Задача 1
бензол абсорбер пар масло
Абсорбер для улавливания паров бензола из парогазовой смеси орошается поглотительным маслом с мольной массой 260 кг/кмоль. среднее давление в абсорбере Рабс.=800 мм.рт.ст., температура 40°С. Расход парогазовой смеси 3600 м3/ч (при рабочих условиях). Концентрация бензола в газовой смеси на входе в абсорбер 2% (об.); извлекается 95% бензола. содержание бензола в поглотительном масле, поступающем в абсорбере после регенерации 0,2% (мол.). Расход поглотительного масла в 1,5 раза больше теоретически минимального. Для расчета равновесных составов принять, что растворимость бензола в масле определяется законом Рауля. При концентрациях бензола в жидкости до х=0,1 кмоль бензола/кмоль масла равновесную зависимость Y*=f(х) считать прямолинейной.
Определить:
1) Расход поглотительного масла в кг/ч;
2) Концентрацию бензола в поглотительном масле, выходящем из абсорбера;
3) Диаметр и высоту насадочного абсорбера при скорости газа в нем (фиктивной) 0,5 м/с и высоте единицы переноса (ВЕТТ) hоу=0,9 м;
4) Высоту тарельчатого абсорбера при среднем к.п.д. тарелок 0,67 и расстояние между тарелками.
1. Концентрация бензола в поглотителе на выходе из абсорбера и расход поглотительного масла
Массу паров бензола (Б), переходящего в процессе абсорбции из газовой смеси (Г) в поглотитель (М) за единицу времени, находят из уравнения материального баланса:
,
где L, G – расходы соответственно чистого поглотителя и инертной части газа, кг/с; - конечная и начальная концентрация бензола в поглотительном масле, кг Б/кг М; - начальная и конечная концентрация бензола в газовой фазе, кг Б/кг Г выразим составы фаз, нагрузки по газу и жидкости в выбранной для расчета размерности:
; ,
Где ρ0у – средняя плотность парогазовой смеси при нормальных условиях. Принимаем плотность парогазовой смеси равной плотности коксового газа, ρ0у=0,44кг/м3.
Пересчитаем объемные концентрации в массовые. Пересчитаем объем парогазовой смеси для нормальных условий.
V0=Р·V·Т0/(Т·Р0)=800·3600·273/(313·740)=3394,5 м3/ч, что соответствует 3394,5/22,4=151,54 кмоль/ч и 3394,5·0,44=1493,6 кг/ч. Таким образом, ун=67,89 м3/ч=3,031 кмоль/ч=236,4 кг/ч=15,8% (по массе); при 95% поглощении ук=0,93% (по массе)
Получим:
кг Б/кг Г
кг Б/кг Г
моль Б/кг М
Для перевода объемной мольной концентрации в относительную массовую воспользуемся формулой:
МА=260 кг/кмоль, ρ - плотность поглотительного масла, примем 900 кг/м3
кг Б/кг М
Расход поглотительного масла L принят в 1,5 раза больше минимального Lmin:
Отсюда:
,
где - концентрация бензола в жидкости, равновесная с газом начального состава. По условию задачи зависимость равновесной концентрации прямолинейна и равна 0,1 кмоль Б/кмоль Г.
Расход инертной части газа:
G=V0(1-уоб)·(ρ0у–ун),
Где уоб – объемная доля бензола в газе, равная 2%, то есть 0,02 м3 Б/ м3 Г
G=3394,5·(1-0,02)·(0,44-0,0093)=1432,77 кг/с
Производительность абсорбера по поглощаемому компоненту:
М=G·()=1432,77(0,56-0,0216)=771,4 кг/с
Расход поглотителя:
L=М/()=771,4/(0,067-0,00002)=11516,8 кг/с
Соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя:
l=L/G=11516,8/1432,77=8,04 кг/кг
2. Диаметр и высота насадочного абсорбера
Фиктивная скорость газа в абсорбере известна ω=0,5 м/с
V=3600 м3/ч=1 м3/с
м
Выбираем стандартный диаметр обечайки абсорбера d=1,6 м.
