СОДЕРЖАНИЕ
Введение
1. Технологический расчет
1.1 Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя
1.2 Движущая сила массопередачи
1.3 Выбор типа насадки
1.4 Скорость газа
1.5 Диаметр абсорбера
1.6 Плотность орошения и активная поверхность насадки
1.7 Расчет коэффициентов массоотдачи
1.8 Коэффициент массопередачи
1.9 Поверхность массопередачи и высота абсорбера
1.10 Гидравлическое сопротивление абсорбера
2. Подбор теплообменника
3. Расчет штуцеров
Список литературы
ВВЕДЕНИЕ
Абсорбцией называют процесс поглощения газа жидким поглотителем, в котором газ растворим в той или иной степени. Обратный процесс – выделение растворенного газа из раствора – носит название десорбции.
В абсорбционных процессах (абсорбция, десорбция) участвуют две фазы – жидкая и газовая и происходит переход вещества из газовой фазы (при абсорбции) или, наоборот, из жидкой фазы в газовую (при десорбции). Таким образом, абсорбционные процессы являются одним из видов процессов массопередачи.
На практике абсорбции подвергают большей частью не отдельные газы, а газовые смеси, составные части которых (одна или несколько) могут поглощаться данным поглотителем в заметных количествах. Эти составные части называют абсорбируемыми компонентами или просто компонентами, а непоглощаемые составные части – инертным газом.
Области применения абсорбционных процессов в промышленности весьма обширны: получение продукта путем поглощения газа жидкостью; разделение газовых смесей на составляющие их компоненты; очистка газов от вредных примесей; улавливание ценных компонентов из газовых выбросов.
Различают физическую абсорбцию и хемосорбцию. При физической абсорбции растворение газа в жидкости не сопровождается химической реакцией или влиянием этой реакции на скорость процесса можно пренебречь. Как правило, физическая абсорбция не сопровождается существенными тепловыми эффектами. Если при этом начальные потоки газа и жидкости незначительно различаются по температуре, такую абсорбцию можно рассматривать как изотермическую. С этого наиболее простого случая я начну расчет процесса абсорбции.
1. Технологический расчет
Геометрические размеры колонного массообменного аппарата определяются в основном поверхностью массопередачи, необходимой для проведения данного процесса, и скоростями фаз.
Поверхность массопередачи может быть найдена из основного уравнения массопередачи [1]:
, (1.1)
где М – масса пропана, кг/с;
Кх – коэффициент массопередачи по жидкой фазе, кг/(м2·с);
- средняя движущая сила по жидкой фазе, кг/кг;
Ку – коэффициент массопередачи по газовой фазе, кг/(м2·с).
- средняя движущая сила по газовой фазе, кг/кг.
Масса поглощаемого вещества и расход поглотителя
Масса пропана, переходящего в процессе абсорбции из газовой смеси в поглотитель за единицу времени, находим из уравнения материального баланса:
, (1.2)
где G – расход инертной части газа, кг/с;
L – расход жидкого поглотителя, кг/с;
- начальная концентрация пропана в газе, кг/кг;
- конечная концентрация пропана в газе, кг/кг;
- начальная концентрация пропана в поглотителе, кг/кг;
- конечная концентрация пропана в поглотителе, кг/кг.
1.1.1.1 Расход инертной части газа
, (1.3)
где V – объемный расход газа при условиях в абсорбере, м3/с;
ρу =1,29 кг/м3 - плотность воздуха при н.у.;
(1.4)
V = 1000(1 – 0,15)/3600 = 0,236 м3/с.
Тогда
кг/с.
1.1.1.2 Концентрация пропана в газе при н.у., на выходе из абсорбера [2]
, (1.5)
где G1 – расход газа (на входе в абсорбер), кмоль/ч;
WA – количество поглощенного пропана, кмоль/ч;
G2 – количество уходящего газа, кмоль/ч.
, (1.6)
кмоль/ч.
, (1.7)
кмоль/ч.
G2 = G1 - WA , (1.8)
G2 = 6,7 – 0,9849 = 5,7151кмоль/ч.
Значит
кмоль/кмоль.
1.1.1.3 Пересчитываем исходные мольные концентрации из мольных в относительные массовые
, (1.9)
где МК – мольная масса компонента (пропана), кг/кмоль;
МН – мольная масса носителя (воздуха), кг/кмоль.
кг/кг.
, (1.10)
кг/кг.
Следовательно
кг/с.
Расход поглотителя (воды) [3]
, (1.11)
где β – коэффициент избытка поглотителя, β = 1,2;
Lmin – теоретически минимальный расход поглотителя, кг/с.
, (1.12)
где - равновесная концентрация пропана в поглотителе, кг/кг.
Находим
Уравнение равновесной линии имеет вид:
, (1.13)
Значит m = 1,433 – коэффициент распределения;
Отсюда следует, что:
(1.14)
кг/кг.
Рассчитав мы можем найти минимальный расход поглотителя Lmin:
кг/с.
Следовательно
кг/с.
Тогда соотношение расходов фаз, или удельный расход поглотителя, составит:
(1.15)
кг/кг.
