Расчет абсобционной установки

Исходные данные: 1) количество газовой смеси, поступающей в абсорбер, V= 12 м 2) температура газовой смеси, поступающей на установку t = 110 ºC, 3) начальная концентрация ацетона в газовой смеси y

Исходные данные:

1) количество газовой смеси, поступающей в абсорбер, V= 12 м3 /с;

2) температура газовой смеси, поступающей на установку t = 110 ºC,

3) начальная концентрация ацетона в газовой смеси yн = 8 % об.;

4) степень извлечения ε = 94 %;

5) начальная массовая концентрация ацетона в воде

=0,0 % масс.;

6) степень насыщения η = 77%;

7) начальная температура воды, поступающей в абсорбер t1 =16 ºС;

8) давление в абсорбере р = 1,1 атм;

9) начальная температура охлаждающей воды в теплообменнике tВ1 = 19 ºС

10) концентрация вещества в поглотителе у* = 1,6 х.

1 Расчёт материального баланса

Начальные относительные массовые составы газовой и жидкой фаз определяются по формулам:

,

,

где МА , МВ – молекулярные массы ацетона и воздуха, кг/кмоль.

Молекулярная масса ацетона (СН3 )СО , молекулярная масса инертной части (воздуха) .

кг/кг воды;

кг/кг воздуха.

Концентрация ацетона в газовой фазе на выходе из абсорбера определяется по формуле:

,

где - степень извлечения.

кг/кг воздуха.

Для определения равновесной концентрации ацетона выполним расчёт в следующей последовательности. Задаваясь рядом значений Х – конечных концентраций ацетона в воде, вытекающей из абсорбера, рассчитывается равновесная концентрация ацетона в газовой смеси по формуле У* = 1,6 Х.

Конечную рабочую концентрацию ацетона в жидкости на выходе из абсорбера определяют по формуле:

,

где - равновесная концентрация поглощаемого компонента;

- степень поглощения, =77%

Результаты расчёта сведены в таблицу 1.

Таблица 1 – Результаты расчета

, кг/кг

0

0,03

0,06

0,09

0,04

, кг/кг

0

0,048

0,096

0,144

0,192

Линия равновесия представлена на рисунке 1.

При , тогда

кг/кг воды.

Рабочая линия: т.А - , кг/кг воды,

т. В - , кг/кг.

Определим объем газовой смеси, поступающей в абсорбер после холодильника. Температура газовой смеси на входе в абсорбер принимается на 5º С выше температуры воды в абсорбере t = 16 + 5 = 21º С.

,

где tН – начальная температура газовой смеси, tН = 110º С;

Р0 = 1 атм – давление газа при нормальных условиях,

Р = 1,1 атм – давление газа в абсорбере.

Количество ацетона, поступающего в абсорбер, равно

,

где ρ1 – плотность паров ацетона при условиях в колонне, определяется по формуле

,

Количество воздуха, поступающего в колонну, равно

,

где ρ2 – плотность воздуха при условиях в колонне, определяется по формуле

,

Плотность газовой смеси, поступающей на абсорбцию, определим по формуле

;

Количество газовой смеси, поступающей в абсорбер, равно

Количество поглощенного ацетона

кг/с.

Расход воды в абсорбер:

.

2 Расчет насадочного абсорбера

2.1 Определение скорости газа и диаметра абсорбера

Принимаем в качестве насадки керамические кольца Рашига размером 35х35х4 мм, неупорядоченные.

Характеристика насадки: удельная поверхность а = 140 м23 ; свободный объём Vс = 0,78 м33 ; эквивалентный диаметр dэ = 0,022 м.

Предельная скорость газа в насадочных абсорберах определяется по уравнению:

,

А – коэффициент для насадки из колец, А=0,022.

;

Рабочая скорость газа в колонне:

,

м/с.

Диаметр колонны:

,

м.

Выбираем стандартный диаметр обечайки колонны D = 2,6 м.

Плотность орошения колонны:

,

м3 /(м2 ·с).

Оптимальная плотность орошения:

,

где b – коэффициент, при абсорбции паров органических жидкостей (паров ацетона) водой b = 2,58·10-5 [2].

