Q = L С (t2 - t1), (1.16)

где C - теплоемкость жидкости, кДж/кмоль.

Из уравнения теплового баланса абсорбера, работающего без отвода тепла, определяют температуру жидкости на выходе из абсорбера

Q = Ф L (X2 - X1) = L С (t2 - t1), (1.17)

тогда

t2 = t1 + (X2 - X1). (1.18)

Отвод тепла при абсорбции предусмотрен, если температура жидкости повышается больше чем на 10oС. Тогда, в тарельчатых абсорберах на тарелках укладываются змеевики, охлаждаемые водой. Расход воды на охлаждение определяется решением теплового баланса.

Отвод тепла, выделяющегося при абсорбции в насадочных аппаратах, производится рециркуляцией жидкости, рисунок 1.3.

Насыщенный раствор, выходящий из абсорбера, частично насосом 2 перекачивается через холодильник 3 и возвращается в процесс, оставшаяся часть - выводится из системы.

Чтобы компенсировать поток абсорбента, выводимый из системы, на абсорбцию непрерывно подается свежий поглотитель, в количестве Lо.

Кратность циркуляции n = L1 / L0 представляет собой отношение количества абсорбента, протекающего через абсорбер L1 к количеству свежего абсорбента.

1 - абсорбер; 2 - насос; 3 - холодильник

Рисунок 1.3 - Абсорбционная установка с рециркуляцией поглотителя

Кратность циркуляции определяют решением уравнения теплового баланса, при этом задаются температурой абсорбента (жидкости) на выходе из аппарата t2:

G0 Ф (Yн - Yк) = L2 С2 t2 - L1 С1 t1,(1.19)

гдеФ - дифференциальная теплота растворения, кДж/кмоль;

C1, С2 - теплоемкость поступающей и выходящей из колонны жидкости, кДж/кмоль.

Уравнение (1.19) решается совместно с уравнением материального баланса L2 = L1 + L.

Концентрацию жидкости Xн , поступающей на абсорбцию, определяют по уравнению

Yн - Yк = l (Xк - X0) = n l (Xк - Xн ),(1.20)

.(1.21)

1.3 Определение основных размеров абсорбера

Технологический расчет абсорбционных аппаратов позволяет определить их основные размеры - диаметр и рабочую высоту. Расчет диаметра и рабочей высоты зависит от внутреннего устройства аппарата.

Определение диаметра абсорбера

Величина поперечного сечения аппарата, м2, определяется расходом газовой фазы и допустимой скоростью

, (1.22)

где Vсек - объемный секундный расход газовой фазы, приведенной к рабочим условиям, м3/с;

w0 - фиктивная скорость газа, отнесенная к полному сечению аппарата, м/с.

Объемный расход (м3/с), приведенный к рабочим условиям, определяется по формуле

(1.23)

где Gг - расход газа, кг / с;

T0, T - нормальная и рабочая температура газа, К;

0, г - плотность газа при нормальных и рабочих условиях, кг/м3.

Значение w0 для насадочных абсорберов принимается равным
(0,75-0,9), от предельно допустимой скорости wп , и определяемой по формуле

,(1.24)

где wп - предельная скорость газа (пара) в режиме эмульгирования, отнесенная к полному сечению абсорбера, м / с;

y и x - плотности газа и жидкости, кг/м3;

L и G - массовые расходы жидкости и газа, кг/с;

а - удельная поверхность насадки, м2 / м3;

А и В - коэффициенты, зависящие от типа насадки, таблица 1.1;

х, в - вязкость, соответственно, поглотителя при температуре в абсорбере и воды при 20оС, Пас;

Vсв - свободный объем насадки, м3/м3;

g - ускорение свободного падения, м/с2.

Характеристики насадок а и Vсв приведены в Приложении А3.

Таблица 1.1 - Значения коэффициентов А и В

Тип насадки

А

В

Трубчатая

0,47 +1,5 lg (dэ / 0,025)

1,75

Плоскопараллельная хордовая

0

1,75

Пакетная

0,062

1,55

Кольца Рашига внавал

- 0,073

1,75

Кольца Палля

- 0,49

1,04

Седла размером 25 мм

- 0,33

1,04

Седла размером 50 мм

- 0,58

1,04

Кроме того, для определения скорости w0 в насадочных абсорберах может быть использовано уравнение

Rey = 0,045 Ar0,57 . (1.25)

Через Rey определяют w0

w0 =, (1.26)

где у, у - плотность и вязкость газа при рабочих условиях.