Выбираем регулярные насадки фирмы Зульцер Хемтех удельная поверхность σ=235 м2/м3, свободный объем ε=0,9 м3/м3, эквивалентный диаметр dэ=0,015 м, насыпная плотность 490 кг/м3, число штук на 1 м3 52 000.
Плотность орошения (скорость жидкости) рассчитывают по формуле:
U=L/(ρхS),
где S – площадь поперечного сечения абсорбера, м2.
U=11516,8/3600/900/0,785/1,6=1,77·10-3 м3/(м2·с)
При недостаточной плотности орошения и неправильной организации подачи жидкости поверхность насадки может быть смочена не полностью. Существует некоторая минимальная эффективная плотность орошения Umin, выше которой всю поверхность насадки можно считать смоченной. Для насадочных абсорберов эта величина будет равна:
Umin=а·qэф,
где qэф=0,022·10-3 м2/с – эффективная линейная плотность орошения
Umin=235·0,022·10-3=5,17·10-3 м3/(м2·с)
Условие удовлетворяется и коэффициент смоченности насадки ψ примем равным 1.
Поверхность массопередачи может быть найдена из основного уравнения массопередачи:
,
где Кх Ку – коэффициенты массопередачи соответственно по жидкой и газовой фазе, кг/(м2·с) поверхность контакта фаз в абсорбере при пленочном режиме работы можно выразить также через высоту единицы переноса (ВЕП):
F=Нн·S·σ·ψ,
где Нн – высота слоя насадки, м; S – площадь поперечного сечения аппарата; σ – удельная поверхность сухой насадки, м2/м3; ψ – коэффициент смоченности насадки, безразмерный.
Нн=hоу·nоу,
где hоу – высота единицы переноса; nоу – общее число единиц переноса.
hоу=G/(Ку·S·σ·ψ),
откуда:
Ку=G/(hоу·S·σ·ψ)
σ=235 м2/м3, S=πD2/4=2,01 м2; ψ=1
Ку=1432,77/(0,9·2,01·235·1)=3,37 кг/(м2·с·кг/кг Г)
Движущая сила в соответствии с основным уравнением массопередачи может быть выражена в единицах концентраций как жидкой, так и газовой фаз. Для случая линейной равновесной зависимости между составами фаз, принимая модель идеального вытеснения в потоках обеих фаз, определим движущую силу в единицах концентраций газовой фазы
,
где и – большая и меньшая движущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него, кг Б/кг Г.
В данном случае:
; ,
где и – концентрации бензола в парогазовой смеси, равновесные с концентрациями в жидкой фазе (поглотителе) соответственно на выходе и входе в абсорбер.
=0,56-0,158=0,402 кг Б/кг Г
=0,0216-0,0093=0,0123 кг Б/кг Г
кг Б/кг Г
м2
Нн=F/(S·σ·ψ)=2048,1/(2,01·235·1)=4,34 м
Количество единиц переноса:
nоу=Нн/hоу=4,34/0,9=4,8≈5 шт.
Уточненная высота насадки:
Нн=5·0,9=4,5 м
Расстояние между днищем абсорбера и насадкой и от верха насадки до крышки абсорбера выбирают в зависимости от орошаемого устройства, примем эти расстояния равными 1,4 и 2,5 м. тогда высота абсорбера будет равна
Нв=4,5+1,4+2,5=8,4 м
3. Высота терельчатого абсорбера
Определение высоты тарельчатого абсорбера проводятся по уравнению:
Нт=(n-1)h,
где n – число тарелок в колонне; h – расстояние между тарелками.
При приближенных расчетах применяют метод определения числа тарелок с помощью среднего к.п.д. тарелок:
n=nт/η,
где nт – число теоретических тарелок. Число теоретических тарелок находим графически. По гарфику находим число теоретических тарелок: nт=3.
n=3/0,67=4,5≈5
расстояние между тарелками выбираем из стандартного ряда и принимаем равным 0,5 м. Тогда:
Нт=(5-1)·0,5=2 м
Расстояние между верхней тарелкой и крышкой абсорбера 1,5 м; расстояние между нижней тарелкой и днищем абсорбера – 2,5 м. Общая высота абсорбера:
Н=2,5+1,5+2=6 м
Задача 2
Уравнения рабочих линий ректификационной колонны для разделения смеси бензола и толуола под атмосферным давлением:
у=0,723х+0,263; у=1,25х-0,018.