м3 /(м2 ·с).

Так как >1,

Определим действительную скорость газа в абсорбере

;

.

2.2 Определение высоты насадочной колонны

Определим движущую силу процесса по рисунку 1:

на входе в абсорбер

на выходе из абсорбера

Среднюю движущую силу вычислим по формуле

;

Определим свойства газовой смеси.

Рассчитаем вязкость газовой фазы

,

где Мг - мольная масса газовой фазы,

;

кг/кмоль.

Значения динамической вязкости компонентов μ, Па·с определим по таблице [4] при температуре 21 ºС μсп = 0,0074·10-3 Па·с;

μвозд = 0,0183·10-3 Па·с [1, рис VI].

.

Коэффициент диффузии ацетона в воздухе при 25 ºС определяется по уравнению:

,

где DГ0 – коэффициент диффузии ацетона в воздухе при
Р = 0,1 МПа и температуре 0 ºС, Т = 273 К, DГ0 = 0,082 ·10-4 м2 /с [6];

T – температура газовой смеси в колонне, Т = 273 + 21 =294 К;

м2 /с.

Критерий Рейнольдса для газовой фазы равен

,

.

Критерий Прандтля:

,

.

Коэффициент массоотдачи в газовой фазе для неупорядоченных насадок определяется по формуле [2] ,

где с и m – коэффициенты, для неупорядоченных насадок[2] m = 0,655; С = 0,407

м/с.

Выразим в выбранной для расчёта размерности:

,

кг/(м2 ·с).

Для определения коэффициента массоотдачи в жидкой фазе рассчитываем следующие величины:

– приведённая толщина стекающей пленки жидкости:

,

где вязкость воды при температуре жидкости tж = 21°C

μж = 1,0·10-3 Па·с.

м.

–модифицированный критерий Рейнольдса для стекающей по насадке плёнке жидкости:

,

.

–диффузионный критерий Прандтля для жидкости:

,

где - коэффициент диффузии ацетона в воде при 21 ºС,

м/с [6].

.

Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе находим по уравнению:

,

м/с.

Выразим в выбранной для расчёта размерности:

,

кг/м2 ·с.

Находим коэффициент массопередачи для газовой фазы по уравнению:

,

значение коэффициента m определяется по формуле:

,

.

кг/(м2 ·с).

Площадь поверхности массопередачи в абсорбере равна:

,

м2 .

Высоту насадки, требуемую для создания этой площади поверхности массопередачи, рассчитываем по формуле:

,

где S – площадь поперечного сечения абсорбера, м2 .

м.

Определим высоту насадки другим способом – с помощью числа единиц переноса и высоты единицы переноса.

Для определения высоты единицы переноса определяем [2, формулы 8.79, 8.81]:

– высоту единицы переноса для газовой фазы:

,

м.

– высоту единицы переноса для жидкой фазы:

,

м.

– удельный расход поглотителя:

, кг/кг.

Высота единицы переноса:

,

м.

Высота насадки с учетом числа теоретических тарелок, определенных графически из рисунка 1 – n = 7 шт.

,

м.

Выбираем большую из рассчитанных высоту насадки Нн = 8,4 м.

Высота насадочной колонны определяется по уравнению:

,

где Hн – высота насадочной части колонны, м;

- высота соответственно сепарационной части колонны (над насадкой), нижней части колонны и между слоями насадок, м.

Принимаем расстояние от слоя насадки до крышки абсорбера
h1 = 0,5*2,6=1,3 м, расстояние от насадки до днища абсорбера h2 = 1,0*2,6 = 2,6 м.

hяр =м

Высота абсорбера

м.

2.3 Расчёт гидравлического сопротивления насадки

Критерий Рейнольдса для газа Reг = 4248. Коэффициент сопротивления сухой насадки определяется по формуле

,

Сопротивление сухой насадки:

Па

Гидравлическое сопротивление орошаемой насадки равно:

,

где b – коэффициент, для насадки из колец Рашига диаметром 50 мм в укладку, b = 47 [3];

U - плотность орошения насадки, U = 0,0038.