Критерий Архимеда определяют по уравнению

, (1.27)

где x - плотность жидкости при рабочих условиях, кг/м3;

dэ - эквивалентный диаметр насадки, зависящий от характеристики насадки

dэ = , (1.28)

где w0, найденная по этому методу, составляет 80 % от wп.

Диаметр колонны, м, определяется по формуле

. (1.29)

Затем выбирается стандартный диаметр абсорбера и уточняется скорость газа

. (1.30)

Ниже приведены нормальные ряды диаметром колонн (в м), принятые в химической и нефтеперерабатывающей промышленности

в химической промышленности - 0,4; 0,5; 0,6; 0,8; 1,0; 1,2; 1,4; 1,6; 1,8; 2,2; 2,6; 3,0; в нефтеперерабатывающей промышленности - 1,0; 1,2; 1,4; 1,6; 1,8; 2,0; 2,2; 2,4; 2,6; 2,8; 3,0; 3,2; 3,4; 3,6; 3,8; 4,0; 4,5; 5,0; 5,5; 6,0; 6,4; 7,0; 8,0; 9,0.

Определение плотности орошения

Для обычных насадочных колонн после определения диаметра абсорбера необходимо рассчитать действительную плотность орошения U, которая должна быть не менее Uопт

U = Uопт = в а, (1.31)

где в - коэффициент; при абсорбции аммиака водой

в = 4,3810-5 м3/м2 с, при абсорбции паров органических жидкостей

в = 2,5810-5 м3/м2 с; а - удельная поверхность насадки, м2/м3.

Если плотность орошения U меньше оптимальной плотности орошения Uопт, меньше единицы - насадка не полностью смочена. Это учитывается коэффициентом смоченности насадки , определяемым по рисунку 1.4 не должен быть меньше 0,8 - 0,9.

Для увеличения плотности орошения следует применять насадку с меньшей удельной поверхностью, чтобы снизить Uопт. Максимальное смачивание насадки достигается при (U / Uопт) 1, тогда = 1. Для равномерного смачивания насадки должно соблюдаться следующее соотношение диаметра колонны Dк и диаметра насадки dн.

? 8. (1.32)

Скорость газа и диаметр тарельчатого абсорбера

В колоннах с колпачковыми тарелками имеет место пузырьковый режим работы, при этом скорость газа 0,5 м/с. В колоннах с ситчатыми тарелками скорость газа 1 м/с, при этом возникает пенный режим работы тарелки.

1 - кольца Рашига; 2 - хордовая насадка

Рисунок 1.4 - Коэффициент смачиваемости при различном отношении U/Uопт

Режим газовых струй возникает при скорости газа больше 1 м/с, в этом режиме работают специальным образом сконструированные тарелки - пластинчатые. Скорость газа должна быть ниже некоторого предельного значения wп, при котором начинается брызгоунос

w=(0,750,9) wп. (1.33)

Значение wп приближенно можно определить по рисунку 1.5 для тарелок с круглыми колпачками. Для тарелок других конструкций значения предельной скорости wп, найденные по графику, следует умножить на поправочный коэффициент.

Допустимую оптимальную скорость газа (пара) в колонне (м/с) определяют по формуле

, (1.34)

где С - коэффициент, зависящий от конструкции тарелки и расстояний между ними, принимается по рисунку 1.7.

При выборе коэффициента С ориентировочное значение расстояния между тарелками принимают для колпачковых 200-300 мм, для ситчатых 300-400 мм.

Рисунок 1.5 - Определение предельной скорости газа в свободном сечении абсорбера при различном расстоянии между тарелками

Тарелки

Коэффициент

С прямоугольными колпачками

0,7

Ситчатые

1,35

Провальные

1,5

Для клапанных тарелок скорость газа определяют из равенства

, (1.35)

где G - масса клапана, кг;

S0 - площадь отверстия под клапаном, м2;

о - коэффициент сопротивления, равный 3.

По ГОСТ 16452-79 диаметр отверстия под клапаном равен 40 мм, масса клапана 0,04 кг.

Затем проверяют минимально допустимое расстояние между тарелками, обеспечивающее работу гидравлического затвора на тарелке. Минимальное расстояние между тарелками со сливными устройствами определяют по формуле

, (1.36)

где Р - гидравлическое сопротивление орошаемой тарелки, Па;

x - плотность жидкости, кг/м3.

Задаваясь расстояниями между тарелками Нт и определив диаметр колонны Dк по формуле (1.29) в зависимости от у/x значения wп и wотп, проверяют соответствие расстояния между тарелками Нт диаметру колонны Dк.

