Задача 1
бензолабсорбер пар масло
Абсорбер для улавливанияпаров бензола из парогазовой смеси орошается поглотительным маслом с мольноймассой 260 кг/кмоль. среднее давление в абсорбере Рабс.=800мм.рт.ст., температура 40°С. Расход парогазовой смеси 3600 м3/ч (прирабочих 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 поглотительногомасла в 1,5 раза больше теоретически минимального. Для расчета равновесныхсоставов принять, что растворимость бензола в масле определяется законом Рауля.При концентрациях бензола в жидкости до х=0,1 кмоль бензола/кмоль масла равновеснуюзависимость Y*=f(х) считать прямолинейной.
Определить:
1) Расходпоглотительного масла в кг/ч;
2) Концентрациюбензола в поглотительном масле, выходящем из абсорбера;
3) Диаметр и высотунасадочного абсорбера при скорости газа в нем (фиктивной) 0,5 м/с и высотеединицы переноса (ВЕТТ) hоу=0,9 м;
4) Высотутарельчатого абсорбера при среднем к.п.д. тарелок 0,67 и расстояние междутарелками.
1. Концентрациябензола 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) заединицу времени, находят из уравнения материального баланса:
/>,
где L, G – расходысоответственно чистого поглотителя и инертной части газа, кг/с; /> - конечная и начальнаяконцентрация бензола в поглотительном масле, кг Б/кг М; /> - начальная и конечнаяконцентрация бензола в газовой фазе, кг Б/кг Г выразим составы фаз, нагрузки по газу и жидкости в выбранной для расчетаразмерности:
/>; />,
Где ρ0у –средняя плотность парогазовой смеси при нормальных условиях. Принимаемплотность парогазовой смеси равной плотности коксового газа, ρ0у=0,44кг/м3.
Пересчитаем объемныеконцентрации в массовые. Пересчитаем объем парогазовой смеси для нормальныхусловий.
/>
V0=Р·V·Т0/(Т·Р0)=800·3600·273/(313·740)=3394,5м3/ч, что соответствует 3394,5/22,4=151,54 кмоль/ч и3394,5·0,44=1493,6 кг/ч. Таким образом, ун=67,89 м3/ч=3,031кмоль/ч=236,4 кг/ч=15,8% (по массе); при 95% поглощении ук=0,93% (помассе)
Получим:
/> кг Б/кг Г
/> кг Б/кг Г
/> моль Б/кг М
Для перевода объемноймольной концентрации в относительную массовую воспользуемся формулой:
/>
МА=260кг/кмоль, ρ — плотность поглотительного масла, примем 900 кг/м3
/>кг Б/кг М
Расход поглотительногомасла L принят в 1,5 раза больше минимального Lmin:
/>
Отсюда:
/>,
где /> - концентрация бензолав жидкости, равновесная с газом начального состава. По условию задачизависимость равновесной концентрации прямолинейна и равна 0,1 кмоль Б/кмоль Г.
Расход инертной частигаза:
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)=1432,77кг/с
Производительностьабсорбера по поглощаемому компоненту:
М=G·(/>)=1432,77(0,56-0,0216)=771,4кг/с
Расход поглотителя:
L=М/(/>)=771,4/(0,067-0,00002)=11516,8кг/с
Соотношение расходов фаз,или удельный расход поглотителя:
l=L/G=11516,8/1432,77=8,04кг/кг
2. Диаметр и высотанасадочного абсорбера
Фиктивная скорость газа вабсорбере известна ω=0,5 м/с
/>
V=3600 м3/ч=1м3/с
/> м
Выбираем стандартныйдиаметр обечайки абсорбера d=1,6 м.
Выбираем регулярные насадкифирмы Зульцер Хемтех удельная поверхность σ=235 м2/м3,свободный объем ε=0,9 м3/м3, эквивалентный диаметр dэ=0,015м, насыпная плотность 490 кг/м3, число штук на 1 м3 52 000.
Плотность орошения(скорость жидкости) рассчитывают по формуле:
U=L/(ρхS),
где S – площадьпоперечного сечения абсорбера, м2.
U=11516,8/3600/900/0,785/1,6=1,77·10-3м3/(м2·с)
При недостаточнойплотности орошения и неправильной организации подачи жидкости поверхностьнасадки может быть смочена не полностью. Существует некоторая минимальнаяэффективная плотность орошения Umin, выше которой всю поверхностьнасадки можно считать смоченной. Для насадочных абсорберов эта величина будетравна:
Umin=а·qэф,
где qэф=0,022·10-3м2/с – эффективная линейная плотность орошения
Umin=235·0,022·10-3=5,17·10-3м3/(м2·с)
Условие удовлетворяется икоэффициент смоченности насадки ψ примем равным 1.
Поверхность массопередачиможет 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 режимеработы 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)=3,37кг/(м2·с·кг/кг Г)
Движущая сила всоответствии с основным уравнением массопередачи может быть выражена в единицахконцентраций как жидкой, так и газовой фаз. Для случая линейной равновеснойзависимости между составами фаз, принимая модель идеального вытеснения впотоках обеих фаз, определим движущую силу в единицах концентраций газовой фазы
/>,
где /> и /> – большая и меньшаядвижущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него, кг Б/кг Г.