Па.

Давление развиваемое газодувкой

Ризб. = 1,05*11890=12484,5 Па

3 Расчет тарельчатого абсорбера

3.1 Определение скорости газа и диаметра абсорбера

Скорость газа в интервале устойчивой работы можно определить по формуле:

, где

В-коэффициент, характеризующий работу решетчатой тарелки, принимаем В=8, е=2,72

dэкв -эквивалентный диаметр отверстия для щели тарелки, м

Для расчета допустимой скорости паров принимаем тарелку типа ТР ( ост 26-666-72) сталь углеродистая. dэкв =2*в=2*6=12 мм=0,012 м, s-ширина щели, s=4мм, Fс - свободное сечение тарелки, при шаге t=36мм, Fс =0,2м22 – принимаем относительно рассчитанного насадочного абсорбера с Д=2,6 м

Находим диаметр абсорбера:

м

Принимаем Дстанд =2,4 м

Определяем действительную скорость газа на тарелке:

м/с

Расчет светлого слоя жидкости на тарелке

Определим уточненное значение коэффициента В

Определяем плотность орошения

Определяем критерий Фруда

С-коэффициент, определяем по формуле

Находим высоту газожидкостного слоя для абсорбера Дст =2,4м, Fс =0,2м22

Определяем газосодержание барботажного слоя

>0,5

Высота светлого слоя жидкости

Определим коэффициенты массоотдачи:

Выразим в выбранной для расчета размерности:

кг/м2 с

Выразим в выбранной для расчета размерности:

кг/(м2 с)

Коэффициент массопередачи:

кг/м2 с

Определяем число тарелок в абсорбере

Суммарная поверхность тарелок равна:

м2

Определяем площадь одной тарелки, -доля рабочей площади тарелки

Требуемое число тарелок равно:

тарелки, принимаем n=8 шт

Определяем расстояние между тарелками

Определяем высоту сепарационного пространства

,

где е=0,1, А=1,4х10-4 , m=2,56, n=2,56

f-поправочный коэффициент, учитывающий свойства жидкости

принимаем расстояние между тарелками равное 0,3 м.

Высота тарельчатой части абсорбера

Принимаем расстояние от верхней тарелки до крышки

м;

Принимаем расстояние от нижней тарелки до днища

Определяем высоту абсорбера

Полное гидравлическое сопротивление тарелок:

;

Гидравлическое сопротивление сухой тарелки:

;

Па

-коэффициент, зависит от конструкции тарелки, принимаем для решетчатой тарелки табл. 5 [2]

Гидравлическое сопротивление, обусловленное силами поверхностного натяжения:

Па

Гидравлическое сопротивление газо-жидкостного слоя (пены) на тарелке:

Па

Па

Проводим сравнение насадочного и тарельчатого абсорбера, данные отражены в таблице 2.

Таблица 2

Параметр

Насадочный абсорбер

Тарельчатый абсорбер

Диаметр, м

2,6

2,4

Скорость газа, м/с

1,37

1,86

Высота, м

14,6

5,7

Сопротивление гидравлическое, Па

12484,5

3319,8

Число абсорберов

1

1

Объем абсорбера, м3

29,79

19,4

Сравнение этих данных показывает, что применение тарельчатого абсорбера позволяет значительно снизить энергетические затраты на преодоление газовым потоком сопротивления абсорбера. Поэтому выбираем для проведения процесса тарельчатый абсорбер.

4 Расчет вспомогательного оборудования

4.1 Расчет теплообменника для охлаждения газовой смеси

Исходные данные:

Расход газовой смеси G1 = 11,97 кг/с;

Температура газовой смеси на входе в теплообменник t1 ′ = 110 ºС;

Температура газовой смеси на выходе из теплообменника t1 ″ = 21 ºС;

Начальная температура охлаждающей воды t2 ′ = 19 ºС.

4.1.1 Определение тепловой нагрузки теплообменника и расхода воды

Найдем среднюю температуру газовой смеси

t1 = 0,5 (t1 ′ + t1 ″) = 0,5 (110 + 21) = 65,5 ºС.