Dк, м

0,6

0,6 - 1,2

1,2 - 1,8

1,8 и более

Нт, м

0,16

0,3

0,46

0,6 и более

Если полученному значению Dк не соответствует Нт, его принимают согласно рекомендациям и повторяют расчет.

Предельные нагрузки по пару в тарельчатых колоннах, работающих при атмосферном давлении или под вакуумом, в зависимости от расстояния между тарелками, определяют по рисунку 1.6.

Минимальное расстояние между тарелками Hmin должно обеспечить работу гидравлического затвора на тарелке. Для тарелок со сливными устройствами Нmin определяется как

Нmin . (1.37)

Рисунок 1.6 - Определение предельных нагрузок по пару в тарельчатых колоннах, работающих при атмосферном давлении или под вакуумом

Для колпачковой тарелки

Нmin = 23300 , (1.38)

где F - поперечное сечение колонны, м2;

w - скорость газа в колонне, м / с;

dк - диаметр колпачка, м;

n - число колпачков на тарелке.

Принятая величина Нт должна быть равна Нmin или больше.

Рисунок 1.7 - Зависимость коэффициента С от расстояния Н между тарелками

Оптимальная скорость газа в тарельчатых аппаратах составляет 80% от предельно допустимой, которая находится для колпачковых тарелок по формуле

, (1.39)

где dк - диаметр колпачка, м;

Нт - расстояние между тарелками, м;

hк - высота колпачка, м.

Для колонн с ситчатыми тарелками предельная скорость газа определяется по формуле

wп = 0,05. (1.40)

Для колонн с провальными тарелками предельные скорости определяются по формуле

wп = . (1.41)

Величины А и С находятся по следующим зависимостям

lg А = lg В - 1,73 ; (1.42)

С = , (1.43)

где В - коэффициент (для колонн с решетчатыми, трубчатыми и дырчатыми провальными тарелками В = 316);

wх , wу - массовые скорости жидкости и газа, кг / м2 •с;

dэ - эквивалентный диаметр отверстия или щели в тарелке, м;

Sс - относительное свободное сечение тарелки;

х , в - вязкость поглотителя и воды при 20oС, Па•с.

Верхний предел скорости газа wmax определяется по формуле 1.35 при В=16, а нижний предел скорости wmin при В=3.

Скорость газа в интервале устойчивой работы провальных тарелок может быть определена с помощью уравнения

Y = В е - 4х .(1.44)

Здесь

Y = , (1.45)

Х = , (1.46)

где w - скорость газа в колонне, м / с;

dэ - эквивалентный диаметр отверстия или щели в тарелке, м;

Fс - доля свободного сечения тарелки, м2 / м2;

х, у - вязкость жидкости и газа при температуре абсорбции, Па•с.

При нормальной работе тарелки коэффициент В=2,93 - для нижнего предела и В=10 -для верхнего предела. Для оптимальной работы тарелки принимают В=68. Принимают стандартный диаметр колонны и уточняют скорость газа в абсорбере.

1.4 Методы расчета высоты насадки и числа тарелок в абсорбере

В инженерной практике наиболее часто применяются три метода расчета процессов абсорбции.

По первому методу кинетика процесса выражается через коэффициенты массопередачи, а движущая сила рассчитывается по разности концентраций или, косвенно, с помощью числа единиц переноса.

По второму методу кинетика выражается с помощью высоты единиц переноса - ВЕП (для насадочных колонн) или числа единиц переноса - ЧЕП, соответствующего одной тарелке (тарельчатых колонн), а движущая сила рассчитывается через число единиц переноса.

По третьему методу кинетика выражается с помощью высоты, эквивалентной теоретической ступени изменения концентрации, - ВЭТС (для насадочных колонн) или КПД тарелки (для тарельчатых колонн); движущая сила рассчитывается косвенно через число теоретических ступеней изменения концентрации или теоретических тарелок.

В соответствии с вышеизложенными методами расчета процесса абсорбции определяется высота насадочных и тарельчатых колонн.

В основе расчета процесса абсорбции лежит основное уравнение массопередачи (1.1).

В зависимости от способов выражения кинетики процесса, движущей силы и вида контактных устройств уравнение (1.1) преобразуется в различные соотношения, используемые в расчете насадочных и тарельчатых абсорберов.

Расчет насадочных абсорберов

По первому методу расчет насадочных абсорберов ведется в следующем порядке. Если рабочая и равновесная линия прямые (рисунок 1.8), то высота насадки Ннас определяется по следующим формулам.

