регистрация / вход

Расчёт тарельчатого абсорбера 2

3 Расчёт тарельчатого абсорбера 3.1 Определение условий равновесия процесса Определим равновесные концентрации ацетона в воде. В случае абсорбции хорошо поглощаемых газов (паров) расчет равновесных концентраций ведут по закону Рауля [2] c.16:

3 Расчёт тарельчатого абсорбера

3.1 Определение условий равновесия процесса

Определим равновесные концентрации ацетона в воде. В случае абсорбции хорошо поглощаемых газов (паров) расчет равновесных концентраций ведут по закону Рауля [2] c.16:

, (3.1)

где Õ ‑ давление в абсорбере, Па;

Pн ‑ давление насыщенных паров ацетона при температуре абсорбции (t=26 °C), Па;

x* ‑ равновесная концентрация ацетона в воде, ;

у ‑ концентрация ацетона в воздухе, .

Давление насыщенных паров ацетона при температуре абсорбции (t = 26°С) по [3] рисунок XIV равно 244 мм. рт. ст. Пересчитаем в Па:

Па

, (3.2)

Величины равновесных концентраций в жидкости достаточно рассчитать для диапазона значений концентраций в газовой фазе от нуля до величины, которая в 1,2-1,5 раз превышает начальную концентрацию абсорбтива.

Для упрощения расчетов материального баланса необходимо сделать пересчет абсолютных концентраций в относительные. Связь между относительной концентрацией и абсолютной выражается следующей формулой по [3] c.283:

, (3.3)

, (3.4)


где у ‑ абсолютная концентрация ацетона в газовой фазе, ;

Y ‑ относительная концентрация ацетона в газовой фазе, ;

x ‑ абсолютная концентрация ацетона в жидкой фазе, ;

X ‑ относительная концентрация ацетона в жидкой фазе, ;

Таблица 3.1 - Расчет равновесной линии

x*,

y,

X*,

Y,

0

0

0

0

0,077

0,01

0,083

0,01

0,15

0,02

0,18

0,02

0,23

0,03

0,30

0,03

0,31

0,04

0,45

0,042

0,38

0,05

0,61

0,053

По определенным значениям концентраций строится линия равновесия Х* = m∙Y (рисунок 3.1).

Рисунок 3.1 – Линия равновесия. Определение минимального расхода поглотителя

Коэффициент распределения m найдем как тангенс угла наклона линии равновесия к оси Х. Поскольку линия равновесия в данном случае не прямая, то коэффициент распределения будем рассчитывать как среднее арифметическое, разбив линию равновесия на ступени и рассчитав тангенс угла наклона на каждой из них. Проделав эти операции, получили, что коэффициент распределения m равен 0,1006 кмоль воды/кмоль воздуха.

3.2 Расчет материального баланса

3.2.1 Определение молярного расхода компонентов газовой смеси

Пересчитаем объемный расход при нормальных условиях (T0 =273K, P0 =1,013×105 Па) в объемный расход при условиях абсорбции (Т=299К, Р=0,25×106 Па).

, (3.5)

где Vсм0 – расход при нормальных условиях, .

.

Для удобства дальнейших расчетов переведем объемный расход газовой смеси в молярный.

, (3.6)

где Vсм0 ‑ объемный расход газовой смеси при нормальных условиях, ;

Gсм ‑ молярный расход газовой смеси, .

.

Молярный расход инертного газа определяется по уравнению [2] c.17:

, (3.7)

где ун ‑ исходная концентрация ацетона в газовой смеси, ;

G ‑ молярный расход инертного газа, .

Из условия задания ун =0,04.

.

Концентрацию ацетона на выходе из абсорбера yк , находим по формуле [2] c.17:

, (3.8)

где j – степень извлечения, j=0,92 (из задания).

.

Величины yк , yн пересчитаем в относительные по формуле (3.3):

,

.

Для определения молярного расхода ацетона M , который поглощается, служит следующее уравнение [2]:

, (3.9)

.

2.2.2 Определение расхода поглотителя ацетона из газовой смеси

Для определения минимального молярного расхода чистого поглотителя Lмин служит следующее уравнение [2]:

, (3.10)

где X*к ‑ равновесная относительная концентрация ацетона в воде на выходе из аппарата, ;

Хн ‑ исходная относительная концентрация ацетона в воде, .

Равновесную относительную концентрацию ацетона в воде на выходе из аппарата определим по линии равновесия (рисунок 3.1). Для противоточных абсорберов X*к =f(Yн ). По графику максимально возможная концентрация ацетона в воде при условиях абсорбции составляет X*к max =0,408.