В колонну подается 75 кмоль/ч смеси при температуре кипения. Греющий пар в кубе колонны имеет избыточное давление 3 кгс/см2.
Определить требуемую поверхность нагрева в кубе колонны и расход греющего пара, имеющего влажность 5%. Коэффициент теплопередачи К=580 Вт/м2·К. Тепловыми потерями пренебречь. Температуру кипения жидкости в кубе принять как для чистого толуола.
Решение
Используя уравнения рабочих линий и уравнения материальных балансов для исчерпывающей и укрепляющих частей колонны, определим равновесный состав смеси, состав дистиллята и флегмы.
, у=0,723х+0,263
Тогда =0,723, откуда Gх=2,61 – флегмовое число или количество флегмы, перетекающее сверху вниз по укрепляющей части колонны.
=0,263, откуда хр=0,949 – состав дистиллята в долях моля легколетучего компонента.
;
у=1,25х-0,0180,8у+0,018
Таким образом, =1,25, откуда F=1,9025 кг-моль/кг-моль дистиллята – количество начальной смеси; =0,018, откуда хω=0,0036 – состав кубового остатка в долях моля легколетучего компонента.
Gх′=F+Gх=1,9025+2,61=4,5125 – флегмовое число в исчерпывающей части колонны.
Для всей колонны уравнение материального баланса
F=W+1;
хр+хω·W=хf·F
W=F-1=1,9025-1=0,9025
хf=( хр+хω·W)/F=(0,949+0,0036·0,9025)/1,9025=0,500
Результаты сведем в таблицу:
Х, % (мол)
Y, % (мол)
Исходная смесь
50
50
Дистиллят
94,9
5,1
Кубовый остаток
0,36
99,64
Расход теплоты в кубе-испарителе ректификационной колонны непрерывного действия определяют из уравнения теплового баланса колонны с дефлегматором-конденсатором
Qк+GFiF = Qд+ GDiD+ GWiW +Qп,
где Qк – расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующегося пара в кубе-испарителе. Вт; Qд – расход теплоты, отнимаемой охлаждающей водой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; Qпот – тепловые потери (по условию задачи Qпот=0); GF, GD, GW – массовые расходы питания, дистиллята и кубового остатка, кг/с; iF, iD, iW – соответствующие удельные энтальпии.
Qк=QД+GDсDtD+GWсWtW-GFсFtF+0,
где сD, сW, сF – средние удельные теплоемкости, Дж/кг·К; tD, tW, tF – соответствующие температуры, °С (tD=82°С, tW=110,6°С, tF=93°С)
G=75 кмоль/ч=20,83 моль/с, что соответствует 20,83·22,4=466,67 л/с=0,467 м3/с (при нормальных условиях). При температуре кипения исходной смеси объемный расход Gv=0,467·(273+93)/273=0,625 м3/с
Средняя плотность исходной смеси ρсм=(4,1+3,48)/2=3,79 кг/м3, тогда массовый расход GF=2,37 кг/с
; ,
GD=GF/F=2,37/1,9025=1,25 кг/с
GW=W·GD=0,9025·1,25=1,12 кг/с
Расход теплоты в паровом подогревателе исходной смеси:
Удельная теплоемкость исходной смеси взяты при температуре 93°С.
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:
,
где удельная теплоемкость дистиллята взята при температуре 82°С.
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:
где удельная теплоемкость кубового остатка взята при температуре 110,6°С.
Расход теплоты, отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:
Здесь
где и - удельные теплоты конденсации бензола и толуола при 820С.
Расход теплоты, получаемой в кубе-испарителе от греющего пара
Q=1767,1+392,5+184,7+220,6=2564,9 кВт
Расход греющего пара, имеющего давление и влажность 5% в кубе-испарителе
где =2159×103 Дж/кг – удельная теплота конденсации греющего пара.
Уравнение теплопередачи:
Q=К·F·Δtср
К=580 Вт/м2·К; Q=2564,9 кВт; Δtср=110,6-93=17,6°С
поверхность нагрева в кубе колонны:
F=Q/(К·Δtср)=2564,9·103/(580·17,6)=251,3 м2