Газовая смесь при средней температуре 65,5 ºС имеет следующие свойства.

;

кг/м3 .

Вязкость газовой смеси при температуре 65,5ºС

Μац = 0,85·10-5 Па·с;(4) μвозд = 2,·10-5 Па·с.(1)

.

Теплоемкость при средней температуре

,

где Сац – удельная теплоемкость ацетона при t1 = 65,5 °С ,

по [4] Сац =1438 Дж/(кг·град),

Свозд – удельная теплоемкость воздуха при t1 = 65,5 °С ,

по [1] Свозд = 1007 Дж/(кг·град),

Дж/(кг·град).

Теплопроводность

,

где В = 0,25 · (9 · k - 5) [1]

kац = 1,26

тогда теплоемкость газа:

kг. см. = kб Ун + kв (1-Ун ) Вт/м К

В = 0,25 (9 · 1,388 - 5) = 1,873

Вт/м·К

Примем температуру охлаждающей воды на выходе из теплообменника равной 50 °С, тогда средняя температура воды

t2 = 0,5 (t2 ′ + t2 ″) = 0,5 (19 + 50) = 34,5 ºС.

Вода при средней температуре 34,5 ºС имеет следующие физико-химические и теплофизические свойства [1].

ρ2 = 994 кг/м3 ; μ2 = 0,7298·10-3 Па·с, С2 = 4190 Дж/(кг·град),

λ2 = 0,622 Вт/м·град.

Тепловую нагрузку определим по формуле

;

Вт.

Определим расход охлаждающей воды из уравнения теплового баланса

.

кг/с.

Температурная схема теплообменника

110 ºС 21 ºС;

50 ºС 19 ºС;

;

Средняя разность температур между теплоносителями

ºС.

4.1.2 Определение коэффициента теплоотдачи для газовой смеси

Принимаем трубы теплообменника диаметром dт = 25 х 2 мм. Направим газовую смесь в трубное пространство. Зададимся значением критерия Рейнольдса для газа Re = 40000 (развитое турбулентное движение) и определим требуемое число труб одного хода по формуле [2]

,

где d – внутренний диаметр трубы, d = 21 мм = 0,021 м;

.

По таблице 4.12 [4] принимаем одноходовой кожухо-трубчатый теплообменник: Дкожуха = 1200 мм, n = 1083

Уточняем Re:

Режим движения газа – турбулентный.

Вычислим критерий Прандтля для газа

,

.

Определим коэффициент теплоотдачи по формуле [2]

,

где = 1, для газов отношение =1, [1].

.

Коэффициент теплоотдачи от газа к стенке

Вт/(м2 ·К).

Определение коэффициента теплоотдачи от степени к охлаждающей воде. Критерий Прандтля для воды

м

Принимаем Re = 10000

где С- коэффициент для перегородок, С=1,72

Вт/м*К

Термическое сопротивление загрязнений:

-со стороны газовой смеси м2 К/Вт

-со стороны воды м2 К/Вт табл. 5.4 [4]

теплопроводность стальных труб: Вт/м*К

Определим поправочный коэффициент et

При этих значениях et0,8 рис.5 (1)

tут=tср* et= 23,2*0,8 =18,56

Требуемая площадь поверхности теплообмена:

м2

Принимаем одноходовой кожухо-трубчатый теплообменник ТН.

Диаметр кожуха 1200 мм

Число труб 1083мм

Диаметр труб 25 х 2 мм

Площадь поверхности теплообмена 765 м2

Длина труб 9 м

Число сегментных перегородок n = 14

Число труб по диагонали шестиугольника - 39

Запас площади теплообмена:

Уточненный расчет:

Определим число перегородок

Определим площадь сечения одного хода

Уточняем скорость движения воды

При расчете теплоотдачи в случае Rе < 10 000 определяющая температура

tопр = 0,5 (tст + t). Ввиду того, что температура tcT будет определена только в конце расчета, необходимо задаться величиной ∆t

В данном примере теплопередачи от газа к жидкости следует учесть, что коэффициент теплоотдачи от газа к стенке обычно значительно меньше коэффи­циента теплоотдачи от стенки к жидкости, поэтому примем ∆t= 0,25∆tcp = 0,25*23,2=5,8°С.