1 - равновесная линия; 2 - рабочая линия

Рисунок 1.8 - Определение средней движущей силы процесса абсорбции

Для легко растворимых газов

Ннас = . (1.47)

Для трудно растворимых газов

Ннас = , (1.48)

где МА - количество поглощенного компонента, кмоль/с, кг/с;

КYV, КХV - объемные коэффициенты массопередачи, отнесенные к газовой и жидкой фазам, (), ();

F - поверхность контакта фаз;

Yср, Хср - средние логарифмические значения движущей силы по газовой и жидкой фазе.

S - поперечное сечение колонны, м2.

Средняя движущая сила определяется по формулам:

ср = ; (1.49)

ср = , (1.50)

где - движущие силы массопередачи на концах аппарата, рисунок 1.9;

- выражены в относительных массовых концентрациях.

Среднюю движущую силу можно рассчитать аналогично по формулам (1.45) и (1.46), если известно уравнение линии равновесия или коэффициент распределения m, рассчитываемый по уравнению (1.10), ХК* - по уравнению (1.12).

Рисунок 1.9 - Схема распределения концентраций в потоке газа и жидкости в абсорбере

При абсорбции легко растворимых газов, когда сопротивлением жидкой фазы можно пренебречь, коэффициент массопередачи КYV определяется по уравнению

.(1.51)

При абсорбции трудно растворимых газов можно пренебречь сопротивлением газовой фазы и рассчитать КХV по уравнению

. (1.52)

В этих формулах:

;,(1.53)

где dэ - эквивалентный диаметр насадки, м;

dэст - эквивалентный диаметр стандартной насадки (25253мм),м;

Reу, Reх - режим движения газовой и жидкой фаз;

Рry, Рrх, - критерий Прандтля для газовой и жидкой фаз.

;;(1.54)

;,(1.55)

где Dу, Dх - коэффициенты диффузии поглощаемого компонента в газе и жидкости, м2 /с;

у, х - вязкость газа и жидкости, Пас (Приложения А4-А6);

f - фактор гидродинамического состояния двухфазной системы.

. (1.56)

Коэффициент А1 определяется по рисунку 1.10, в зависимости от отношения; wп - предельная скорость газа, определенная ранее по формуле (1.24), м /с.

Отношение зависит от гидродинамического состояния системы:

= 1 - для точки инверсии;

= 0,85 - для точки подвисания;

= 0,45 - для точки торможения газа.

Рисунок 1.10 - Зависимость коэффициента А от отношения wy/wп

Для колонн, работающих в пленочном режиме = 0,8.

Коэффициенты диффузии Dу и Dх (м2 /с) определяются по Приложению А7 или по формуле

, (1.57)

где vA и vB - мольные объемы газов А и В, определяемые как сумма атомных объемов элементов, входящих в состав газов, см3/моль (Приложение А8);

МА и МВ - мольные массы газов А и В;

p - давление (абсолютное) при абсорбции, кгс/см2;

Т - температура, К.

, (1.58)

где А, В - коэффициенты, зависящие от свойств растворенного вещества и растворителя. Для газов А=1, для воды В=4,7, для метанола и этанола В=2, для ацетона В=1,15.

х - динамический коэффициент вязкости жидкости, мПа·с;

и - мольные объемы растворенного вещества и растворителя;

МА и МВ - мольные массы растворенного вещества и растворителя.

Для водных растворов Dх (м2 / с) можно определять по формуле

. (1.59)

В случае, когда на скорости массопередачи оказывает влияние как сопротивление жидкой так и газовой фазы, для расчета высоты насадки используются формулы

(1.60)

Или , (1.61)

где S - поперечное сечение колонны, м2;

a - удельная поверхность насадки, м2 / м3;

Кy, Кx - коэффициенты массопередачи, отнесенные к газовой или жидкой фазе, ;

YСР, ХСР - средняя движущая сила по газовой и жидкой фазам.

Коэффициенты массопередачи определяются по формула(1.3) и (1.4).

Коэффициенты массоотдачи по газовой фазевy и жидкой фазе вx определяются по формулам

для нерегулярных насадок (внавал)

; (1.62)

для регулярных насадок

, (1.63)

где dэ - эквивалентный диаметр насадки, м;

l - высота элемента насадки, м.

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе определяется по уравнению

. (1.64)

В этих уравнениях ;

;

;

, (1.65)

где U - плотность орошения, м3 / м2· с.