Т.к. в реальном процессе абсорбции используется не минимальный расход поглотителя, а несколько больший (для ускорения процесса), то необходимо пересчитать минимальный расход поглотителя на рабочий расход L с учетом коэффициента избытка поглотителя [4]

, (3.11)

где a ‑ коэффициент избытка поглотителя, принимаем равным 1,5.

С увеличением расхода поглотителя (т. е. с увеличением коэффициента избытка поглотителя) снижаются допустимые скорости газа в аппарате, по которым находят его диаметр. Поэтому следует выбирать такое соотношение между размерами абсорбционного аппарата и расходом поглотителя, при котором размеры аппарата будут оптимальными [5].

.

2.2.3 Определение рабочей концентрации ацетона в поглотителе на выходе из абсорбера

Для определения рабочей концентрации служит уравнение [2]:

, (3.12)

2.2.4 Построение рабочей линии абсорбции ацетона и определение числа единиц переноса

По полученным значениям концентраций строится график (рисунок 3.2)

Рисунок 3.2 - X – Y диаграмма при давлении р = 0.25 МПа

3.3 Определение рабочей скорости газа и диаметра аппарата

Для начала необходимо выбрать тип тарелки. Большое разнообразие тарельчатых контактных устройств затрудняет выбор оптимальной конструкции тарелки. Выберем колпачковый тип тарелки, а именно тарелки колпачковые однопоточные стальные разборные типа ТСК-Р, так как они могут работать при большой нагрузке по жидкости, у них большая область устойчивой работы, большая эффективность, они обладают лёгкостью пуска и установки.

Для колпачковых тарелок предельно допустимую скорость рекомендуется рассчитывать по формуле:

(3.13)

где ρx и ρy –плотности жидкой и газообразной фазы соответственно, ρx = 998 кг/м3 [3];

dk -диаметр колпачка ,м;

hk -расстояние от верхнего края колпачка до вышерасположенной тарелки , м.

Плотность газообразной фазы найдем по формуле [3]:

, (3.14)

где Мсм – молярная масса парогазовой смеси, кг/кмоль;

Т0 , р0 – соответственно температура и давление при нормальных условиях (Т0 = 273К, р0 = 1,013∙105 Па);

t – температура абсорбции равная 26 °С по заданию;

р – давление в абсорбере равное 0,25 МПа.

Молярная масса парогазовой смеси рассчитывается по формуле [3]:

, (3.15)

где Мац – молярная масса ацетона равная 58 кг/кмоль;

Мвз – молярная масса воздуха равная 29 кг/кмоль;

ун ‑ исходная концентрация ацетона в газовой смеси,

Получаем,

Мсм = 58∙0,04 + 29∙(1-0,04) = 30,16 кг/кмоль,

кг/м3 .

Диаметр колпачка dk и расстояние от верхнего края колпачка до вышерасположенной тарелки hk выберем согласно [6] таблица 24.2: dk = 0,1 м, hk = 0.3м.

Тогда предельно допустимая скорость будет равна:

Рабочая скорость будет равна [1]

, м/с

Диаметр абсорбера находим из уравнения расхода [1]:

, (3.16)

где V – объёмный расход газа при условиях в абсорбере, м3 /с. Отсюда

Выбираем стандартный диаметр обечайки абсорбера dст =2,4 м. При этом действительная рабочая скорость газа в абсорбере [1]

, м/с.

3.4 Высота светлого слоя жидкости

Высоту светлого слоя жидкости на тарелке h0 находим из соотношения[1]:

, (3.17)

где hпер – высота переливной перегородки, согласно [6] hпер = 0,05 м;

q – линейная плотность орошения, м3 /(м∙с).

Рассчитаем линейную плотность орошения q [1]:

q = Q/Lc , (3.18)

где Q – объёмный расход жидкости м3 /с;

Lс – периметр слива, Lс = 1,775 м [6].

Объемный расход жидкости равен:

, (3.19)

где L – молярный расход чистого поглотителя, кмоль/с;

ρх – плотность чистого поглотителя при температуре абсорбции, кг/м3 ;

Мв – молярная масса воды равная 18 кг/кмоль.

, м3

3 /(м∙с)

Подставив получим:

3.5 Расчёт коэффициентов массоотдачи

Коэффициент массопередачи определяют по уравнению аддитивности фазовых диффузионных сопротивлений[1] :

, (3.20)

где βх и βу – коэффициенты массоотдачи, отнесённые к единице рабочей площади тарелки соответственно для жидкой и газовой фаз, кг/(м2 ·с);

m – коэффициент распределения,

m = 0,1006 кмоль воды/кмоль воздуха.