При этом tст = t+ ∆t =34,5+5,8 =40,3°С, и за определяющую тем­пературу примем tопр = 0,5 (40,3 +34,5) =37,4 °С.

При этих допущениях:

(Gr Pr )=>8*105

Значения β, ρ, μ и Рг для воды взяты по табл. XXXIX. (1)

Для горизонталь­ного аппарата расчетная формула коэффициент теплоотдачи:

Принимаем по табл. 4.12(1) теплообменник с максимальной длиной труб L = 9м. Тогда:

где μ=0,657 при 40,3 °С

Коэффициент теплопередачи:

Термическое сопротивление загрязнений:

-со стороны газовой смеси м2 К/Вт

-со стороны воды м2 К/Вт табл. 5.4 [4]

теплопроводность стальных труб: Вт/м*К

Поверхностная плотность теплового потока:

q=K∆tср =80,66*23,2=1871,312

Проверим применимость формулы расчета коэффициента теплоотдачи и уточним расчет. Расчетное значение ∆tср

∆tср = q/α=1871,312/339,6=5,51 °С

Уточненное значение (GгРг):

(GгРг)=35,79*105 *(5,51/5,8)0,1 =35,6*105

Формула применена верно, так как (GгРг) > 106 и > 20.

Расчетное значение определяющей температуры

а было принято tст = 37,4 °С.

Расчет q произведен правильно.

Расчетная площадь поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена:

Запас площади поверхности теплообмена достаточен.

Принимаем одноходовой кожухотрубчатый теплообменник ТН.

Диаметр кожуха 1200 мм

Число труб 1083мм

Диаметр труб 25 х 2 мм0

Площадь поверхности теплообмена 765 м2

Длина труб 9 м

Определяем диаметр патрубков

м/с;

м

м

Принимаем трубы для патрубков и колен по ГОСТ 10704-91*диаметром

для воды- 426x10 мм

для смеси- 820x11 мм

4.2 Расчет центробежного насоса для подачи в колонну поглотителя

Примем скорость воды во всасывающем и нагнетательном трубопроводах равной 2 м/с. Рассчитаем диаметр трубопровода по формуле

;

м.

Фактическая скорость воды в трубе

,м/с

м/с

Принимаем абсолютную шероховатость стенок труб е = 0,2 мм, степень шероховатости dэ / е = 119/0,2 =595. По рисунку находим значение коэффициента трения λ = 0,0235.

Вычислим критерий Рейнольдса

;

.

Примем следующие характеристики трубопроводных линий:

линия всасывания – длина l1 = 15 м; линия нагнетания – длина l2 = 50 м.

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений.

На линии всасывания:

1) вход в трубу (с острыми краями) ξ1 = 0,5;

2) отвод под углом 90° (2 шт) ξ2 = 0,21*2=0,42;

3) вентиль нормальный (2 шт) (для диаметра 119 мм) ξ3 = 0,47*2=0,94

.

На линии нагнетания:

1) отвод под углом 90° (3 шт) ξ1 = 0,21*3=0,63;

2) вентиль нормальный (4 шт) (для диаметра 119 мм) ξ3 = 0,47*4=1,88

3) диафрагма m=0,6 ξ3 = 2;

4) выход из трубы ξ4 = 1.

.

Определим потери напора по формуле

.

Потери напора на всасывающей линии

м.

Потери напора на нагнетательной линии

м.

Общие потери напора

м.

Определим необходимый напор насоса

.

Значения величин в формуле указаны в исходных данных.

м.

Определим полезную мощность насоса

.

кВт.

Мощность на валу электродвигателя

,

где ηдв –0,8;

кВт.

Установочная мощность сотавит:

,кВт

кВт

Выбираем центробежный насос [2]: марка Х 90/19, производительность 0,025 м3 /с, напор 13 м, частота вращения n = 48,3 с-1 , мощность 10 кВт, электродвигатель АО2-51-2. ηдв =0,88

Рассчитаем запас напора на кавитацию

.