Плотность орошения U определяется отношением объемного расхода жидкой фазы V (м3 / с) к поперечному сечению колонны S (м2); .

Приведенная толщина пленки пр (м) определяется по формуле

. (1.66)

Второй метод расчета заключается в определении числа единиц переноса и высоты единиц переноса.

При расчете по газовой фазе

Ннас = nOY hOY .(1.67)

При расчете по жидкой фазе

Ннас = nOХ hOХ ,(1.68)

где hOY, hOХ - общая высота единиц переноса в газовой и жидкой фазах.

hOY = hY +; (1.69)

hOХ = hХ + (А hY ),(1.70)

где hY, hХ - высота единиц переноса по газовой и жидкой фазам, м;

А = - фактор абсорбции.

m - тангенс угла наклона линии равновесия;

L, G - массовые расходы жидкости и газа, кг / с.

Высота единиц переноса по газовой фазе определяется:

для неупорядоченно загруженных насадок

hY = 0,615 dэ (Rey)0,345 (Pr'y)2 / 3; (1.71)

для упорядоченно загруженных насадок

hY = 1,5 dэ (Rey)0,26 (Pry)2 / 3 , (1.72)

где dэ - эквивалентный диаметр насадки, м;

l - высота элемента насадки, м.

Высота единицы переноса по жидкой фазе определяется по формуле

hХ = 119 пр (ReХ)0,25 (PrХ)0,5. (1.73)

Число единиц переноса nOY, nOХ определяются по формулам

noy =;nox =.(1.74)

Эти уравнения решаются методом графического интегрирования. Для этого строят кривую зависимости подынтегральной функции от аргумента, рисунок 1.11.

Рисунок 1.11 - Определение nOY методом графического интегрирования

Задаем ряд значений Y в пределах YН и YК. Число единиц переноса будет равно площади подынтегральной кривой S, умноженной на масштаб по осям

noy = S· m1 · m2 ,(1.75)

где S- площадь, ограниченная кривой;

m1 - масштаб по оси ординат; m2 - масштаб по оси абсцисс.

Аналогично, пользуясь графиком зависимости от X, определяют nox.

Третий метод расчета применяется лишь в том случае, если отсутствуют данные о коэффициентах массопередачи или высоте единиц переноса, т.е. об истинной кинетике массопередачи в аппаратах данной конструкции.

Расчетное уравнение для определения высоты насадки имеет вид

Ннас = hЭКВ nТ , (1.76)

где hЭКВ - высота, эквивалентная теоретической ступени изменения концентрации или теоретической тарелке, м;

nТ - число теоретических тарелок.

Высоту насадки hЭ, эквивалентную одной теоретической тарелке, для точки начала эмульгирования (точка инверсии) определяют по формуле

, (1.77)

где w0 = (0,75 - 0,9) от wп , определенной по формуле (1.33);

f - фактор гидродинамического состояния двухфазной системы, определяется по рисунку 1.10, при отношении или по формуле (1.56);

FС - свободное сечение колонны, FС = 0,785 DК2;

G, L - массовые расходы жидкости и газа, кг / с;

m - среднее значение тангенса угла наклона линии равновесия.

Если растворимость абсорбируемого газа подчиняется закону Генри и линия равновесия представляет собой прямую, множитель принимается равным единице.

Высота насадки, эквивалентная одной единице переноса, зависит от характеристики насадки и фазового состояния

hЭ = hУ + hХ,(1.78)

гдеl - удельный расход поглотителя, l = , кг / кг.

Высота насадки, эквивалентная одной единице переноса для газовой фазы, определяется по формулам

для беспорядочных насадок

hY = 0,615 dэ (Rey)0,345 (Pry)2 / 3; (1.79)

для регулярных насадок

hY = 1,5 dэ (Rey)0,26 (Рry)2 / 3. (1.80)

Величину hY можно также определить по формуле

, (1.81)

где f - определяется по рисунку 1.10 для точки инверсии;

- коэффициент смоченности насадки, определяемый по рисунку 1.4, в зависимости от отношения , определяемых по уравнению 1.31;

a, Vсв - удельная поверхность и свободный объем насадки.

Высота насадки, эквивалентная одной единице переноса для жидкой фазы, определяется по формуле

hХ = 119 пр (ReХ)0,25 (PrХ)0,5 , (1.82)

где dэ - эквивалентный диаметр насадки, dэ = , м.