В данном случае:
/>; />,
где /> и /> – концентрации бензолав 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)=4,34м
Количество единицпереноса:
nоу=Нн/hоу=4,34/0,9=4,8≈5шт.
Уточненная высотанасадки:
Нн=5·0,9=4,5 м
Расстояние между днищемабсорбера и насадкой и от верха насадки до крышки абсорбера выбирают взависимости 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=8,4м
3. Высота терельчатогоабсорбера
Определение высотытарельчатого абсорбера проводятся по уравнению:
Нт=(n-1)h,
где n – число тарелок вколонне; h – расстояние между тарелками.
При приближенных расчетахприменяют метод определения числа тарелок с помощью среднего к.п.д. тарелок:
n=nт/η,
где nт – числотеоретических тарелок. Число теоретических тарелок находим графически. Погарфику находим число теоретических тарелок: nт=3.
n=3/0,67=4,5≈5
расстояние междутарелками выбираем из стандартного ряда и принимаем равным 0,5 м. Тогда:
Нт=(5-1)·0,5=2м
Расстояние между верхнейтарелкой и крышкой абсорбера 1,5 м; расстояние между нижней тарелкой и днищемабсорбера – 2,5 м. Общая высота абсорбера:
Н=2,5+1,5+2=6 м
Задача 2
Уравнения рабочих линийректификационной колонны для разделения смеси бензола и толуола под атмосфернымдавлением:
у=0,723х+0,263;у=1,25х-0,018.
В колонну подается 75кмоль/ч смеси при температуре кипения. Греющий пар в кубе колонны имеетизбыточное давление 3 кгс/см2.
Определить требуемуюповерхность нагрева в кубе колонны и расход греющего пара, имеющего влажность5%. Коэффициент теплопередачи К=580 Вт/м2·К. Тепловыми потерямипренебречь. Температуру кипения жидкости в кубе принять как для чистоготолуола.
Решение
Используя уравнениярабочих линий и уравнения материальных балансов для исчерпывающей и укрепляющихчастей 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 поукрепляющей части колонны.
/>=0,263, откуда хр=0,949– состав дистиллята в долях моля легколетучего компонента.
/>;
у=1,25х-0,018/>0,8у+0,018
Таким образом, />=1,25, откудаF=1,9025 кг-моль/кг-моль дистиллята – количество начальной смеси; />=0,018, откудахω=0,0036 – состав кубового остатка в долях моля легколетучегокомпонента.
Gх′=F+Gх=1,9025+2,61=4,5125– флегмовое число в исчерпывающей части колонны.
Для всей колонныуравнение 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 втаблицу: Х, % (мол) Y, % (мол) Исходная смесь 50 50 Дистиллят 94,9 5,1 Кубовый остаток 0,36 99,64
Расход теплоты вкубе-испарителе ректификационной колонны непрерывного действия определяют изуравнения теплового баланса колонны с дефлегматором-конденсатором
Qк+GFiF = Qд+ GDiD+ GWiW+Qп,
где Qк –расход теплоты, получаемой кипящей жидкостью от конденсирующегося пара вкубе-испарителе. Вт; Qд – расход теплоты, отнимаемой охлаждающейводой от конденсирующихся в дефлегматоре паров, Вт; Qпот – тепловыепотери (по условию задачи Qпот=0); GF, GD, GW – массовые расходы питания, дистиллятаи 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=20,83моль/с, что соответствует 20,83·22,4=466,67 л/с=0,467 м3/с (принормальных условиях). При температуре кипения исходной смеси объемный расход Gv=0,467·(273+93)/273=0,625м3/с
Средняя плотностьисходной смеси ρсм=(4,1+3,48)/2=3,79 кг/м3, тогдамассовый расход GF=2,37 кг/с
/>; />,
GD=GF/F=2,37/1,9025=1,25 кг/с
GW=W·GD=0,9025·1,25=1,12кг/с
Расход теплоты в паровомподогревателе исходной смеси:
/>
Удельная теплоемкостьисходной смеси /> взяты при температуре 93°С.
Расход теплоты,отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике дистиллята:
/>,
где удельная теплоемкостьдистиллята /> взятапри температуре 82°С.
Расход теплоты,отдаваемой охлаждающей воде в водяном холодильнике кубового остатка:
/>
где удельная теплоемкостькубового остатка /> взята при температуре 110,6°С.
Расход теплоты,отдаваемой охлаждающей воде в дефлегматоре-конденсаторе, находим по уравнению:
/>
Здесь
/>
где /> и /> - удельные теплотыконденсации бензола и толуола при 820С.
Расход теплоты,получаемой в кубе-испарителе от греющего пара
Q=1767,1+392,5+184,7+220,6=2564,9кВт
Расход греющего пара,имеющего давление /> и влажность 5% в кубе-испарителе
/>
где />=2159×103Дж/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 вкубе колонны:
F=Q/(К·Δtср)=2564,9·103/(580·17,6)=251,3м2