м.

По таблицам насыщенного водяного пара[1] определим давление насыщенных водяных паров при t = 21º С Рt = 2,4 ·103 Па.

Определим предельную высоту всасывания по формуле

.

.

Насос можно устанавливать над емкостью на высоте 4,39 м над уровнем водоема вполне допустимо.

5. Расчет вентилятора к тарельчатому абсорберу для перекачки газовой смеси

Определение гидравлического сопротивления аппарата

Принимаем скорость газовой смеси в трубопроводе 20 м/с и определяем диаметр трубопровода

, м

По найденному диаметру принимаем трубопровод из стали наружным диаметром 820х11 мм; dвн =820-11*2 мм =798 м.

Фактическая скорость газа в трубе

м/с

Критерий Рейнольдса для потока газа в трубопроводе

>10000

Режим движения турбулентный.

Примем трубы стальные новые с абсолютной шероховатостью Δ = 0,2 мм

Относительная шероховатость трубы

,

По рисунку 1.5. [3] находим значение коэффициента трения λ = 0,015.

Примем длину нагнетательной линии lн =50 м. На линии установлена 3 задвижки и 4 отвода под углом 90о , диафрагма

Определяем коэффициенты местных сопротивлений [3, табл. XIII]:

- задвижка ξ =0,15*3=0,45

- отвод 900 ξ = 0,21*4=0,42

- диафрагма m=0,7 ξ =0,97

- вход в трубу (с острыми краями) ξ=0,5

- Выход с трубы ξ=1

Σ ξ = 0,45+0,42+0,97+ 0,5+1 =3,4

Определяем гидравлическое сопротивление трубопровода

, м

м

Определяем избыточное давление, которое должен обеспечить вентилятор

,

где ΔРа – гидравлическое сопротивление в насадочном абсорбере, ΔРа =3319,8 Па

Расчет мощности вентилятора

Выберем вентилятор марки ВЦ 12-49-8-01

Производительность – 12,5 м3

Частота вращения – 24,15 об/с

Мощность э/двигателя – 110 кВт

Тип двигателя 4А 280 М4

Заключение

В результате расчета был выбран тарельчатый абсорбер диаметром 2,4 м и высотой 5,7 м. Характеристика тарелки: ТР ( ост 26-666-72) сталь углеродистая. dэкв =2*в=2*6=12 мм=0,012 м, s-ширина щели, s=4мм, Fс - свободное сечение тарелки, при шаге t=16мм, Fс =0,2м22

– Для охлаждения газовый смеси подобран одноходовой кожухо-трубчатый теплообменник ТН.

Диаметр кожуха 1200 мм

Число труб 1083мм

Диаметр труб 25 х 2 мм

Площадь поверхности теплообмена 765 м2

Длина труб 9 м

Для подачи воды в абсорбер был выбран по [1] насос марки Х 90/19, производительность 2.5*10-2 м3 /с, напор 13 м, частота вращения n = 48,3 с-1 , мощность 10 кВт, электродвигатель АО2-51-2.

Для подачи охлажденной газовой смеси в абсорбер подобран вентилятор марки ВЦ 12-49-8-01

Производительность – 12,5 м3

Частота вращения – 24,15 об/с

Мощность э/двигателя – 110 кВт

Тип двигателя 4А 280 М4

СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННОЙ ЛИТЕРАТУРЫ

1. Павлов К.Ф., Романков П.Г., Носков А.А. Примеры и задачи по курсу процессов и аппаратов химической технологии. – Л.:Химия,1987.- 575 с.

2. Иоффе И.Л. Проектирование процессов и аппаратов химической технологии: учебник для техникумов. – Л.: Химия, 1991.

3. Основные процессы и аппараты химической технологии: Пособие по проектированию. Под ред. Ю.И. Дытнерского– М.: Химия, 1991. – 436 с.

4. Плановский А.Н., Рамм В.М., Каган С.З. Процессы и аппараты химической технологии. – М.: Химия, 1966. – 848 с.