Критерий Рейнольдса

Reг = ;Reж = ;(1.83)

Массовые скорости w (кг / м2)

wг = ;wж = .(1.84)

Диффузионный критерий Прандтля

Prг =; Prж = , (1.85)

где г, ж, г, ж - вязкости и плотности газа и жидкости;

Dг, Dж - коэффициенты диффузии газа и жидкости.

Приведенная толщина пленки определяется по формуле (1.66).

Число теоретических тарелок определяется по графику, рисунок 1.12, путем вписывания ломаной AFEDCB… между рабочей и равновесной линиями. Причем величина nт - число ступеней изменения концентрации или число теоретических тарелок - может не быть целым числом. Рабочая линия и линия равновесия на диаграмме Y-Х строятся в относительных концентрациях

Y - () или ();

Х - () или ().

Рисунок 1.12 - Определение числа ступеней изменения концентрации графическим методом

Общую высоту насадочной колонны, м, определяют по формуле

Н = Ннас + h1 + h2 + h3 , (1.86)

где Ннас - высота насадочной части колонны, м;

h1 + h2 + h3 - высота, соответственно, сепарационной части колонны (над насадкой), нижней части колонны, и между слоями насадки.

Отношение высоты насадки к диаметру колонны должно удовлетворять условию = от 1,5 до 10.

Расстояние от верха насадки до конца абсорбера h1 зависит от распределительного устройства для орошения насадки и от высоты сепарационного пространства, в котором часто устанавливают каплеотбойники для предотвращения брызгоуноса (2 м).

Расстояние между днищем абсорбера и насадкой h2 определяется необходимостью равномерного распределения газа по поперечному сечению колонны. Обычно это расстояние принимается равным (1-1,5)·D.

В приближенных расчетах высоты h1 и h2 принимают равными 0,6-1,5 м.

Расстояние между слоями насадки, h3 , зависит от высоты перераспределительной тарелки и диаметра колонны, принимается конструктивно.

Высота слоя насадки между разрывами принимается 3-4 м.

Гидравлическое сопротивление абсорбера

Гидравлическое сопротивление Ра обуславливает энергетические затраты на транспортировку газового потока через абсорбер.

Величину Ра, Па, рассчитывают по формуле

Ра = Рс 10вU, (1.87)

где Рс - гидравлическое сопротивление сухой, не орошаемой жидкостью, тарелки, Па;

U - плотность орошения, м3 / (м2·с);

в - коэффициент, значения которого приведены в таблице 1.2.

Гидравлическое сопротивление сухой насадки Рс, определяют по формуле

Рс = , (1.88)

где - коэффициент сопротивления;

wо = - скорость газа в свободном сечении насадки, м / с;

Vсв - свободный объем насадки, м3 / м3.

Таблица 1.2 - Коэффициент В насадок

Насадка

В

Насадка

В

Кольца Рашига в укладку

Кольца Палля (50 мм)

126

50 мм

173

Блоки керамические

151

80 мм

144

Седла «Инталокс»

100 мм

119

25мм

33

Кольца Рашига внавал

50 мм

28

25 мм

184

Седла Берля (25мм)

30

50 мм

169

Коэффициенты сопротивления беспорядочных седлообразных насадок рассчитывают по формуле

= + 2,34.(1.89)

Коэффициенты сопротивления беспорядочно насыпанных, внавал, кольцевых насадок рассчитывают по формулам

при ламинарном движении, Reу 40

= ,(1.90)

при турбулентном движении, Reу 40

= .(1.91)

Коэффициент сопротивления регулярных, в укладку, насадок находят по формуле

= тр + о , (1.92)

где тр - коэффициент сопротивления трению;

о - коэффициент местного сопротивления, о =.

Коэффициент сопротивления для хордовых насадок

.(1.93)

Общее сопротивление абсорбционной установки определяется с учетом гидравлического сопротивления газопроводов

Р = Ра + Ртр;(1.94)

,(1.95)

где Ртр - гидравлическое сопротивление газопроводов, Па;

тр - коэффициент трения в газопроводах;

L, d - длина и диаметр трубопровода, м;

о - сумма коэффициентов местного сопротивления;

у - плотность газа при средней температуре, кг / м3;

w - скорость газа в напорных трубопроводах, принимается в пределах от 5 до 20 м / с.

Расчет тарельчатых абсорберов

Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. При этом наряду с общими требованиями (высокая интенсивность единицы объема аппарата, его стоимость) выдвигается ряд требований, обусловленных спецификой производства: большой интервал устойчивой работы при изменении нагрузок по фазе, возможность использования тарелок в среде загрязненной жидкости, возможность защиты от коррозии, отвод тепла и т.д. Выбор тарелок производится по ГОСТ 21944-76, ГОСТ 9634-81, ГОСТ 12011-76.