Движущая сила массопередачи
Движущая сила в соответствии с уравнением (1.1) 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 [1]:
, (1.16)
где - большая движущая сила на входе потоков в абсорбер
и на выходе из него, кг/кг;
- меньшая движущая сила на входе потоков в абсорбер
и на выходе из него, кг/кг.
1.2.1 Определим относительную массовую конечную концентрацию пропана в поглотителе
, (1.17)
кг/кг.
1.2.2 Определим равновесные относительные массовые концентрации пропана в газе
, (1.18)
кг/кг.
, (1.19)
кг/кг.
1.2.3 Построение рабочей и равновесной линии
На основании уравнения (1.2) и расчетов, в координатах строим зависимость между содержанием пропана в воздухе и поглотителе (Рисунок 1.1)
Из схемы следует
, (1.20)
кг/кг.
= 0,0053 кг/кг.
Значит
кг/кг.
1.3 Выбор типа насадки
Выбираем более дешевую насадку – деревянную хордовую, размером мм с шагом в свету 20 мм [1].
Характеристики насадки:
а = 65 м2/м3 – удельная поверхность насадки;
ε = 0,68 м3/м3 – свободный объем;
dэ = 0,042 м – эквивалентный диаметр;
ρ = 145 кг/м3 – насыпная плотность.
1.4 Скорость газа
, (1.21)
где - предельная фиктивная скорость газа, м/с
Предельную скорость газа, выше которой наступает захлебывание насадочных абсорберов, можно рассчитать по уравнению[2]:
, (1.22)
где – плотность газа, кг/м3;
– динамический коэффициент вязкости воды, = 0,801 мПа·с;
– плотность воды, = 996 кг/м3;
А – коэффициент, зависящий от типа насадки, А = 0;
В – коэффициент, зависящий от типа насадки, В = 1,75.
Пересчитаем плотность газа на условия в абсорбере:
, (1.23)
кг/м3.
Следовательно, предельная скорость будет равна
м/с.
Отсюда, скорость газа будет равна
м/с.
1.5 Диаметр абсорбера
Диаметр абсорбера находим из уравнения расхода:
, (1.24)
м.
Выбираем стандартный диаметр обечайки абсорбера d = 0,5 м. При этом действительная рабочая скорость газа в колонне:
м/с.
1.6 Плотность орошения и активная поверхность насадки
1.6.1 Плотность орошения (скорость жидкости)
(1.25)
где S – площадь поперечного сечения абсорбера, м2.
(1.26)
м2.
Значит
м3/(м2·с).
При недостаточной плотности орошения и неправильной организации подачи жидкости плотность насадки может быть смочена не полностью. Но даже часть смоченной поверхности практически не участвует в процессе массопередачи ввиду наличия застойных зон жидкости или неравномерного распределения газа по сечению колонны.
Существует некоторая минимальная эффективная плотность орошения, выше которой всю поверхность насадки можно считать смоченной.
(1.27)
где Гmin – минимальная линейная плотность орошения, кг/(м·с).
, (1.28)
где σ – поверхностное натяжение, σ = 71,2 мН/м.
Тогда,
кг/(м·с).
Отсюда
м3/(м2·с).
В проектируемом абсорбере плотность орошения U выше Umin , поэтому в данном случае, коэффициент смачивания насадки ψ = 1.
1.6.2 Доля активной поверхности насадки
, (1.29)
где р – коэффициент зависящий от типа насадки, р = 0,0078;
q – коэффициент зависящий от типа насадки, q = 0,0146.
Значит
Как видно, не вся поверхность является активной. Наибольшая активная поверхность насадки достигается при таком способе подачи орошения, который обеспечивает требуемое число точек орошения n на 1м2 поперечного сечения колонны. Это число точек орошения и определяет выбор типа распределительного устройства.
1.7 Расчет коэффициентов массоотдачи
1.7.1 Коэффициент массотдачи в газовой фазе
, (1.30)
где Dy – средний коэффициент диффузии пропана в газовой фазе, м2/с;
Rey – критерий Рейнольдса для газовой фазы в насадке;
– диффузионный критерий Прандтля для газовой фазы;
l – высота элемента насадки, м.
Коэффициент диффузии пропана в газе рассчитываем по уравнению:
(1.31)
где - мольный объем пропана в жидком состоянии при
нормальной температуре кипения, = 74 см3/моль;
- мольный объем газа в жидком состоянии при
нормальной температуре кипения, = 29,9 см3/моль;
– мольная масса пропана, = 44 кг/моль;
– мольная масса воздуха, = 29 кг/моль.
Подставив, получим:
м2/с.
Находим критерии Рейнольдса и Прандтля для газовой фазы
, (1.32)
.
, (1.33)
.
Отсюда следует, что
м/с.
Выразим в выбранной для расчета размерности:
кг/(м2·с)
1.7.2 Коэффициент массотдачи в жидкой фазе
, (1.34)
где Dx – средний коэффициент диффузии пропана в поглотителе, м2/с;
– приведенная толщина стекающей пленки жидкости, м;
Rex – модифицированный критерий Рейнольдса для стекающей
по насадке пленки жидкости;
– диффузионный критерий Прандтля для жидкости.