5. Расчет абсорбционной установки: Методические указания к курсовому проектированию по курсу «Основные процессы и аппараты химической технологии»/ГАСВУ, Уфимск. технол. ин-т сервиса. Сост. С.П. Ломакин, Уфа, 1998, 55 с.

6. Рамм В.М. Абсорбция газов.- М.: Химия, 1976, 655 с.

Введение

Абсорбцией называется процесс поглощения газов или паров из газовых или паро- газовых смесей жидкости поглотителями (абсорбентами). В абсорбционных процессах участвуют две фазы – жидкая и газовая и происходит переход вещества из газовой фазы в жидкую или наоборот. При физической абсорбции поглощаемый газ (абсорбтив) не взаимодействует химически с абсорбентом. Если же абсорбтив образует с абсорбентом химическое соединение, то процесс называется хемосорбцией. Физическая абсорбция в большинстве случаев обратима. На этом свойстве абсорбционных процессов основано выделение поглощенного газа из раствора - десорбция.

Сочетание абсорбции с десорбцией позволяет многократно применять поглотитель и выделять поглощенный компонент в чистом виде. Во многих случаях проводить десорбцию не обязательно, так как абсорбент и абсорбтив представляют собой дешевые или отбросные продукты, которые после абсорбции можно вновь не использовать.

В промышленности процессы абсорбции применяются главным образом, для извлечения ценных компонентов из газовых смесей или для очистки этих смесей от вредных примесей, а так же для получения готового продукта путем поглощения газа жидкостью.

Абсорбционные методы широко распространены в химической технологии и являются основной технологической стадией ряда важнейших производств (например, абсорбция SO3 в производстве серной кислоты; абсорбция HCl с получением соляной кислоты; абсорбция окислов азота водой в производстве азотной кислоты; абсорбция паров различных углеводородов из газов переработки нефти и т.п.). кроме того, абсорбционные процессы являются основными процессами при санитарной очистке выпускаемых в атмосферу отходящих газов от вредных примесей.

Содержание

Исходные данные

Введение

Описание технологической схемы установки

1 Материальный баланс

2 Расчет насадочного абсорбера

3 Расчет тарельчатого абсорбера

4 Расчет теплообменника

5 Расчет центробежного насоса

6 Расчет вентилятора

Заключение

Литература

Описание технологической схемы установки

Газ, охлажденный в теплообменнике 9, подается газодувкой 5 в нижнюю часть абсорбера 6, где равномерно распределяется по сечению колонны и поступает на контактные элементы (насадку). Абсорбент подается в верхнюю часть колонны центробежным насосом 4 из сборника 3. В колонне осуществляется противоточное взаимодействие газа и жидкости. Очищенный газ выходит из колонны в атмосферу. Абсорбент стекает через гидрозатвор в сборник 7, откуда насосом 5 направляется на дальнейшую переработку. Для охлаждения газа в холодильник из градирни 2 подается насосом 1 вода, которая после холодильника возвращается на охлаждение в градирню. Схема автоматизирована.

Цель системы автоматического регулирования определяется назначением процесса: очистка газа, поступающего в абсорбер или получение готового продукта. В данной работе рассматривается первая задача, в соответствии с которой основными регулируемыми параметрами являются: 1) концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси на выходе из абсорбера; 2) температура газовой смеси, поступающей на абсорбцию; 3) уровень жидкости в абсорбере.

В большинстве случаев расход газовой смеси определяется техно-логическим режимом, т. е. абсорбционная установка должна переработать весь поступающий поток газа. Поэтому, например, при увеличении количества подаваемой в абсорбер газовой смеси возрастет концентрация извлекаемого компонента в газовой смеси на выходе из абсорбера. При помощи регуля­тора концентрации увеличится подача абсорбента в абсорбер, что обеспечит стабилизацию концентрации компонента в газовой смеси на выходе из абсорбера. Для улучшения процесса абсорбции поддерживается низкая температура газовой смеси, поступающей в абсорбер, путем изменения расхода охлаждающей воды, подаваемой в холодильник газа 9.