Определение числа тарелок и высоты колонны

1. При приближенных расчетах применяют теоретически менее обоснованный, но более простой метод определения числа тарелок с помощью коэффициента полезного действия (з) тарелки.

Число действительных тарелок равно

nд = ,(1.96)

где nт - теоретическое число тарелок - ступеней изменения концентрации, которое находят графическим методом (построением между равновесной и рабочей линиями на диаграмме Y-Х, как показано на рисунке 1.12). Координаты рабочей линии и линии равновесия выражены в относительных концентрациях;

з - коэффициент полезного действия тарелки, зависит от произведения относительной летучести поглощаемого компонента и вязкости жидкости при температуре абсорбции. Определяется по рисунку 1.13.

Коэффициент относительной летучести определяется по формуле

,(1.97)

где РА - парциальное давление поглощаемого компонента при температуре абсорбции;

РВ - парциальное давление водяных паров при температуре абсорбции;

м - вязкость поглотителя (воды) при температуре абсорбции.

Рисунок 1.13 - Диаграмма для приближенного определения среднего к.п.д. тарелок

Рабочая высота абсорбера Нт , м, определяется по формуле

Нт = (nд - 1) hт,(1.98)

где hт - расстояние между тарелками, выбранное ранее при определении диаметра колонны.

2. Действительное число тарелок определяется также графическим методом с построением кинетической кривой, рисунок 1.14.

1 - линия равновесия; 2 - рабочая линия; 3 - кинетическая линия

Рисунок 1.14 - Определение числа ступеней изменения концентрации

На основании общих положений массопередачи определяют коэффициент массопередачи по формуле (1.3).

Коэффициенты массоотдачи в газовой и жидкой фазах определяются по уравнению

а) для колпачковых тарелок

У = 4,77 10-4 wг1,32 Рх;(1.99)

х = 33,7 10-4 wг0,79 Рх;(1.100)

б) для ситчатых тарелок

У = 3,03 10-4 wг0,76 Рх;(1.101)

,(1.102)

где wг - скорость газа, отнесенная к свободному сечению колонны, м / с;

Рх - гидравлическое сопротивление жидкости на тарелке, Па.

Число единиц переноса одной тарелки

,(1.103)

гдеSт - рабочая площадь тарелки, м2;

Sт = Sкол - 2 Sслива,(1.104)

где Sкол - площадь сечения колонны, м2;

Sслива - площадь слива, м2;

GИ. Г. - расход инертного газа (воздуха), кг / с.

Определяем величину Су

.(1.105)

На графике Y-X (рисунок 1.14) наносят кривую равновесия Y*=f(X) и строят рабочую линию. Затем проводят для произвольных значений Х ряд прямых, параллельных оси ординат. На линии рабочих концентраций отмечаем точки А1, А2, А3, А4, на линии равновесия соответственно точки С1, С2, С3, С4.

Пользуясь равенствами находят на отрезках А1С1, А2С2, А3С3, А4С4, точки В1, В2, В3, В4. Проводя через полученные точки линию, получим вспомогательную кинетическую кривую.

Из точки А1 в пределах заданных рабочих концентраций Yн и Yк между линией рабочих концентраций и вспомогательной кривой строят ломаную линию. Полученное число ступеней и дает необходимое для заданных условий число тарелок.

3. Число тарелок можно найти по модифицированному уравнению массопередачи, в котором коэффициенты массопередачи для газовой КУf и для жидкой КХf фаз относят к единице рабочей площади тарелки

М = КУf F УСР = КХf F ХСР ,(1.106)

где М - масса передаваемого вещества через поверхность массопередачи в единицу времени, кг / с;

F - суммарная рабочая площадь тарелок в абсорбере, м2.

Необходимое число тарелок nд определяют делением суммарной площади тарелок F на рабочую площадь тарелки Sт;

,(1.107)

где Sт - рабочая площадь тарелки, м2;

Sт = Sкол - 2 Sслива.

Коэффициенты массопередачи определяют по уравнениям аддитивности фазовых сопротивлений (1.3 ) и (1.4)

,

где Yf, Xf - коэффициенты массоотдачи, отнесенные к единице рабочей площади тарелки, соответственно для газовой и жидкой фаз, кг / (м2·с);

m - коэффициент распределения (тангенс угла наклона линии равновесия).