Коэффициент диффузии вычисляем по формуле:
, (1.35)
где М – мольная масса воды, М =18 кг/кмоль;
– параметр, учитывающий ассоциацию молекул, = 2,6.
Подставив, получим:
м2/с.
Находим критерии Рейнольдса и Прандтля для жидкой фазы
, (1.36)
.
, (1.37)
Значит
кг/(м2·с).
Выразим в выбранной для расчета размерности:
, (1.38)
где – средняя объемная концентрация пропана в поглотителе, = 0,48 кг/(м3∙см);
кг/(м2·с).
1.8 Коэффициент массопередачи
Коэффициент массопередачи находят по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений:
, (1.39)
где m – коэффициент распределения, m = 1,433 кг/кг.
кг/(м2∙с).
1.9 Поверхность массопередачи и высота абсорбера
Поверхность массопередачи в абсорбере по уравнению (1.1) равна:
м2.
Высоту насадки, необходимую для создания этой поверхности массопередачи, рассчитаем по формуле:
, (1.40)
м.
Обычно высота скрубберов не превышает 40 -50 м, поэтому для осуществления заданного процесса выберем 4 последовательно соединенных скруббера, в каждом из которых высота насадки равна 38 м.
Принимая число решеток в каждом ярусе 25, а расстояние между ярусами 0,3 м, определяем высоту насадочной части абсорбера:
, (1.41)
м.
Находим общую высоту одного абсорбера
, (1.42)
где - расстояние между днищем абсорбера и насадкой;
- расстояние от верха насадки до крышки абсорбера.
Согласно [4] , примем м, а м., тогда общая высота одного абсорбера:
м.
1.10 Гидравлическое сопротивление абсорбера
Гидравлическое сопротивление обуславливает энергетические затраты газового потока через абсорбер. Величину рассчитываем по формуле [1]:
, (1.43)
где - гидравлическое сопротивление сухой насадки, Па;
U – плотность орошения, м3/(м2·с);
b – коэффициент, зависящий от типа насадки, b = 173.
Гидравлическое сопротивление сухой насадки определяем по уравнению:
, (1.44)
где - коэффициент сопротивления;
- скорость газа в свободном сечении насадки, м/с.
, (1.45)
, (1.46)
м/с.
Следовательно
Па.
Тогда
Па.
2. Подбор теплообменника
Количество тепла, отведенное от газа с учетом 3% потерь тепла
, (2.1)
где С – удельная теплоемкость, Дж/кг∙град.
Вт.
Газ охлаждается водой 14, 33. Вода подается в трубное пространство, а в межтрубное поступает газ. Все физико-химические характеристики воды берем при средней температуре.
Определим количество воды необходимое для охлаждения[1]:
, (2.2)
кг/с.
Примем ориентировочно Reop= 2800
Число труб в теплообменнике с трубами
, (2.3)
где n – общее число труб;
z – число ходов по трубному пространству;
d – внутренний диаметр труб, м.
Соотношение принимаем наиболее близкое к заданному значение у конденсаторов c диаметром кожуха D = 600 мм, диаметр труб мм, число ходов z = 6 и общим числом труб n = 196 [1].
.
Тогда действительное число Рейнольдса равно:
, (2.4)
.
Критерий Прандтля для трубного пространства:
, (2.5)
Режим ламинарный, тогда критерий Нуссельта определяется по формуле:
, (2.6)
примем равным 0,93
.
Коэффициент теплоотдачи от воды к стенке
, (2.7)
Вт/м2·К.
Площадь поперечного сечения в межтрубном пространстве:
, (2.8)
.
Критерий Рейнольдса для межтрубного пространства :
, (2.9)
Критерий Нуссельта для межтрубного пространства равен:
, (2.10)
Находим коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве:
Определение коэффициента теплопередачи
, (2.11)
где - это термическое сопротивление стенки и загрязнений, Вт/м2·К.
, (2.12)
где - это тепловая проводимость загрязнений стенок, Вт/м2·К.
Вт/м2·К.
Следовательно
Вт/м2·К.
Температурная схема
, (2.13)
С
Требуемая поверхность
, (2.14)
м2
Выбранный теплообменник по ГОСТ 15119 – 79 вполне можно использовать в качестве холодильника газа.
3. Расчет штуцеров
3.1 Вход газа при скорости газа в штуцере
, (2.15)
3.2 Вход поглотителя при скорости в штуцере м/с
, (2.16)
Выход газа dy 800
Выход поглотителя dy 1100
Список литературы
1. Дытнерский Ю.И. Основные процессы и аппараты химической технологии: пособие по проектированию. – М. Химия, 1991. – 496 с.
2. Рамм В.М. Абсорбция газов. – М.: Химия, 1976. – 655 с.
3. Павлов К.Ф., Романков П.В. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. Пособие для вузов. – Л.: Химия, 1987. - 576 с.
4. Колонные аппараты. Каталог. М.: ЦИНТИХИМНЕФТЕМАШ, 1978. 31 с.