Для жидкой фазы коэффициент массоотдачи [1]:

, (3.21)

где Dx – коэффициент молекулярной диффузии распределяемого компонента в жидкости, м2 /с;

ε – газосодержание барботажного слоя,м33 ;

U – плотность орошения;

μх – вязкость воды, равная 1 мПа∙с по [3] рисунок V;

μу - вязкость воздуха, равная 0,018 мПа∙с по [3] рисунок VI;

h0 – высота светлого слоя жидкости, м.

Плотность орошения равна [1]:

где L – молярный расход поглотителя, кмоль/с;

МВ – молярная масса воды, кг/кмоль;

ρx – плотность воды, при температуре абсорбции, кг/м3 .

Согласно [1] рассчитаем Dх

, (3.22)

где Dx 20 – коэффициент диффузии в жидкости при t = 20°C, м2 /с;

b – температурный коэффициент;

t – температура абсорбции.

Коэффициент диффузии в жидкости при 20°С можно вычислить по приближенной формуле [1]:

, (3.23)

где А, В – коэффициенты ассоциации, учитывающие отклонения от нормы в поведении растворенного вещества и растворителя. Согласно [4] c.660 А= 1, для воды В = 4,7;

υац и υв – мольные объемы ацетона и воды соответственно при нормальной температуре кипения, (υв = 18,9 см3 /моль, υац =74 см3 /моль, [3]);

μX – вязкость жидкости при 20 °С, равная 1 мПа∙с.

.

Температурный коэффициент b определяем по формуле [1]:

, (3.24)

где μx и ρx принимаем при температуре 20 °С [3]

.

При температуре абсорбции 26 °С коэффициент диффузии DX будет равен:

.

Газосодержание барботажного слоя определяем из соотношения [1]

, (3.25)

где Fr – критерий Фруда.

Критерий Фруда рассчитывается по формуле [1]:

, (3.26)

где wТ – скорость газа в рабочем сечении тарелки, м/с;

h0 – высота газожидкостного слоя, м;

g = 9.81 м2 /с.

Скорость газа в рабочем сечении тарелки найдем по [1]

, (3.27)

где V – объемный расход газовой смеси при условиях абсорбции, м3 /с;

F – рабочее сечение тарелки, м2 . В соответствии с [6] таблица 5.2 для колпачковых тарелок типа ТСК-Р с диаметром колонны 2,4 м F = 3,48 м2 .

м/с

.

Тогда газосодержание барботажного слоя:

.

Подставим все полученные значения в формулу (3.21)

Для газовой фазы коэффициент массоотдачи [1]:

, (3.28)

где Fс – свободное сечение тарелки, равное 12,3% или 0,123 по [1] Приложение 5.2;

Dy – коэффициент диффузии в газовой фазе, м2 /с;

wт – скорость газа в рабочем сечении тарелки, м/с.

Коэффициент диффузии ацетона в воздухе при атмосферном давлении и температуре t = 0°С по [8] D = 1,09∙10-5 м2 /с. Пересчитаем это значение на условия абсорбции по формуле [3]:

, (3.29)

где Т0 , р0 – соответственно температура и давление при нормальных условиях (Т0 = 273К, р0 = 1,013∙105 Па);

Т – температура абсорбции, К;

р – абсолютное давление в абсорбере, Па.

Подставив , получим:

м2 /с.

Подставив данные в формулу (3.), получаем

Переведём коэффициенты массоотдачи в нужную размерность

, (3.30)

где Мсм – молярная масса парогазовой смеси, кг/кмоль;

ρу – плотность газовой смеси, кг/м3 .

.

, (3.31)

где Мсм – молярная масса жидкой смеси, кг/кмоль;

ρx – плотность жидкости, кг/м3 .

Молярная масса жидкой смеси равна:

, (3.32)

где хк – абсолютная мольная доля ацетона в воде, кмоль ацетона/кмоль смеси.

Произведем перерасчет из относительных в абсолютные мольные доли[1]:

, (3.33)

кмоль ацетона/кмоль ж. смеси.

.

Тогда коэффициент массотдачи:

.

Рассчитаем теперь коэффициент массопередачи по формуле (3.20)

.

3.6 Поверхность массопередачи и высота абсорбера

Поверхность массопередачи в абсорбере рассчитывается по уравнению:

, (3.34)

где М - молярный расход ацетона, кмоль/с;

КУ – коэффициент массопередачи, кмоль/м2 ∙с;

ΔYср – движущая сила процесса, кмоль/кмоль.