В колоннах, работающих в интенсивных гидродинамических режимах, коэффициенты массопередачи можно рассчитать по нижеприведенным формулам.

Коэффициенты массоотдачи в газовой и жидкой фазах определяются по уравнениям

Уf = 6,24 10-4 Dу0,5 h0 ;(1.108)

Хf = 6,24 10-4 DХ0,5 h0 ,(1.109)

где Dу, DХ - коэффициенты молекулярной диффузии поглощаемого компонента соответственно в газе и жидкости, м2 /с (Приложение А8);

U - плотность орошения, м3 / м2·с;

, - средние скорости жидкости и газа в барботажном слое, м /с;

- газосодержание барботажного слоя, м3 / м3.

Высоту светлого слоя жидкости на тарелке h0, м, находят по уравнениям

для колпачковых тарелок

h0 = 0,0419 + 0,19 hпер - 0,0135w + 2,46 q ,(1.110)

где hпер - высота переливной перегородки, м;

q - линейная плотность орошения, м3 / (м·с), равная ;

V - объемный расход жидкости, , м3 /с;

П - периметр слива (ширина переливной перегородки), м.


Подобные документы

  • Материальный баланс абсорбера. Расчет равновесных и рабочих концентраций, построение рабочей и равновесной линий процесса абсорбции на диаграмме. Определение скорости газа и высоты насадочного абсорбера. Вычисление гидравлического сопротивления насадки.

    курсовая работа [215,8 K], добавлен 11.11.2013

  • Материальный баланс процесса абсорбции. Расчёт движущей силы процесса абсорбции. Средняя логарифмическая разность концентраций. Расчёт диаметра абсорбера. Вязкость абсорбтива при нормальных условиях и константа Саттерленда. Расчёт высоты колонны.

    курсовая работа [439,4 K], добавлен 15.10.2015

  • Сущность процесса ректификации с диффузионным процессом разделения жидких и газовых смесей. Расчет ректификационной установки, особенности процесса абсорбции. Подбор насоса и штуцеров для ввода сырья в колонну. Расчет материального баланса абсорбера.

    курсовая работа [358,9 K], добавлен 17.11.2013

  • Равновесная зависимость системы газ-жидкость. Уравнение математического баланса. Программа для расчета насадочного абсорбера. Расчет удерживающей способности насадки. Изменение гидравлического сопротивления и скорости изменения расхода жидкости.

    контрольная работа [59,2 K], добавлен 31.01.2009

  • Составление материального баланса и определение расхода воды. Определение диаметра абсорбера, плотности орошения и активной поверхности насадки, высоты абсорбера по числу единиц переноса. Критерий Прандтля для воды. Скорость воздуха в трубопроводе.

    курсовая работа [263,9 K], добавлен 01.04.2013

  • Физико-химические основы процесса абсорбции. Описание технологической схемы сульфатного отделения. Выбор и конструкция основного аппарата для производства сульфата аммония. Материальный и тепловой балансы абсорберов и сборников, расчет испарителя.

    курсовая работа [551,4 K], добавлен 04.01.2015

  • Обоснование и расчет аппарата, применяемого для абсорбции аммиака - насадочного абсорбера с насадкой (керамические кольца Рашига). Осуществление подбора вспомогательного оборудования: теплообменника-рекуператора, центробежных насосов и вентилятора.

    курсовая работа [1,5 M], добавлен 09.03.2015

  • Материальный расчет абсорбера, плотность и массовый расход газовой смеси на входе в аппарат, расход распределяемого компонента и инертного вещества. Определение диаметра, высоты абсобера, характеристика стандартной тарелки. Гидравлический расчет колонны.

    курсовая работа [105,2 K], добавлен 06.05.2010

  • Материальный баланс и расход абсорбента. Определение коэффициента диффузии ацетона в воде. Поверхность массопередачи, формула для её расчета. Определение геометрических параметров абсорбера с помощью уравнения массопередач и через высоту единиц переноса.

    курсовая работа [612,3 K], добавлен 05.11.2012

  • Характеристика процесса ректификации. Технологическая схема ректификационной установки для разделения смеси гексан-толуол. Материальный баланс колонны. Гидравлический расчет тарелок. Определение числа тарелок и высоты колонны. Тепловой расчет установки.

    курсовая работа [480,1 K], добавлен 17.12.2014

Работы в архивах красиво оформлены согласно требованиям ВУЗов и содержат рисунки, диаграммы, формулы и т.д.
PPT, PPTX и PDF-файлы представлены только в архивах.
Рекомендуем скачать работу.