Движущая сила может быть выражена в единицах концентрации как жидкой, так и газовой фаз. Принимая модель идеального вытеснения в потоках обеих фаз, определим движущую силу в единицах концентраций газовой фазы:

(3.35)

где ΔYб и ΔYм – большая и меньшая движущие силы на входе потоков в абсорбер и на выходе из него, кмоль ацетона/кмоль воздуха.

(3.36)

где YХн и YХк – концентрация ацетона в газе, равновесные с концентрациями в жидкой фазе (поглотителе) соответственно на входе в абсорбер и на выходе из него:

Отсюда

Тогда требуемое число тарелок [1]

, (3.37)

где Fраб - рабочее сечение тарелки, которое равно [6] 3,48 м2 .

Принимаем n = 10 тарелок.

3.7 Выбор расстояния между тарелками и определение высоты абсорбера

Расстояние между тарелками принимают равным или несколько большим суммы высот барботажного слоя (пены) hп и сепарационного пространства hc [1]:

, (3.38)

Высоту пены рассчитаем по формуле

, (3.39)

Подставив получим

Высоту сепарационного пространства рассчитываем исходя из допустимого брызгоуноса с тарелки, принимаемого равным 0.1 кг жидкости на 1 кг газа используя формулу [1]:

, (3.40)

где Е – масса жидкости уносимой с 1 м2 рабочей площади сечения колонны, кг/м2 ·с;

σ – поверхностное натяжение, σ = 72.8 мН/м [3].

Согласно графику для определения уноса на колпачковых тарелках [1] рисунок 5.5:

Из (3.) выразим hс :

Найдём расстояние между тарелками по формуле (3.41)

, (3.41)

Принимаем h = 0.3 м [6] таблица 24.2.

Рассчитаем высоту тарельчатой части по формуле (3.42):

, (3.42)

Подставив значения, получим

.

Расстояние между нижней тарелкой и днищем абсорбера примем по [7] равным 5 м, а расстояние между верхней тарелкой и крышкой абсорбера 1.6, тогда общая высота абсорбера :

3. 8 Гидравлическое сопротивление тарелок абсорбера

Гидравлическое сопротивление тарелок абсорбера определяют по формуле [2]:

(3.43)

Полное гидравлическое сопротивление одной тарелки складывается из трёх слагаемых:

, (3.44)

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки

, (3.45)

где ξ – коэффициент сопротивления сухой тарелки, для колпачковой тарелки ξ = 4,5 [6];

FC – относительное свободное сечение для прохода газа по тарелке, для колпачковой тарелки FC =0,123 [1].

Получим:

Гидравлическое сопротивление газожидкостного слоя (пены) на тарелке [9] c. 229:

(3.46)

где g – ускорение свободного падения, м2 /с;

ρх – плотность жидкости, кг/м3 ;

h0 – высота светлого слоя жидкости, м.

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения [2]:

(3.47)

где σ – поверхностное натяжение жидкости, равное 72,8∙10-3 Н/м;

dЭ – эквивалентный диаметр щелей, через которые газ проходит в жидкость на тарелке, м.

Рассчитаем эквивалентный диаметр для треугольной прорези со сторонами 16.55 мм, 16.55 мм, 14 мм [6].

Тогда полное гидравлическое сопротивление

Гидравлическое сопротивление всех тарелок абсорбера

3.9 Определение диаметра штуцеров

Для расчетов диаметров штуцеров служит следующее уравнение [1] с.16:

, (3.48)

где wр ‑ рекомендуемая среднерасходная скорость перемещения среды в штуцере,м/с;

Q – объемный расход, м3 /с.

Руководствуясь [1] примем ωp газа =15 м/с, ωp жидк. =0.8 м/с.

Так как давление в абсорбере небольшое, согласно рекомендациям [12] выберем штуцера ОСТ 26 – 1404.

Объемный расход жидкой смеси равен:

(3.49)

где L – мольный расход поглотителя, кмоль/с;

М – молярная масса поглотителя, кг/кмоль;

ρ – плотность поглотителя при температуре абсорбции, кг/м3 .

Определяем диаметр основных технических штуцеров для подвода и отвода жидкой смеси:

.

Примем штуцер с Dy =60 мм.

Определяем диаметр основных технических штуцеров для подвода и отвода газовой смеси.

.

Примем штуцер с Dу =500 мм.

ОТКРЫТЬ САМ ДОКУМЕНТ В НОВОМ ОКНЕ

Комментариев на модерации: 3.

ДОБАВИТЬ КОММЕНТАРИЙ  [можно без регистрации]

Ваше имя:

Комментарий